LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. 1 hari produksi : 24 jam. Bioetanol sebagai produk : 95% x 126,2626 kg/jam = 119,95 kg/jam

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas bahan baku (Jerami padi) : 1000 ton / tahun

Waktu operasi : 330 hari / tahun

Satuan berat : newton (N)

Basis perhitungan : 1 jam operasi

1 hari produksi : 24 jam

Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi :

jam 24 hari 1 x hari 330 tahun 1 x ton 1 kg 1000 x tahun 1 ton 1000 = = 126,2626 kg/jam etanol Kemurnian produk = 95 %

Bioetanol sebagai produk : 95% x 126,2626 kg/jam = 119,95 kg/jam

LA.1 Knife cutter (KC-103)

Fungsi : mengecilkan ukuran jerami padi menjadi ukuran dengan diameter 1 mm. sebelum masuk kedalam vibrating screen (vs).

2 4

KC-102 1

(2)

Efisiensi pengecilan ukuran jerami padi oleh Knife Cutter = 80%. (Walas,

1988). Dalam knife cutter ini hanya 80% jerami padi yang berhasil dikecilkan

menjadi ukuran diameter 1 mm. Alur masuk

Jerami padi yang harus disuplay setiap jam adalah 1000 kg/jam

Didalam knife cutter hanya berhasil dihaluskan 80 % sehingga 20 % lagi akan di recycle kembali dari VS ke Knife cutter.

Jerami padi yang harus disuplai dari penyimpanan:

𝐹1 ₌ 80

100 𝑥 1000 = 800 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 𝐹1_{= 800 kg/jam}

Jerami padi yang direcycle

𝐹4 ₌ 20

100 𝑥 1000 = 200 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 F4 = 200 kg/jam

Alur keluar dari knife cutter (alur 3) 𝐹2 _{= 𝐹}1_{+ 𝐹}4

F2 = 800 + 200 𝐹2 _{= 1000 kg/jam}

Tabel LA.1 Neraca Massa pada Unit Persiapan Bahan Baku

Komponen Masuk (kg/jam) keluar (kg/jam)

alur 1 alur 4 alur 2

Jerami Padi 800 200 1000

(3)

LA.2 Vibrating Screen (VS-104)

Fungsi: Menyaring jerami padi yang telah dihaluskan oleh Knife Cutter (KC) yang berukuran 1 mm

VS-103 2

3 4

Gambar LA.2 Diagram Alir Vibrating Screen (VS-103)

Asumsi Efisiensi penyaringan jerami padi pada Vibrating Screen adalah 80%. Dalam vibrating screen akan dipisahkan semua jerami padi yang ukurannya 1 mm dari jerami padi yang ukurannya lebih besar dari 1 mm.

Persamaan Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-103) F2 = F3 + F4 F2 = 1000 kg/jam F4 = 200 kg/jam F3 = F2 – F4 = 1000 - 200 = 800 kg/jam

(4)

Tabel LA.2 Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-104)

Komponen masuk (kg/jam) keluar (kg/jam)

alur 2 alur 3 alur 4

Jerami Padi 1000 800 200

Total 1000 1000

LA.3 Tangki Berpengaduk ( MT-118)

Asam sulfat yang sudah diencerkan hingga 70% dengan penambahan air. Neraca total

F3 + F5 = F8 F3 = 800 kg/jam

Untuk neraca massa tiap komponen

Selulosa : FS3 = FS8= 39% x 800 kg/jam = 312 kg/jam Hemiselulosa : FH3 = FH8 = 27 % x 800 kg/jam = 216 kg/jam Lignin : FL3 = FL8 = 12 % x 800 kg/jam = 96 kg/jam Abu : FAbu3 = FAbu8 = 11% x 800 kg/jam = 88 kg/jam

Tangki Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Asam sulfat Selulosa 39% Hemiselulosa 27% Lignin 12% Abu 11% Air 11% H2SO4 5% 3 5 8

(5)

Air : FA3 = FA8 = 11 % x 800 kg/jam = 88 kg/jam H2SO4 : FH2SO45 = FH2SO48 = 5% x800 kg/jam = 40 kg/jam

Tabel LA.3 Neraca Massa Tangki Berpengaduk

Komponen Alur Masuk ( kg/jam)

Alur keluar ( kg/jam ) 3 5 8 Selulosa 312 - 312 Hemiselulosa 216 - 216 Lignin 96 - 96 Abu 88 - 88 Air 88 88 H2SO4 - 40 40 Total 800 40 840

LA.5 REAKTOR HIDROLISA

Reaktor Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Asam Sulfat Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa Asam Sulfat Air Air 8 7 12 Steam 180oC Kondensat 180oC 45°C 100oC

(6)

F12 = F8 + F7 F8 = 1050 kg/jam Alur 7

Berdasarkan literatur air yang ditambahkan sebanyak 50% dari jumlah bahan baku yang masuk (Novitri, Amelia dan Listiyani, 2009), maka

H2O : FA7 = 0,50 x F8 = 0,50 x 1050

= 525 kg/jam Alur 12

Komposisi pada alur 8 : FS8 = 312 kg/jam FH8 = 16 kg/jam FL8 = 96 kg/jam FAbu8 = 88 kg/jam FA8 = 88 kg/jam FH2SO48 = 40 kg/jam

Total air pada saat reaksi berlangsung = FA8 + FA7

= 88 kg/jam + 525 kg/jam = 613 kg/jam

Didalam reaktor hidrolisis berlangsung reaksi penguraian selulosa menjadi glukosa, dengan reaksi sebagai berikut :

(7)

( C6H10O5)100 + 100 H2O 100 C6H12O6

Selulosa Air Glukosa

Dengan konversi reaksi 76 %. ( Badger, 2002 ) NS8 = _162𝑥100390 = 0,024 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚 NAir = 613₁₈ = 34,055 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚 s in s X N = out s in s N N − (Reklaitis, 1983) NS8 XS =NS8 – NS12 NS12 = NS8 ( 1 - XS ) NS12 = 0,024 ( 1 – 0,76) NS12 = 0,00576 kmol/jam NS12 yang bereaksi = 0,024 – 0,00576

NS12 yang bereaksi = 0,01824 kmol/jam

( C6H10O5 )100 + 100 H2O 100 C6H12O6

Selulosa Air Glukosa

Mula-mula : 0,024 kmol 34,055 kmol - Reaksi : 0,024 kmol 2,4 kmol 1,824 kmol

Hasil : - 31,655 kmol 1,824 kmol

(8)

= 2,4 kmol/jam x180 = 432 kmol/jam FS12 = NS14 x BM selulosa FS12 = 0,00576 x 162 x100 = 93,312 kg/jam FA12 = NA11 x BM air FA12 = 31,655 x 18 = 569,79 kg/jam

Di dalam reaktor hidrolisa berlangsung reaksi penguraian hemiselulosa menjadi xylose, dengan reaksi sebagai berikut:

( C5H8O4 )n + n H2O n C5H10O5

Hemiselulosa Air Xylosa

dimana, n = 100 – 200 (Ullman’s, 1980)

diambil n = 100, maka persamaan reaksi menjadi:

( C5H8O4 )100 + 100 H2O 100 C5H10O5

(BM hemiselulosa = 132, BM xylosa = 150, BM H2O = 18) dengan konversi reaksi : 90%. (Badger, 2002)

NAir = 613₁₈ = 34,055 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚 NH8 = _132𝑋100270 = 0,0204 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚 s in s X N = out s in s N N − (Reklaitis, 1983) NH8 XH =NH8 – NH14 H2SO4

(9)

NH12 = NH8 ( 1 – XH ) NH12 = 0,0204 ( 1 – 0,9) NH12 = 0,00204 kmol/jam

NH12 yang bereaksi = 0,0204 – 0,00204 NH12 yang bereaksi = 0,01836 kmol/jam

( C5H8O4 )100 + 100 H2O 100 C5H10O5

Mula-mula : 0,0204 kmol 34,055 kmol - Reaksi : 0,0204 kmol 2,04 kmol 0,204 kmol Hasil : - 32,015 kmol 0,204 kmol FX12 = NH12 x BM xylosa = 0,204 kmol/jam x150 = 30,6 kmol/jam FH12 = NH12 x BM hemiselulosa FH12 = 0,01836 x 132 x100 = 242,352 kg/jam FA12 = NA12 x BM air FA12 = 32,015 x 18 = 576,27 kg/jam

Maka neraaca massa tiap komponen di alur 12 : Selulosa : FS12 = 93,312 kg/jam

Hemiselulosa : FH12 = 242,352 kg/jam Lignin : FL12 = FL8 = 96 kg/jam

(10)

Abu : FAbu12 = FAbu8 = 88 kg/jam Air : FA12 = 613 + (569,79 + 576,27) = 1759,06 kg/jam H2SO4 : FH2SO412 = 40 kg/jam Glukosa : FG12 = 432 kmol/jam Xylose : FX12 = 30,60 kmol/jam

Tabel LA.4 Neraca Massa Reaktor Hidrolisa

Komponen Alur Masuk

(Kg/jam) Alur Keluar ( Kg/jam) 8 7 12 Selulosa 312 - 93,312 Hemiselulosa 216 - 247,352 Lignin 96 - 96 Abu 88 - 88

(11)

Air 88 525 1759,06 H2SO4 40 - 40 Glukosa - - 432 Xylose - - 30,60 840 525 2786,32 2786,32 2786,32

LA.6 FILTER PRESS I

Diharapkan semua abu dapat terpisah dari jerami padi dan mengandung air sekitar 10%.

Neraca massa total F15 = F16 +F17 F15 = 2786,32kg/jam Alur 16 ( filtrat)

Asumsi : efesiensi filter press 90% Neraca massa tiap komponen dialur 16

7 Filter Press I Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Glukosa Xylosa Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa H2SO4 air 15 17 H2SO4 Xylose Glukosa air 16

(12)

Air : FAir16 = FAir15 x 0,90

FAir16 = 1759,06x 0,90 = 1583,154 kg/jam H2SO4 : F H2SO416 = F H2SO415 x 0,90

F H2SO416 = 40 x 0,90 = 36 kg/jam Xylose : FXylose16 = FXylose15 x 0,90

FXylose16 = 30,60 x 0,90 = 27,54 kg/jam Glukosa : FGlukosa16 = FGlukosa15x 0,90

FGlukosa16= 432x 0,90 = 388,80 kg/jam Maka neraca massa total dialur 16 :

F16 = FAir16 + F H2SO416 + FXylose16 + FGlukosa16

= 1583,154 + 36 + 27,54 + 388,80 = 2035,494kg/jam Alur 17 F17 = F15 – F16 = 2786,32– 2035,494= 750,826 kg/jam Selulosa : FS17 = FS15 = 93,312 kg/jam Hemiselulosa : FH17 = FH15 = 247,352 kg/jam Lignin : FL17 = FL15 = 96 kg/jam Abu : FAbu17 = FAbu15 = 88 kg/jam Air : FAir17 = FAir15 - FAir16

= 1759,06– 1583,154 = 175,906 kg/jam Glukosa : FGlukosa17 = FGlukosa15 - FGlukosa16

= 432- 388,80 = 43,2 kg/jam Xylosa : FXylose17= FXylose15 - FXylose16

(13)

H2SO4 : F H2SO417 = F H2SO415- F H2SO416 = 40 – 36 = 4 kg/jam

Tabel LA.5 Neraca Massa pada Filter Press I

Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 15 16 17 Selulosa 93,312 - 93,312 Hemiselulosa 247,352 - 247,352 Lignin 96 - 96 Abu 88 - 88

(14)

H2O 1759,06 - 1759,06 H2SO4 40 - 40 Xylose 30,60 - 30,60 Glukosa 328,32 - 32,832 Filtrat H2O - 175,906 - H2SO4 - 36 - Xylose - 27,54 - glukosa - 388,80 - Total 2786,32 2035,494 2786,32 2786,32 LA.7 Evaporator

(15)

FE-217 Kaprolaktam H2O H2SO4 H2O H2SO4 Kaprolaktam H2O H2SO4 9 10 11

Neraca massa evaporator F9 = F10 + F11

Asumsi , efisiensi evaporator 80 % FH2SO411 = FH2SO49 x 0,80

= 40 x 0,80 = 32 kg/jam FH2SO410 = FH2SO49 - FH2SO411

= 40 – 32= 8 kg/jam FAir11 = FAir9x 0,80

= 88 x 0,80 = 70,4 kg/jam FAir10 = FAir9 - FAir11

= 88– 70,4 = 17,6 kg/jam

Tabel LA.6 Neraca Massa Menara Evaporator

(16)

Komponen (kg/jam)

Aliran 9 Aliran 10 Aliran 11

H2SO4 40 8 32 H2O 88 17,6 70,4 Total 128 25,6 102,4 128 ₁₂₈ LA.7 MIXER

Komposisi pada alur 17:

FS17 = FS19 = 93,312 kg/jam FH17 = FH19 = 247,352 kg/jam FL17 = FL19 = 96 kg/jam FAbu17 = FAbu19 = 88 kg/jam FAir17 = FAir19 = 1759,06kg/jam

FGlukosa17 = FGlukosa19 = 32,832 kg/jam FXylose17 = FXylose19 = 30,06 kg/jam

MIXER

Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Glukosa Xylosa Asam sulfat Urea Glukosa Xylosa Air Gypsum 19 17 18

(17)

F H2SO417 = F H2SO419 = 4kg/jam F17 = 2786,32

Komposisi di alur 18 :

Berdasarkan literatur Urea yang ditambahkan sebanyak 30% dari jumlah bahan baku yang masuk. Maka :

Alur 18:

FUrea18 = F17 x 0,30 = 2786,32x 0,30 = 835,896 kg/jam

Asam sulfat yang tersisa dari pemisahan evaporasi akan bereaksi dengan Ca(OH)2 menghasilkan gipsum (CaSO4) dengan reaksi sebagai berikut:

H2SO4 + (NH2)2CO 2NH3 + 2H2O σAsam = -1 σUrea = -1 σGipsum = 1 σAir = 2 r = Asam Asam 17 Asam x X N σ − = 1 1 x N17_Asam − − = N14Asam

N17Asam = F17Asam : 620,76 kg/kmol………….(1) F17Air = F19Air + (N19Asam x 2 x 18 kg/kmol) 88kg/jam = F19Air + (36 x N19Asam) kg/jam

(18)

F19Air = (88 – (36 x N19Asam)) kg/jam………….(2) Alur 19

N17Gipsum = N17Asam

F17Gipsum = N17Asam x 136 kg/kmol………….(3) N17urea = N17Asam

F17urea = N17Asam x 74 kg/kmol………….(4)

LA. 8 FERMENTOR Fermentor 21 Glukosa Xylosa Air Saccharomyces CO2 22 26 Etanol Air Glukosa Xylosa Saccharomyces 24 25 (NH4)2SO4 H3PO4 23

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90% membentuk etanol dan CO2.

Reaksi pembentukan etanol :

C6H12O6 2C2H6O + 2CO2

Glukosa dari hasil hidrolisa = 432 kmol x 180

= 77,760 kg Glukosa pada alur 21, FG21 = 432

(19)

Total glukosa FG26 = FG21 + Glukosa hasil hidrolisa = (432+ 77,760) kg

= 78,192 kg

Glukosa pada alur 21 sebanyak 432 kg karena yang terkonversi 90% , maka:

Yang bereaksi sebanyak : 100

90

x 432 kg =388,8 kg/jam

Glukosa pada alur 26,FG26 = 0,1FG21

= 0,1 x 432 kg = 43,2 kg/jam Glukosa yang bereaksi , NG21 = 388,8-43,2 = 345,6 kmol

Berdasarkan stokiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan ekivalen dengan 2,556 kmol CO2.

Etanol : FE26 = 2,556 kmol x 46 kg/kmol = 118,036 kmol

CO223 = FC0223 = 2,556 kmol x 44 kg/kmol = 112,902 kg

Air pada alur 26 ,Fair26 = air pada alur 21 = 88 kg Total substrat = glukosa + air

= (432 + 88) kg

= 520 kg

Fermentasi menggunakan saccaromyces cereviseae sebagai bakteri pengurai dan H3PO4 dan ( NH4)2SO4 sebagai nutrisi untuk bakteri. ( Wanto,1980 )

(20)

( NH4)2SO4 = 0,4% total substrat ( E. Gumbira sa’id, 1984 )

H3PO4 = 0,4% total substrat

Saccaromyces : Fsc25 = 5 % x total substrat

= 0,05 x 520 kg = 26 kg/jam ( NH4)2SO4 = 0,4% total substrat = 0,4 % x 520 kg = 208 kg H3PO4 = 0,4% total substrat = 0,4 x 520 kg = 208 kg

Saccaromyces cereviseae keluar : FSC26 = FSC25 + F(NH4)2SO424 + FH3PO322 = (26 + 208 + 208) kg

(21)

LA. 9 FILTER PRESS II Filter press 27 Air Saccharomyces Glukosa Xylosa 28 29 Etanol Air Glukosa Xylosa Saccharomyces Etanol Air

Diharapkan keseluruhan saccaromyces tersaring dan tidak mengandung air 10%. Neraca massa glukosa

Glukosa masuk alur 27 = glukosa keluar 28

FG27 = FG28 = 432 kg

FXylosa27 = FXylosa28 = 3,06 kg/jam

Neraca massa etanol:

Etanol masuk alur 27 = etanol keluar 29

FE27 = FE29 = 118,036 kg

Neraca massa saccaaromyces :

Saccaromyces masuk pada 27 = saccaromyces masuk pada alur 28 Fsc28 = Fsc27 = 74,126 kg

Neraca massa air : F Air27 = 88 kg

(22)

F Air28 = 0,1 x F Air27 = 0,1 x 88 kg = 8,8 kg F Air29 = F Air27 – F Air 28 = ( 88 – 8,8 ) kg

= 79,2 kg Total keluaran dari alur 29 adalah :

Etanol : FE29 = 118,036 kg

Air : = 79,2 kg

Maka :

F29 = ( 118,036 + 79,2 ) kg = 197,236 kg

Dari total keluaran dari alur 20 di atas maka diperoleh :

XE29 = 545,356 kg 118,036 X 100 % = 21,64% XAir29 = 545,356 kg 79,2 X 100 % = 14,522 %

(23)

LA.10 MENARA DISTILASI 32 37 39 33 34 40 36 38 Etanol Air Etanol air Air

Komposisi destilat adalah sebagai berikut:

F41Et = 118,036 kg/jam N41Et = 2,566 kmol/jam

F41Air = 79,2 kg/jam N41Air= 5,5 kmol/jam

F41 = 217,036 kg/jam N41 = 8,066 kmol/jam Maka : Z41Et = 8,066 2,566 = 0,318 Z41Air = 8,066 5,5 = 0,6816

Asumsi feed terdiri dari 8% massa etanol dan 92% massa air.

XF = 92/18 8/46 8/46 + = 0,0329 XD = 0,318 Xw = 0,6816

(24)

Neraca massa total: F = D + W F x 0,0329 = 8,066 x 0,318+ (F – 8,066) x 0,6816 F = 4,5198 kmol/jam W = D – F = (8,066 - 4,5198) kmol/jam = 3,5462 kmol/jam Alur 32

N32Etanol = XF x F = 0,0329 x 4,5198 kmol/jam = 0,1487 kmol/jam N32Air = (1 – XF) x F = 4,371 kmol/jam

F32Etanol = 0,1487 kmol/jam x 46 kg/kmol = 6,8402 kg/jam F32Air = 4,371 kmol/jam x 18 kg/kmol = 78,678 kg/jam Alur 36

N36Etanol = Xw x W = 0,6816x 3,5462 kmol/jam = 2,4170 kmol/jam N36Air = (1 – XW) x W = 1,129 kmol/jam

F36Etanol = 2,4170 kmol/jam x 46 kg/kmol = 111,182 kg/jam F36Air = 1,129 kmol/jam x 18 kg/kmol = 20,322 kg/jam Tabel Data Bilangan Antoine :

Zat A B C Air Etanol 16,5362 16,1952 3985,44 3423,53 -38,9974 -55,7152 (Reklaitis, 1983)

(25)

Penentuan titik gelembung (bubble point) umpan :

Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T + C) (kPa, K)

a. Menghitung temperatur jenuh masing masing komponen Asumsi Psatetanol = Psistem = 760 mmHg = 101,325 kPa

Psatair = Psistem = 760 mmHg = 101,325 kPa

Ti = P ln -Ai Bi - Ci Tsatair = 101,325 ln -16,5362 3985,44 + 38,9974 = 373,4062 K Tsatetanol = 101,325 ln -16,1952 3423,53 + 55,7152 = 351,4368 K b. Menghitung T rata-rata Zat Xi T Air (a) Etanol (b) 0,9671 0,0329 373,4062 351,4368 T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 372,6834 K

c. Menghitung harga αBA pada T rata-rata

Zat T Pi Air (a) Etanol (b) 372,6834 372,6834 98,7428 220,1565 αAB = Pb Pa = 0,4485 d. Menghitung P _bsat

(26)

sat b P = Xb Xa. P AB+ α = 0,9671.0,4485 0,0329 101,325 + = 217,1302 kPa

e. Menghitung T dari P dari persamaan Antoine _bsat Tsat_b = 217,1302 ln -16,1952 3423,53 + 55,7152 = 372,2778 K

Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen.

Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 372,2959 K = 99,1459 oC Penentuan titik gelembung (bubble point) bottom :

Ti = P ln -Ai Bi - Ci Tsat_air = 101,325 ln -16,5362 3985,44 + 38,9974 = 373,4062 K Tsat_etanol = 101,325 ln -16,1952 3423,53 + 55,7152 = 351,4368 K b. Menghitung T rata-rata Zat Xi T Air (a) Etanol (b) 0,9999 0,0001 373,4062 351,4368 T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 373,4040 K

(27)

c. Menghitung harga αBA pada T rata-rata Zat T Pi Air (a) Etanol (b) 373,4040 373,4040 101,3171 225,6168 αAB = Pb Pa = 0,4491 d. Menghitung P _bsat sat b P = Xb Xa. P AB+ α = 0,9999.0,4491 0,0001 101,325 + = 225,6068 kPa

e. Menghitung T dari P dari persamaan Antoine _bsat Tsat_b = 225,6068 ln -16,1952 3423,53 + 55,7152 = 373,4027 K

Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 373,4028 K = 100,2528 oC Penentuan titik embun (dew point) destilat :

Ti = P ln -Ai Bi - Ci Tsatair = 101,325 ln -16,5362 3985,44 + 38,9974 = 373,4062 K Tsat_etanol = 101,325 ln -16,1952 3423,53 + 55,7152 = 351,4368 K

(28)

Zat Yi T Air (a) Etanol (b) 0,0848 0,9152 373,4062 351,4368 b. Menghitung T rata-rata

Pi.Yi = Xi. Psat_i

Karena diasumsikan Pi = Psat_i , maka Xi = Yi

Zat Yi T Air (a) Etanol (b) 0,0848 0,9152 373,4062 351,4368 T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 353,2998 K

c. Menghitung harga αAB pada T rata-rata

Zat T Pi Air (a) Etanol (b) 353,2998 353,2998 47,2725 108,9413 αAB = Pb Pa = 0,4339 d. Menghitung P _asat sat a P = P (Y1 + Y2 αAB) = 101,325 (0,0848 + 0,9152 . 0,4339) = 48,8315 kPa

e. Menghitung T dari P_asat dari persamaan Antoine Tsat_air = 48,8315 ln -16,5362 3985,44 + 38,9974 = 354,1062 K

(29)

Tabel LA.1. Data kesetimbangan sistem etanol-air pada tekanan 1 atm No X Y 1 0 0 2 0,020 0,192 3 0,050 0,377 4 0,100 0,527 5 0,200 0,656 6 0,300 0,713 7 0,400 0,746 8 0,500 0,771 9 0,600 0,794 10 0,700 0,822 11 0,800 0,858 12 0,900 0,912 13 0,940 0,942 14 0,960 0,959 15 0,980 0,978 16 1,00 1,00 (Geankoplis, 2003)

(30)

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 X Y XD = 0,318 XF = 0,0329 XW = 0,6816 Y’ = 0,295 Garis operasi enriching pada Rm q line

Perhitungan Reflux minimum :

1 Rm Rm + = X - x' y' -X D D = 0,0329 -0,318 0,295 -0,318 = 0,0806 Rm = 2,3662 Asumsi : R = 1,4 Rm R = 3,3127

Intercept untuk bagian enriching sebenarnya = 1 R X_D + = 3,3127 1 0,318 + = 0,07373

(31)

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 X Y XD = 0,318 XF = 0,0329 XW = 0,6816 Y’ = 0,295 1 2 3 4 5 6 7 8 Feed tray Alur 39 R = Ln/D 3,3127 = Ln/ 8,066 kmol/jam Ln = 26,7202 kmol/jam F39bioetanol = 0,318 . Ln . Mr = 39,086 kg/jam F39Air = (1 – XD) . Ln . Mr = 328,017 kg/jam Alur 37 Vn = Ln + D = 26,7202 + 8,066 = 215,525 kmol/jam F37bioetanol = XD . Vn . Mr = 0,318 . 215,525 . 46 = 3152,6997kg/jam

(32)

F37Air = (1 – XD) . Vn . Mr = 2645,7849 kg/jam

Alur33

F33Etanol = F32bioetanol + F36bioetanol = 215,525 + 111,182 = 326,707kg/jam F33Air = F32Air + F36Air =78,678 + 20,322 = 99 kg/jam

Alur 34

F34Etanol = F33bioetanol– F36bioetanol = 326,707– 111,182 = 215,525 kg/jam F34Air = F33Air – F36Air = 99 – 20,322 = 78,678 kg/jam

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan Operasi : kJ/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 dan Van Ness, 1975)

Kapasitas Panas (Cp) Padatan

Dari Perry, 1997 tabel 2-293 halaman 2-354 diketahui kontribusi elemen atom untuk estimasi Cp (kapasitas panas) bahan berupa padatan adalah

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

Ei

∆

(33)

(J/mol.K ) C 10.89 H 7.56 O 13,42 N 18,74 (Perry, 1997)

Rumus metode Hurst dan Harrison :

CpS = Ei n i i ∆ Ν

∑

= . 1 Dimana : C

pS = 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 2 - 393 _Ei

Perhitungan panas penguapan

Q = n. ∆Hvb (Smith dan Van Ness, 1975)

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

Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah

Tabel LB.3 Panas Pembentukan [kkal/mol]

Gugus Harga -CH2- -4,94 -CH -1,29 -C- 0,62 -O- -24,2 -OH- -43,8 -CHO- -29,71 -NH2 58,58 (Reid, 1977) Menghitung ∆Η0_f₂₉₈ selulosa ((C6H10O5)1000) : 0 298 f ∆Η = 5000.( -CH- ) + 3000.( -OH- ) + 2000.( -O- ) + 1000. ( -CH 2- ) = 5000.(-1,29) + 3000.(-43,8) + 2000.(-24,2) + 1000.(-4,94)

(34)

= -802998000 J/mol Menghitung 0 298 f ∆Η hemiselulosa ((C5H8O4)130) : 0 298 f ∆Η = 650.( -CH- ) + 390.( -OH- ) + 130.( -O- ) = 650.(-1,29) + 390.(-43,8) + 130.(-24,2) = -88479300 J/mol Menghitung ∆Η0f298 glukosa : 0 298 f ∆Η = 6.(-OH-) + 1(-COH-) + 4. (-CH-) + 1. (-CH2-) 0 298 f ∆Η = 6.(-43,8) + 1.(-29,71) + 4.(-1,29) + 1.(-4,94) 0 298 f ∆Η = -1270962 J/mol Menghitung 0 298 f ∆Η xylosa : 0 298 f ∆Η = 4.(-OH-) + 1(-O-) + 4. (-CH-) + 1. (-CH2-) 0 298 f ∆Η = 4.(-43,8) + 1.(-24,2) + 4.(-1,29) + 1.(-4,94) 0 298 f ∆Η = -879900 J/mol ∆Hf25oC H2O = -242760 J/mol ∆Hf25oC CO2 = -395010 J/mol ∆Hf25oC C2H5OH = -235704 J/mol ∆Hf25oC H2SO4 = -813498 J/mol ∆Hf25oC (NH2)2SO4 = -333510 J/mol ∆Hf25oC 2NH3 = - 45689,28 J/mol (Perry, 1997) Reaksi I : (C5H8O4)100 + 100 H2O 100 C5H10O5 ∆Hr25oC =

[

]

[

]

tan 0 25 . 0 250 0 . reak C f i produk C f i

∑

σ ∆Η − σ ∆Η =

[

_f _C C O

]

[

_f _C

(

C H O

)

n 0_f _C H₂O

]

25 4 8 5 0 25 5 10 5 0 250 1. 0 100. 0 . 100∆Η Η − ∆Η + ∆Η =

[

100.

(

−879900

)

]

J/mol−

[

1.

(

−88479300

)

+100.

(

−242760

)

]

J/mol = 4347000 J/mol Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000C6H12O6 ∆Hr25oC =

[

]

[

]

∑

σ ∆Η − σ ∆Η

(35)

=

[

_f _C C O

]

[

_f _C

(

C H O

)

0_f _C H₂O

]

25 1000 5 10 6 0 25 6 12 6 0 250 1. 0 1000. 0 . 1000∆Η Η − ∆Η + ∆Η =

[

1000.

(

−1270962

)

]

J/mol−

[

1.

(

−802998000

)

+1000.

(

−242760

)

]

J/mol = -225204000 J/mol

Reaksi III : C6H12O6 Saccharomyces 2C2H5OH + 2CO2

∆Hr25oC =

[

]

[

]

∑

σ ∆Η − σ ∆Η =

[

]

[

0

(

₆ ₁₂ ₆

)

]

25 2 0 25 5 2 0 250 2. 0 1. 0 . 2∆Η_f _C C Η OH + ∆Η_f _CCO − ∆Η_f _C C H O =

[

2.(−235704)+2(−395010)

]

J/mol−

[

1.

(

−1270962

)

]

J/mol = 9534 J/mol Reaksi IV : H2SO4 + (NH2)2CO 2NH3 + CO(SO4) ∆Hr25oC =

[

]

[

]

∑

σ ∆Η − σ ∆Η =

[

1. 2NH 2.

] [

1. 1. (NH2)2CO

]

0 25 4 2 0 25 2 0 25 3 0 250_C _f 0_C _f 0_C _f 0_C f + ∆Η H O − ∆Η H SO + ∆Η ∆Η =

[

1.(−45689,28)+2.(−242760)

]

J/mol−

[

1.(−813498)+1.(−333510)

]

J/mol = 615798,72 J/mol

Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen :

1. Hemiselulosa (C5H8O4)n Cp = 5.∆Ec + 8.∆EH + 4.∆Eo = 5.(10,89) + 8.(7,56) + 4.(13,42)

= 168,61 J/ mol.K 2. Xylosa (C5H10O5)

Cp = 4(- CH (ring)) + 4(-OH) +1(-O-) + 1 (-CH2) = 4(4,4) + 4(10,7) +1(8,4) + 1 (7,26)

= 76,06 kal/ mol.K = 319,452 J/mol.K 3. Selulosa

Cp = 6.∆Ec + 10.∆EH + 5.∆Eo

= 6.(10,89)+ 10.(7,56)+ 5.(13,42) = 208,04 J/mol.K

(36)

Cp = 6.(-OH-) + 1.(-C=O) + 4.(-CH-) + 1.(-CH2-) H = 6.(10,7) + 1.(12,66) + 4.(4,4) + 1.(7,26) = 101,72 kal/mol.K = 427,224 J/mol.K 5. Etanol (C2H5OH) Cpl = 112,7243 J/mol.K (Reklaitis, 1983) Cpg = 65,63 J/mol.K (Reklaitis, 1983) 6. Air (H2O) Cpl = 74,8781 J/mol.K (Reklaitis, 1983) Cpg = 33,5944 J/mol.K (Reklaitis, 1983) 7. Asam Sulfat (H2SO4) Cp = 0,34 kal/g0C (Perry, 1997) = 139,944 J/mol.K 8. Abu (CaCO3) Cp = 19,68 + 0,01189.T-307600T-2 (Perry, 1997) = 19,7594 kal/mol.K = 82,9895 J/mol.K 9. Lignin Cp = 1700 J/mol.K 10. Gipsum (CaSO4) Cp = 18,52 + 0,02197.T-156800T-2 (Perry, 1997) = 23,3014 kal/mol.K = 97,8658 J/mol.K 11. Urea (NH2)2CO) Cp = 21,14 kal/mol.K (Perry, 1997) = 88,788 kal/mol.K 12. Karbondioksida (CO2) Cp = 10,34 + 0,00274.T - 195500T-2 (Perry, 1997) = 8,955 kal/mol.K = 37,6112 J/mol.K 13. Asam Posfat (H3PO4) Cp = 0,4206 kal/g.K (Perry, 1997)

(37)

= 173,1190 J/mol.K 14. Ammonium Sulfat ((NH4)2SO4) Cp = 51,6 kal/mol.K (Perry, 1997) = 216,72 J/mol.K 15. Saccharomyces Cp = 282 J/mol.K

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

1. Etanol (C2H5OH)

∆Hvl = 38577,3 J/mol (Reklaitis, 1983) 2. Air (H2O)

∆Hvl = 40656,2 J/mol (Reklaitis, 1983)

Tabel LB.4 Berat Molekul dan Titik Didih Komponen

Berat molekul komponen (gr/mol) Titik didih (0C)

Glukosa 180 146 Xylosa 150 153 Asam Sulfat 98 340 Air 18 100 Etanol 46 78,4 (Perry, 1999) Steam

Sebagai steam digunakan steam 1800C pada tekanan 1002,7 kPa Hvl (1800C) = 2013,1 kJ/kg (Smith, 1987)

Air Pendingin

Sebagai air pendingin digunakan air pada suhu 250C dan keluar pada suhu 450C.

Air (saturated): H(25oC) = 104,8 kJ/kg (Smith, 1987)

(38)

1. Tangki Berpengaduk (MT-118) Tangki Asam Sulfat Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Asam Sulfat Air 3 5 8 Air Pendingin 25oC

Air Pendingin Bekas 45oC

25oC 45C

40oC 6

Panas masuk = N3Sel

∫

303 298 Cp dT + N3Hemi

∫

303 298 Cp dT + N3Lig

∫

303 298 Cp dT + N3Abu

∫

303 298 Cp dT + N3Air

∫

303 298 Cp dT + N5Asam

∫

303 298 Cp dT

Tabel LB.5 Perhitungan Panas Masuk pada Reaktor Pencampur

Alur Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol) N (kmol) ∫Cp dT Q(kJ/jam)

3 Selulosa 312 162000 0.0019 1040,2 2,0033 Hemiselulosa 216 17160 0.0126 843,05 10,6118 Lignin 96 1500 0.0640 8500 544,0000 Abu 88 100 0.8800 414,9477 365,1539 Air 88 18 4.8889 374,3903 1830.3525 5 H2SO4 40 98 0.4082 699,72 2752.1216 Total 3037.7216

Panas keluar = N8Sel

∫

303 298 Cp dT + N8Hemi

∫

303 298 Cp dT + N8Lig

∫

303 298 Cp dT + N8Abu

∫

303 298 Cp dT + N8Air

∫

303 298 Cp dT + N8Asam

∫

318 313 Cp dT Tabel LB.6 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Pencampur

Alur Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol) N (kmol) ∫Cp dT Q(kJ/jam) 8 Selulosa 312 162000 0.0019 4160,8 8,0134 Hemiselulosa 216 17160 0.0126 3372,2 42,4473 Lignin 96 1500 0.0640 34000 2176,0000 Abu 88 100 0.8800 1659,790613 1460,6157 Air 88 18 4.8889 1497,561121 7321,4099 Asam Sulfat 40 98 0.4082 699,72 285,6000 Total 11294,0863

(39)

Panas yang dilepaskan : Qc = Qout – Qin

= (11294,0863– 3037,7216) kJ/jam = 8.256,367 kJ/jam

Tanda positif (+), berarti memerlukan panas sebesar 10320,4559 KJ/jam, maka untuk memenuhi panas ini, digunakan saturated steam yang masuk pada suhu 45 °C pada 1 atm.

Sehingga jumlah steam yang dibutuhkan adalah :

kg/jam 98,8076 kg/jam 83,56 8.256,367 kJ/kg 104,89) (188,45 kJ/jam 10320,4559 C) H(25 C) H(45 Qc m = = − = ° − ° = 2. Reaktor Hidrolisa (R-211) Reaktor Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Asam Sulfat Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa Asam Sulfat Air Air 8 7 12 Steam 180oC Kondensat 180oC 45°C 100oC Reaksi I : (C5H8O4)100 + 100 H2O 100 C5H10O5 r1 = 0,7997 kmol/jam ∆Hr25oC = 5651100 kJ/kmol ∆Hr100oC = ∆Hr25oC + σC5H10O5

∫

373 318 Cp dT + σ(C5H8O4)130

∫

373 318 Cp dT + σH2O

∫

373 318 Cp dT ∆Hr100oC = 27137250,2037 kJ/kmol r1∆Hr1 = 21702593,9263 kJ/jam Reaksi II : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000C6H12O6 r2 = 0,1265 kmol/jam ∆Hr25oC = -225204000 kJ/kmol

(40)

∆Hr100oC = ∆Hr25oC + σC6H12O6

∫

373 318 Cp dT + σ(C6H10O5)1000

∫

373 318 Cp dT + σH2O

∫

373 318 Cp dT ∆Hr100oC = -198793657,2023 kJ/kmol r2∆Hr2 = -25146831,4423 kJ/jam

Panas Masuk Reaktor Hidrolisa = Panas Keluar tangki berpengaduk + N7Air

∫

303

298

CpdT

= 696619,6341 kJ/jam + 1108582,817 kJ/jam

= 1805202,451 kJ/jam

Panas keluar = N12Sel

∫

373 318 Cp dT + N12Hemi

∫

373 318 Cp dT + N12Lig

∫

373 318 Cp dT + N12Abu

∫

373 318 Cp dT + N12Glu

∫

373 318 Cp dT + N12Xyl

∫

373 318 Cp dT +N12Air

∫

373 318 Cp dT + N12Asam

∫

373 318 Cp dT

Tabel LB.7 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Hidrolisa

12 Selulosa 93 162000 0.0006 11442,2000 6,5907 Hemiselulosa 247.352 17160 0.0144 9273,5500 133,6731 Lignin 96 1500 0.0640 93500,0000 5984,0000 Abu 88 100 0.8800 4564,4242 4016,6933 Air 1759.06 18 97.7256 4118,2931 402462,4793 Asam Sulfat 40 98 0.4082 7696,9200 3141,6000 Glukosa 328.32 180 1.8240 23497,3200 42859,1117 Xylosa 30.6 150 0.2040 17569,8600 3584,2514 Total 462188,3996

Panas yang dibutuhkan : Qc = Qout – Qin

= (462188,3996–11294,0863) kJ/jam = 450.894,313 kJ/jam

Sebagai sumber panas digunakan steam 180°C

Banyak steam yang dibutuhkan adalah : m =

VL

H Q

(41)

= kJ/kg 2013,1 kJ/jam 3 450.894,31 = 223,980 kg/jam

Tabel LB.8 Neraca Panas Reaktor Hidrolisa

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

Umpan 11294,0863 - Produk - 462188,3996 Panas Reaksi 317937.5433 - Steam -484.6386403 - Total 328.746,991 462188,3996 3. Cooler (E-212) Cooler Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa Air Asam Sulfat Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa Air Asam Sulfat 12 ₁₅ Air Pendingin 25oC

100oC 30oC

Panas Masuk Cooler I = Panas Keluar Alur 12 = 33610044,743 kJ/jam Panas Keluar = N15Sel

∫

303 373 Cp dT + N15Hemi

∫

303 373 Cp dT + N15Lig

∫

303 373 Cp dT + N15Abu

∫

303 373 Cp dT + N15Glu

∫

303 373 Cp dT + N15Xyl

∫

303 373 Cp dT +N15Air

∫

303 373 Cp dT + N15Asam

∫

303 373 Cp Dt

Tabel LB.9 Perhitungan Panas Keluar pada Cooler

15 Selulosa 93,312 162000 0,0006 -14562,8000 -8,3882 Hemiselulosa 247,352 17160 0,0144 - -170,1295

(42)

11802,7000 Lignin 96 1500 0,0640 -119000,00 -7616,0000 Abu 88 100 0,8800 -5809,2671 -5112,1551 Air 1759,060 18 97,7256 -5241,4639 -512224,9737 Asam Sulfat 40 98 0,4082 -9796,0800 -3998,4000 Glukosa 328,320 180 1,8240 -29905,680 -54547,9603 Xylosa 30,60 150 0,2040 -22361,640 -4561,7746 Total -588239,7813

Panas yang dilepaskan : Qc = Qin – Qout

= (462188,3996-588239,7813) kJ/jam = -126.051,3823 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah : Tabel LB.10 Neraca Panas Cooler

Umpan 462188,3996 - Produk - -126.051,3823 Air Pendingin - -588.239,7813 Total 462188,3996 -462.188,399 4. Mixer (M-219) Mixer Glukosa Xylosa Asam Sulfat Air Glukosa Xylosa Air Gipsum Urea 17 18 19 30oC 30oC 30oC Reaksi : H2SO4 + (NH2)2 CO 2NH3 + CO(SO4) r1 = 11,2959 kmol/jam ∆Hr25oC = -105252 kJ/kmol ∆Hr30oC = ∆Hr25oC + σ2NH3

∫

303 298 Cp dT + σH2O

∫

303 298 Cp dT + σH2SO4

∫

303 298 Cp dT + σ(NH2)2 CO

∫

303 298 Cp dT ∆Hr30oC = -105157,5506 kJ/kmol r1∆Hr1 = -1925043,9631 kJ/jam

(43)

Panas masuk = N17Glu

∫

303 303 Cp dT + N17Xyl

∫

303 303 Cp dT + N17Asam

∫

303 303 Cp dT + N17Air

∫

303 303 Cp dT + N18Urea

∫

303 303 Cp dT Tabel LB.11 Perhitungan Panas Masuk pada Mixer

17 Glukosa 32,8320 180 0,1824 0,0000 0 Xylosa 3,0600 150 0,0204 0,0000 0 Asam Sulfat 4 98 0,0408 0,0000 0 Air 1759,06 18 97,7256 0,0000 0 18 Urea 835,896 74 11,2959 0,0000 0 Total 0

Panas keluar = N19Glu

∫

303 303 Cp dT + N19Xyl

∫

303 303 Cp dT + N19Air

∫

303 303 Cp dT + N19Gipsum

∫

303 303 Cp dT

Tabel LB.12 Perhitungan Panas Keluar pada Mixer

19 Glukosa 32,8320 180 0,1824 0 0 Xylosa 3,0600 150 0,0204 0 0 Air 175,906 18 9,7726 0 0 Gipsum 2489,6546 136 18,3063 0 0 Total 0

Panas yang dilepaskan : Qc = Qin – Qout – r1∆Hr1 = (0– 0– (6956879,5522)) kJ/jam

= -6956879,5522kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 0 kg/jam 0 22 6956879,55 -kJ/kg 83,91) (83,91 kJ/jam 22 6956879,55 -C) H(30 C) H(30 Qc m = = − = ° − ° = 5. Fermentor (R-319)

(44)

Fermentor Glukosa Xylosa Air Etanol Air Glukosa Xylosa Saccharomyces H3PO4 21 22 26 30oC 30oC 30oC Air Pendingin 25oC

Air Pendingin Bekas 45oC Saccharomyces (NH4)2SO4 2430oC 25 30oC CO2 23 30oC Reaksi : C6H12O6 2 C2H5OH+ 2 CO2 r1 = 113,8474 kmol/jam ∆Hr25oC = 9534 kJ/kmol ∆Hr30oC = ∆Hr25oC + σC2H5OH

∫

303 298 Cp dT + σCO2

∫

303 298 Cp dT + σC6H12O6

∫

303 298 Cp dT ∆Hr30oC = 8901,2343 kJ/kmol r1∆Hr1 = 1013382,3832 kJ/jam Panas masuk = N21Glu

∫

318 303 Cp dT + N21Xyl

∫

318 303 Cp dT + N21Air

∫

318 303 Cp dT + N22H3PO4

∫

318 303 Cp dT+N24(NH4)2SO4

∫

318 303 Cp dT+N25Saccharomyces

∫

318 303 CpdT

Tabel LB.14 Perhitungan Panas Masuk pada Fermentor

21 Glukosa 32,8320 180 0.1824 6408,3600 1168,884864 Xylosa 3,0600 150 0.0204 4791,7800 97,752312 Air 88 18 4.8889 1123,1708 5491,0574 22 H3PO4 22,808 98 0.2327 2596,7844 6757,6946 24 (NH4)2SO4 22,808 132 0,1728 3250,8000 604,3618 25 Saccharomyces 112,902 200 0,5645 4230,0000 561,6988 Total 10311,6326

(45)

Panas keluar = N23CO2

∫

303 318 Cp dT + N26Glu

∫

303 318 Cp dT + N26Xyl

∫

303 318 Cp dT + N26Air

∫

303 318 Cp dT + N26Etanol

∫

303 318 Cp dT Tabel LB.15 Perhitungan Panas Keluar pada Fermentor

23 CO2 112,902 44 2,5660 -564,168 -1447,629 26 Glukosa 328.32 180 1,8240 -6408,36 -11688,849 Xylosa 3.0600 150 0,0204 -4791,78 -97,752 Air 88 18 4,8889 -748,781 -3660.705 Etanol 118.036 46 2,5660 -1690,864 -4338,756 Saccharomyces 74,126 200 0,3706 -4230 -1567,765 Total -309658.850

Panas yang dilepaskan : Qc = Qin – Qout + r1∆Hr1

= ((10311,6326)–(-309658,850) + 1013382,3832)) kJ/jam = 1333352,8663kJ/jam

kg/jam 5 15057,6269 kg/jam 88,55 63 1333352,86 kJ/kg ) 8 , 104 (188,35 kJ/jam 32 1013382,38 C) H(25 C) H(45 Qc m = = − = ° − ° =

Tabel LB.16 Neraca Panas Fermentor

Umpan 10311,6326 - Produk - -309658.850 Panas Reaksi 1333352,8663 Air Pendingin - 15057,6269 Total 10311,6326 1023694,0158 6. Heater (E-411)

(46)

Heater Etanol Air Etanol Air 31 ₃₂ Steam 180oC Kondensat 180oC 30oC 90oC

Panas Masuk = N31Etanol

∫

363 303 Cp dT + N31Air

∫

363 303 Cp dT Tabel LB.17 Perhitungan Panas Masuk pada Heater

31 Etanol 6,8402 46 0,1487 6763,4551 1005,7258

Air 78,678 18 4,3710 1097,7840 4798,4139

Total 5804,1396

Panas Keluar = N32Etanol

∫

363 303 Cpl dT + N32Etanol . ∆Hvl + N32Etanol

∫

363 303 Cpv dT + N32Air

∫

363 303 Cp dT

Tabel LB.18 Perhitungan Panas Keluar pada Heater

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cp dT Q(kJ/jam)

32 Etanol 6,8402 46 0,1487 2254,4850 335,2419265

Air 78,678 18 4,3710 1497,5611 6545,839658

Total 6881,0816

Panas yang dibutuhkn : Qc = Qout – Qin

= (6881,0816– 5804,1396) kJ/jam = 1076,942 kJ/jam

Steam yang dibutuhkan adalah :

m = VL H Q = kJ/kg 1 , 2013 kJ/jam 1076,942

(47)

= 0,5349 kg/jam

Tabel LB.19 Neraca Panas Heater

Umpan 5804,1396 - Produk - 6881,0816 Steam 0,5349 - Total 5804,6745 6881,0816 7. Kondensor 1 (E-415) Kondensor Etanol Air Etanol Air 37 ₃₈ Air Pendingin 25oC

90oC 80oC

∫

353 363 Cpv dT + N37Air

∫

353 363 Cp dT

Tabel LB.20 Perhitungan Panas Masuk pada Kondensor 1

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cpl dT ∫Cpv dT ∆Hvl Q(kJ/jam) 37 Etanol 3152,6997 46 68,5370 -1127,243 -656,299 38577, 3 2521731,923 5 Air 2645,7849 18 146,9881 -748,7806 -110061,7944 Total 2411670,129 1

∫

353 333 Cpl dT + N38Etanol.∆Hvl + N38Etanol

∫

353 333 Cpv dT

(48)

+N38Air

∫

353

333

Cp dT

Tabel LB.21 Perhitungan Panas Keluar pada Kondensor 1

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cpl dT ∫Cpv dT ∆Hvl Q(kJ/jam) 38 Etanol 3152,6997 46 68,5370 2254,485 1312,59 38577, 3 2888447,596 6 Air _2645,7849 18 _{146,9881 1497,561} _220123,5889 Total 3108571,185 5 Panas yang dilepaskan :

Qc = Qin – Qout

= (2411670,1291 – (3108571,1855)) kJ/jam =-696900,06 kJ/jam

kg/jam 7870,1305 -kg/jam 88,55 696900,06 -kJ/kg 104,8) (188,35 kJ/jam 696900,06 -C) H(25 C) H(45 Qc m = = − = ° − ° =

Tabel LB.22 Neraca Panas Kondensor 1

Umpan 2411670,1291 -

Produk - 374639,1178

Air Pendingin - -7870,1305

Total 2411670,1291 366768,9873

(49)

Reboiler Etanol Air Etanol Air 33 34 Steam 180oC Kondensat 180oC 90oC 100oC Etanol Air 36 90oC

∫

373 363 Cpv dT + N33Air

∫

373 363 Cp dT

Tabel LB.23 Perhitungan Panas Masuk pada Reboiler

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cpl dT ∫Cpv dT ∆Hvl Q(kJ/jam) 33 Etanol 326,707 46 7,1023 1127,242 5 656,29 38577, 3 286655,8640 Air ₉₉ 18 _{5,5 748,7806} _4118,2931 Total 290774,1571

∫

373 363 Cpl dT + N34Etanol . ∆Hvl +N34Air

∫

373 363 Cpv dT + N34Air

∫

373 363 Cp dT + N36Etanol

∫

363 363 Cpl dT + N42Etanol . ∆Hvl N36Etanol

∫

363 363 Cpv dT + N36Air

∫

363 363 Cp dT

Tabel LB.24 Perhitungan Panas Keluar pada Reboiler

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cp dT ∫Cpv dT ∆Hvl Q(kJ/jam) 34 Etanol 215,525 46 4,6853 1127,2425 656,2999 38577,3 189103,7079 Air 78,68 18 4,3710 748,7806 3272,9198 36 Etanol 111,182 46 2,4170 0 656,2999 38577,3 94827,6110 Air 20,322 18 1,1290 0 0 Total 287204,2387

Panas yang dibutuhkan : Q = Qout – Qin

(50)

= (287204,2387– 290774,1571) kJ/jam = -3569,9184 kJ/jam

m = VL H Q = kJ/kg 1 , 2013 kJ/jam 3569,9184 -= -1,7734 kg/jam

Tabel LB.25 Neraca Panas Reboiler

Umpan 290774,1571 - Produk - 287204,2387 Steam -1,7734 - Total 2907739,384 287204,2387 9. Evaporator (FE-217) Evaporator Asam Sulfat Air Asam Sulfat Air 9 10 Steam 180oC Kondensat 180oC 30oC 100oC Air 14 100oC

Panas Masuk = N9Asam

∫

373 303 Cp dT + N9Air

∫

373 303 Cp dT

Tabel LB.29 Perhitungan Panas Masuk pada Evaporator 1

9 Asam Sulfat 50 98 0,5102 9796,0800 4998,0000

Air 110 18 6,1111 5241,4639 32031,1684

Total 37029,1684

Panas Keluar = N10Asam

∫

, 373 303 Cpl dT + N10Air

∫

373 303 Cpl dT + N14Air

∫

373 303 Cpl dT+ N14Air . ∆Hvl

(51)

Tabel LB. 30 Perhitungan Panas Keluar pada Evaporator 1

Alur Komponen Massa (kg) BM N (kmol) ∫Cp dT ∫Cpv Dt ∆Hvl Q(kJ/jam) 10 Asam Sulfat 10 98 0,1020 9796,0800 0 999,6 Air 22 18 1,2222 5241,4639 0 6406,2337 14 Air 88 18 4,8889 5241,4639 0 40656,2 2562,9347 Total 33030,76841

Panas yang dibutuhkan : Qc = Qout – Qin

= (33030,76841– 37029,1684) kJ/jam = -3998,39 kJ/jam

m = VL H Q = kJ/kg 1 , 2013 kJ/jam 3998,39 -= -1,9861 kg/jam

Tabel LB.31 Neraca Panas Evaporator 1

Umpan 37029,1684 -

Produk - 33030,76841

Steam -1,9861 -

(52)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

Kelangsungan dari suatu proses produksi sangat dipengaruhi oleh alat-alat dan instrumentasi yang digunakan. Pada bab ini akan dijelaskan secara rinci, dimensi dari alat-alat serta instrumentasi yang digunakan pada proses pembuatan bioetanol dari jerami padi dengan proses fermentasi .

LC.1 Gudang Penyimpanan Jerami Padi (G-111)

Fungsi : Tempat penyimpanan jerami padi

Jenis : Bak persegi panjang dengan tutup,

Bahan konstruksi : Beton bata dengan lantai semen,

Jumlah : 1 unit,

(53)

Laju alir massa, F = 1000 kg/jam

Densitas jerami padi, ( = 700 kg/m3 ( Anonim, 2007)

Lama penampungan = 1 bulan

Kebutuhan jerami padi (m) =

hari jam x bulan hari x jam kg 1 24 1 30 1000 = 720000 kg

Volume jerami padi (VBj) = ρ

m = ₃ / 700 720000 m kg kg = 1028,57 m3

Faktor kelonggaran, fk = 20 % (Perry, 1999)

Volume ruang (V) = (1 + fk) x VBj

= (1 + 0,2) x 1028,57 m3 = 1234,284 m3

Direncanakan gudang dibuat 1 unit, maka VG :

VG = 1 m 1234,284 3 = 1234,284 m3 Dimensi ruang z = Panjang = 2,5 h l = Lebar = 2 h sehingga, VG = z x l x h

(54)

= 2,5 h x2 h xh = 5 h3 h = 3 5 G V = 3 3 5 1234,284 m = 6,2615 m maka, z = 2,5 h = 2,5 x 6,2615 m = 15,6537 m l = 2 h = 2 x 6,2615 m = 12,523 m

Sehingga, ukuran gudang sebagai berikut :

z = Panjang = 15,6537 m

l = Lebar = 12,523 m

h = Tinggi = 6,2615 m

LC.2 Conveyor (C-112)

(55)

Jenis : Screw conveyor Bahan Konstruksi : carbon steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi : Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm

Laju alir : 1000 kg/jam

Faktor kelonggaran : 20%

Kapasitas total conveyor = 1,2 × Laju massa komponen = 1,2 × 1000 kg/jam

= 1200 kg/jam = 2645,52 lbm/jam Densitas Jerami padi = 700 kg/m3 = 43,688 lbm/ft3

Untuk conveyor dengan kapasitas operasi, dipilih spesifikasi : - Panjang ( L ) = 40 ft

- Tinggi ( Z ) = 12 ft - Lebar = 14 in

- Putaran Maksimal = 45 rpm (Walas,1990)

- Kapasitas Maksimal = 950 ft3/jam - Efisiensi daya ( η ) = 85%

Perhitungan daya:

P = {(S x ω + 0.7 x Q x 60) x 100 + (0.51 x Z x m)}/106

(Walas,1990) dengan : S = bearing factor = 350

(56)

ω = Rpm conveyor

Q = Laju alir volumetrik (ft3/jam) Z = tinggi conveyor (ft)

m = massa bahan baku (lbm/jam) Q = 2645,52 lbm/jam / 43,688 lbm/ ft3 = 60,55 ft3/jam

Dipakai 1 unit conveyor maka laju alir volumetrik jerami padi yang diangkut oleh tiap conveyor = 60,55 ft3/jam / 1 = 60,55 ft3/jam

ω = Volume jerami padi x rpm maksimal

Kapasitas maksimal = 60,55 ft3/jam x 45 rpm / 950 ft3/jam = 2,86 rpm = 3 rpm Maka : P = [(350 x 3 rpm + 0,7 x 60,55 ft3/jam x 60) x 100 + {0,51 x 12 ft x (2645,52 lbm/jam / 1)}] /106 = 267,04 hp Pa (Daya aktual) = P / η = 267,04 Hp / 0,85 = 314,16 hp Digunakan daya standar 314 hp.

LC.3 Crusher (CR-113)

Fungsi : Mengecilkan ukuran jerami padi sebelum masuk kedalam Vibrating screen,

(57)

Kondisi operasi : 30 oC ; 1 atm Laju alir bahan baku : 1000 kg/jam

Faktor kelonggaran : 20 %

Asumsi diameter awal umpan (jerami padi) = 100 mm = 100,000 m Diameter akhir setelah proses = 0,1 mm = 100 m

Kapasitas alat =

(

1+0,2

)

x1000kg/ jam_{= 1200 kg/jam}

Dari halaman 829 Perry, 1997, dipilih tipe rotary knife cutter dengan spesifikasi :

Panjang pisau = 21 cm

Bahan konstruksi = Stainless steel

Kecepatan putaran = 920 rpm

Power = 5 Hp

Jumlah cutter = 5 buah

LC.4 Vibrating Screen (VS - 104)

Fungsi : Menyaring jerami padi yang telah dihaluskan oleh Knife

Cutter (KC) sampai 1 mm,

Jenis : Heavy duty vibrating screen,

Bahan screen : High alloy steel SA 240 (304), Bahan konstruksi : Carbon steel SA 285 (C)

Jumlah : 1 unit,

Screen (VS)Menentukan Ukuran Vibrating

(58)

Faktor kelonggaran (fk) = 20 % (Perry and Green, 1997)

Ukuran partikel = 0,1 mm

Kapasitas (K) = F4 (1 + fk)

= 200 kg/jam (1 + 0,2) = 240 kg/jam = 0,24 ton/jam Diamater lubang ayakan (z) untuk partikel 0,1 mm,

z = 0,0040 in (Perry and Green, 1997)

= 0,0040 in x 0,0833 ft/in = 0,0003 ft

Kapasitas standart Vibrating Screen (VS), s = 6 ton/ft3 (Perry and Green, 1997)

Luas ayakan (A) =

s z K x = ) ton/ft (6 ft) 0003 , 0 ( ton/jam 0,24 3 = 133,33 ft2 x 0,0929 m2/ft2 = 12,386 m2

Didisain, perbandingan dari panjang ayakan (P) : lebar ayakan (L) = 2 : 1

Lebar ayakan (L) = 2 1 2 / A       = 2 / 1 2 2 m 12,386       = 2,489 m

(59)

Panjang ayakan (P) = 2 L

= 2 x 2,489 m = 4,978 m

LC.5 Conveyor 2 (C-115)

Fungsi : mengangkut jerami padi menuju tangki berpengaduk (MT-118)

Jenis : Screw conveyor

Bahan Konstruksi : carbon steel

Jumlah alat : 1 unit

Kondisi Operasi : Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm

Laju alir : 1000 kg/jam

Faktor kelonggaran : 20%

Kapasitas total conveyor = 1,2 × Laju massa komponen = 1,2 × 1000 kg/jam

= 1200 kg/jam = 2645,52 lbm/jam

Densitas jerami padi = 700 kg/m3 = 43,688 lbm/ft3

Untuk conveyor dengan kapasitas operasi, dipilih spesifikasi : - Panjang ( L ) = 40 ft

- Tinggi ( Z ) = 12 ft - Lebar = 14 in

(60)

- Putaran Maksimal = 45 rpm (Walas,1990) - Kapasitas Maksimal = 950 ft3/jam

- Efisiensi daya ( η ) = 85%

Perhitungan daya:

P = {(S x ω + 0.7 x Q x 60) x 100 + (0.51 x Z x m)}/106

(Walas,1990) dengan : S = bearing factor = 350

ω = Rpm conveyor

Q = Laju alir volumetrik (ft3/jam) Z = tinggi conveyor (ft)

m = massa bahan baku (lbm/jam) Q = 2645,52 lbm/jam / 43,688 lbm/ ft3 = 60,55 ft3/jam

Dipakai 1 unit conveyor maka laju alir volumetrik jerami padi yang diangkut oleh tiap conveyor = 60,55 ft3/jam / 1 = 60,55 ft3/jam

ω = Volume jerami padi x rpm maksimal

Kapasitas maksimal = 60,55 ft3/jam x 45 rpm / 950 ft3/jam = 2,86 rpm = 3 rpm Maka : P = [(350 x 3 rpm + 0,7 x 60,55 ft3/jam x 60) x 100 + {0,51 x 12 ft x (2645,52 lbm/jam / 1)}] /106 = 267,04 hp

(61)

Pa (Daya aktual) = P / η = 267,04 Hp / 0,85 = 314,16 hp Digunakan daya standar 314 hp.

LC.6 Tangki Penyimpanan H2SO4 70% (T-116)

Fungsi : menyimpan H2SO4 70% untuk kebutuhan 30 hari

Jenis : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 unit

Kondisi Penyimpanan : Temperatur = 30°C

Tekanan = 1 atm = 14,696 psia

Laju massa H2SO4 70% = 50 kg/jam Densitas H2SO4 70% = 1840 kg/m3 Kebutuhan perancangan = 30 hari

Faktor Keamanan = 20%

Perhitungan :

a. Volume bahan,

Vl =

50 _jamkgx 24 jam_harix 30 hari 1840 kg/m3

= 19,56 m3

Faktor kelonggaran 20%

(62)

= 23,472 m3 b. Diameter dan tinggi Tangki

- Volume shell tangki (Vs) :

Vs = 1 4πDs 2_H_s _{Asumsi: Ds : Hs = 1: 3} Vs= 3 4πDs 3

- Volume tutup tangki (Ve)

Ve= π 6Ds 2_𝐻𝑒 _{Asumsi: Ds : He = 4 : 1} Ve= π 24Ds 3 - Volume tangki (V) Vt = Vs + Ve Vt = 19 24πDs 3 23,472 𝑚3₌19 24πDs 3 Ds = 2,1120 m = 83,15 in Hs = 6,336 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 2,1120 m

Tinggi head, He = 4 1

x DS = 0,528 m

Jadi total tinggi tangki, Ht = Hs + He = 6,864 m d. Tebal shell tangki

(63)

t = PD

2(SE - 0,6P) + nC (Perry,1997)

di mana:

t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (in)

S = allowable stress = 13700 psia (Peters et.al., 2004) E = joint efficiency = 0,85 (Peters et.al., 2004) C = faktor korosi = 0,0125 in/tahun (Peters et.al., 2004) n = umur tangki = 10 tahun

Volume larutan = 19,56 m3 Volume tangki = 23,472 m3

Tinggi larutan dalam tangki = 19,56 m 3 23,472m3 x 6,864 m = 5,72 meter Tekanan Hidrosatatik : PHidrostatik = ρ x g x h = 1840 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 5,72 m = 103,14304 kPa = 14,766 psia Faktor keamanan = 20 %

(64)

Tebal shell tangki:

t = PD

2(SE-0,6P) + nC

t = 35,3544 psia x 83,15 in

2 x (13700 psia x 0,85 - 0,6 x 35,3544 psia)+ 10 tahun x 0,0125 in/tahun

t = 0,126 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,126 in = 0,320 cm

Maka tebal shell standar yang digunakan = 3/4 in (Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

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

LC.7 Pompa 1 (P-117 )

Fungsi : memompa H2SO4 ke tangki berpengaduk (MT-118)

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan Konstruksi : commercial steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi : Temperatur = 30°C

PSuction = 53,3786 psia

PDischarge = 24,5992 psia

Laju massa H2SO4 = 50 kg/jam = 0,0306 lbm/s

(65)

Viskositas H2SO4 = 23 cp = 0,0154 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik,

Q = 0,4875 m3/jam = 0,00478ft3/s Desain pompa:

Di,opt = 3 (Q)0,36(ρ)0,18 (Walas, 1990) = 3 (0,00478 ft3/s)0,36 (114,8371 lbm/ft3)0,18

= 0,2069 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (2003), dipilih pipa dengan spesifikasi:

Ukuran nominal : 1/4 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 0,364 in = 0,0303 ft = 0,0092 m Diameter Luar (OD) : 0,54 in = 0,045 ft

Inside sectional area : 0,00072 ft2

Kecepatan linier, v = Q A = 0,00478 ft3/s 0,00072 ft2 = 6,6418 ft/s Bilangan Reynold: NRe = ρ x v x D_μ = 114,8371 lbm ft3 x 6,6418ft_s x 0,0303 ft 0,0154 lbm/ft.s = 1497,01

Untuk aliran laminar, f = 16/NRe (Geankoplis, 2003), maka f = 16/1497,01 = 0,01068

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc =0,55

�1-A2 A1� v2 2αgc = 0,55 (1-0) (6,6418)2 2 (0,5)(32,174)

(66)

= 1,5082 ft.lbf/lbm 1 elbow 90° : hf = n.Kf. v2 2g_c = 1 (0,75) (6,6418)2 2 (32,174) = 0,5141 ft.lbf/lbm 1 check valve: hf = n.Kf. v2 2g_c = 1 (2) (6,6418)2 2 (32,174) = 1,3711 ft.lbf/lbm Pipa lurus 30 ft: Ff = 4f ∆L .v2 D .2 .g_c = 4 (0,01068) 30 (6,6418)2 0,0303 (2) (32,174) = 28,9867 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex =

�1-A2 A1� v2 2αg_c = (1-0) (6,6418)2 2 (0,5)(32,174) = 1,3711 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 33,7512 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

1 2α�v22- v12�+ g�z2-z1�+ P2- P1 ρ + Σ F + Ws =0 (Geankoplis,2003) dimana: v1 = v2 ∆P = -28,7794 psia tinggi pemompaan ∆Z = 20 ft maka: 0+ 32,174 32,174 (20)+ (-28,7794 x 144) 114,8371 + 33,7512+Ws=0 Ws = -17,6632 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 % Ws = -η × Wp -17,6632= -0,8 × Wp Wp = 22,079 ft.lbf/lbm Daya pompa: P = m × Wp = 0,5491 lbm / s x 22,079 ft.lbf/lbm = 12,1236 ft. lbf/s . 1 hp 550 ft. lbf/s = 0,022 hp

(67)

LC.8 Tangki Berpengaduk (MT-118)

Fungsi : tempat preteatment jerami padi

Jenis : Continuous Stirred Tank Reactor

Bentuk : Silinder tegak dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C

Jumlah : 1 unit

Tekanan = 1 atm = 14,696 psia

Bahan Laju alir (kg/jam) ρ (kg/m3) Volume (m3/jam)

Selulosa 312 1500 0.2080 Hemiselulosa 216 1110 0.1946 Lignin 96 1060 0.0906 Abu 88 600 0.1467 Air 88 992,25 _0.0887 Asam Sulfat 40 1840 0.0217 Jumlah 840 0,7503

Laju massa = 1050 kg/jam ρ Camp = F Tot Q Tot = 840 kg/jam 0,7503 m3/jam = 1119,521 kg/m 3

Kebutuhan perancangan = 2 jam

Faktor Keamanan = 20%

Perhitungan : a. Volume bahan,

(68)

Vl =

840_jamkgx 2 jam 0,7503 kg/m3

= 1.500507512m3

Faktor kelonggaran 20%

Volume tiap tangki, Vt = [(1 + 0,2) x 1.500507512 m3} = 1,3001015 m3

b. Diameter dan tinggi Tangki - Volume shell tangki (Vs) :

Vs = 1 4πDs 2 Hs Asumsi: Ds : Hs = 1: 1 Vs= 1 4πDs 3

- Volume tutup tangki (Ve)

Ve= π 6Ds 2_He _{Asumsi: Ds : He = 4 : 1} Ve= π 24Ds 3 - Volume tangki (V) Vt = Vs + Ve Vt = 7 24πDs 3 103,7052 m3 = 7 24πDs 3 Ds = 4,8371 m = 190,4393 in Hs = 4,8371 m

c. Diameter dan tinggi tutup

(69)

Tinggi head, He = 4 1

x DS = 1,2092 m

Jadi total tinggi tangki, Ht = Hs + He = 6,0463 m d. Tebal shell tangki

t = PD

2(SE - 0,6P) + nC (Perry,1997)

di mana:

t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (in)

S = allowable stress = 13700 psia (Peters et.al., 2004) E = joint efficiency = 0,85 (Peters et.al., 2004) C = faktor korosi = 0,0125 in/tahun (Peters et.al., 2004) n = umur tangki = 10 tahun

Volume larutan = 0.7503 m3 Volume tangki = 1.8006 m3

Tinggi larutan dalam tangki = 0.7503 m 3 1,8006 m3 x 4,8371 m = 2,0155 meter Tekanan Hidrosatatik : PHidrostatik = ρ x g x h = 1119.621 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 2,0155 m = 22114,1885 kPa = 3,2074 psia

(70)

Faktor keamanan = 20 %

Maka, Pdesain = 1,2 x (22,114psia + 25 psia) = 53,2074 psia

Tebal shell tangki:

t = PD

2(SE-0,6P) + nC

t = 53,2074 psia x 190,4393 in

t = 0,4356 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,4356 in = 1,106 cm

Maka tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

Maka tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959) f. Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin impeller daun enam

Untuk turbin standar (Geankoplis, 2003), diperoleh : Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,9674 m = 0,3225 m L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 0,3225 m = 0,0806 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,3225 m= 0,0645 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,9674 m = 0,0806 m

(71)

Dt = diameter tangki Da = Diameter impeller

L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 0,5 putaran/detik Densitas campuran = 1400,87 kg/m3

Viskositas campuran μc (pada 45oC):

Viskositas larutan pada 45 0C adalah 10,1904 cp

Viskositas slurry pada 45oC didekati melalui persamaan berikut

lnμc μ = 2,5 Q_s 1 - CQ_s (Perry,1997) C = 1 Qs = V Solid V total= 0,2600 m3 0,1833 m3 = 0,8528 ln μc 10,1904= 2,5 (0,5344) 1 – (1) (0,5344) μc = 179,64 cP = 0,1796 kg/m s Bilangan Reynold, NRe = ρ.N.(Da) 2 μc = 1400,87.(0,5).(1,6123) 2 0,1796 = 4499,399

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

(72)

Berdasarkan fig 3.4-5 Geankoplis (2003), untuk flat six blade turbine (kurva 1) dan NRe = 10136,922, maka diperoleh Np = 4

P = 4 (0,5)3.(1,6123)5.(1400,87)

= 7633,43 W = 10,2365 hp

Efisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak = 10,2365 hp / 0,8 = 12,7957 hp Maka dipilih daya motor dengan tenaga 13 hp.

g. Menghitung Jaket Pendingin

Jumlah air pendingin (25oC) = 25000,8142 kg/jam Densitas air pendingin = 997,08 kg/m3

Laju alir air pendingin (Qw) = 25000,8142 kg/jam

997,08 kg/m3 = 25,074 m 3

/jam

Diameter dalam jaket (d) = diameter dalam + (2 x tebal dinding ) = (190,4393) + 2 (0,375 )

= 191,1893 in = 4,8562 m Tinggi jaket = tinggi reaktor = 6,0463 m Asumsi tebal jaket = 5 in

Diameter luar jaket (D) = 191,1893 in + ( 2 x 5 )in = 201,1893 in

= 5,1102 m Luas yang dilalui air pendingin ( A )

(73)

A = 4 π (D2_{− d}2_{) =} 4 π (5,11022 – 4,85622) = 1,988 m2

Kecepatan air pendingin ( v )

v = Qw

A =

25,074 m3/jam

1,988 m2 = 12,61 m/jam

Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan Stainless Steel Plate tipe SA-340

PHidrostatis = ρ x g x h

= 5,16 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 6,0463 m = 0,305 kPa = 0,0437 psia

Pdesign = 1,2 x (0,0437 psia + 14,696 psia) = 17,6877 psia

tj = PD

2(SE-0,6P) + nC

tj = 17,6877 psia x 201,1893 in

tj = 1,176 in

Dipilih tebal jaket standar = 1 1/4 in

LC.9 Pompa 2 (P-119)

Fungsi : memompa campuran dari tangki berpengaduk (MT-118) ke

reaktor hidrolisis (R-211)

Jenis : Pompa rotary

(74)

Jumlah : 1 unit

PSuction = 24,5992 psia

PDischarge = 22,8107 psia

Bahan Laju alir (kg/jam) ρ (kg/m3) Volume (m3/jam)

Selulosa 390 1500 0,26 Hemiselulosa 270 1110 0,243243243 Lignin 120 1060 0,113207547 Abu 110 600 0,183333333 Asam Sulfat 50 1840 0,027173913 Air 110 992,25 0,110859158 Jumlah 1050 0,937817195

Laju massa = 1050 kg/jam = 0,642833333 lbm/s ρ Camp = F Tot

Q Tot =

1050 kg/jam

0,9378 m3_/jam = 1119,6417 kg/m 3

Viskositas campuran μc (pada 45oC):

Viskositas larutan pada 45 0C adalah 9,044 cp

Viskositas slurry pada 40oC didekati melalui persamaan berikut

lnμc μ = 2,5 Q_s 1 - CQ_s (Perry,1997) C = 1 Qs = V Solid V total= 0,79 m3 0,9378 m3 = 0,8423

(75)

ln μc

9,044=

2,5 (0,8423) 1 – (1) (0,8423)

Viskositas campuran = μc = 4,7938 cP = 0,00322 lbm / ft .s Laju alir volumetrik,

Q = 0,9378 m3/jam = 0,009199 ft3/s Desain pompa:

Di,opt = 3 (Q)0,36(ρ)0,18 (Walas, 1990) = 3 (0,009199 ft3/s)0,36 (0,0007381 lbm/ft3)0,18

= 1,1913 in

Dari Tabel A.5-1 Geankoplis (2003), dipilih pipa dengan spesifikasi:

Ukuran nominal : 1,5 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 1,61 in = 0,1341 ft = 0,0408 m Diameter Luar (OD) : 1.9 in = 0,1583 ft

Inside sectional area : 0,01414 ft2

Kecepatan linier, v = Q A = 0,009199 ft3/s 0,3474 ft2 = 0,02648 ft/s Bilangan Reynold: NRe = ρ x v x D μ = 69,877 lbm ft3 _x 0,1341ft_s x 0,02648 ft 0,0007381lbm/ft.s = 336,33

Untuk aliran laminar, f = 16 / NRe (Geankoplis, 2003), maka f = 16/3282 = 0,00487

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc =0,55

�1-A2 A1�

v2 2αgc

(76)

= 0,55 (1-0) (0,02648)2 2 (0,5)(32,174) = 1,1986 ft.lbf/lbm 1 elbow 90° : hf = n.Kf. v2 2g_c = 1 (0,75) (0,02648)2 2 (32,174) = 8,1726 ft.lbf/lbm 1 check valve: hf = n.Kf. v2 2g_c = 1 (2) (0,02648)2 2 (32,174) = 2,1793 ft.lbf/lbm Pipa lurus 10 ft: Ff = 4f ∆L .v 2 D .2 .g_c = 4 (0,00487) 10 (0,02648)2 0,1341 (2) (32,174) = 1,5829 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: hex =

�1-A2 A1� v2 2αgc = (1-0) (0,02648)2 2 (0,5)(32,174) = 2,179 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 15,3124 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli:

1 2α�v22- v12�+ g�z2-z1�+ P2- P1 ρ + Σ F + Ws =0 (Geankoplis,2003) dimana: v1 = v2 ∆P = - 1,7885 psia tinggi pemompaan ∆Z = 20 ft maka: 0+ 32,174 32,174 (20)+ - 1,7885 x 144 87,4304 + 15,3124+Ws=0 Ws = -32,3669 ft.lbf/lbm Efisiensi pompa, η= 80 % Ws = -η × Wp -32,3669 = -0,8 × Wp Wp = 40,4586 ft.lbf/lbm Daya pompa: P = m × Wp = 0,64283lbm/s x 40,4586 ft.lbf/lbm = 41,10143 ft. lbf/s . 1 hp 550 ft. lbf/s = 0,07472 hp