PRA RENCANA PABRIK
METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI KAPASITAS 16.662 TON / TAHUN
SKRIPSI
Disusun Oleh:
MATIAS PONE
: 0305010010
PETRUS PULANG
: 0305010012
PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNIK
UNIVERSITAS TRIBHUWANA TUNGGADEWI
MALANG
LEMBAR PERSETUJUAN
PRA RENCANA PABRIK
METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI KAPASITAS 16.642 TON / TAHUN
SKRIPSI Disusun Oleh:
Matias Pone : 0305010010 Petrus Pulang : 0305010012 Program Studi : Teknik Kimia
Fakultas : Teknik
Menyetujui,
Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II
Ir. Achamad Chumaidi, MT Ir. Taufik Iskandar NIP : 131803725 NIY : 014024247
Mengetahui,
Dekan Fakultas Teknik Ketua Program Studi Teknik Kimia
Nawir Rasidi, ST. MT S. P. Abrina Anggraini, ST. MT
LEMBAR PENGESAHAN
Nama mahasiswa : Matias Pone (0305010010)
: Petrus Pulang (0305010012)
Program studi : Teknik Kimia Fakultas : Teknik
Judul skripsi : Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) dari Kotoran Sapi dengan kapasitas 16.662 Ton / Tahun
Dipertahankan di hadapan tim penguji skripsi jenjang strata satu (S - 1) Pada:
Hari : Sabtu
Tanggal : 11 Oktober 2008
Nilai :
Tim penguji:
1. Ir. Achamad Chumaidi, MT ... 2. Ir. Taufik Iskandar ... 3. Susy Yuniningsih. ST. MT ...
LEMBAR PERNYATAAN
Kami yang bertandatangan di bawah ini:
Nama mahasiswa : Matias Pone (0305010010)
: Petrus Pulang (0305010012)
Program Studi : Teknik Kimia Fakultas : Teknik
Menyatakan dengan sesungguhnya bahwa skripsi yang berjudul :Pra Rencana Pabrik Metana (CH4) dari Kotoran Sapi dengan kapasitas 16.662 Ton / Tahun, adalah hasil karya kami sendiri, bukan merupakan duplikasi serta tidak mengutip atau menyadur sebagian atau seluruhnya dari hasil karya orang lain, kecuali yang tidak disebutkan dari sumber aslinya.
Malang, November 2008 Yang menyatakan,
Matias Pone Petrus Pulang
0305010010 0305010012
Mengetahui,
Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II
Ir. Achmad Chumaidi, MT Ir. Taufik Iskandar NIP : 131803725 NIY : 014024247
RIWAYAT HIDUP
Matias Pone.
Dilahirkan di : Kolikapa – Nagekeo, Nusa Tenggara Timur pada tanggal 6 Mey 1982 dari pasangan Bapak Lukas Nuwa dengan Mama Lusia Sena. Penulis merupakan anak ke – 8 dari sembilan bersaudara.
Lulus pendidikan tingkat dasar pada SDK Watuapi, Wolowae – Nagekeo tahun 1995, pendidikan tingkat menengah pada SMP Negeri I Wolowae tahun 1999 dan SMUK Frateran Ndao Ende tahun 2002. Pada tahun akademik 2003/2004, penulis melanjutkan studi pada Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang Fakultas Teknik Program Studi Teknik Kimia.
Petrus Pulang
Dilahirkan di : Tokojaeng Lembata, Nusa Tenggara Timur pada tanggal 29 Maret 1981 dari pasangan Bapak Gabriel Hering dengan Mama Katarina Kaleka Penulis merupakan anak ke – 4 dari enam bersaudara.
Lulus pendidikan tingkat dasar pada SDK Biarwala Kedang Lembata tahun 1993, pendidikan tingkat menengah pada SMPK St. Pius X Lewoleba tahun 1996 dan SMUK Seminari San Dominggo Hokeng tahun 2000.. Tahun 2000-2003 melanjutkan pendikan sebagai calon Imam SVD pada Novisiat Sang Sabda Kuwu Ruteng. Pada tahun akademik 2003/2004, penulis melanjutkan studi pada Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang Fakultas Teknik Program Studi Teknik Kimia.
ABSTRAKSI
PRA RENCANA PABRIK METANA (CH4) DARI KOTORAN SAPI DENGAN KAPASITAS 16.662 TON/ TAHUN
Metana adalah senyawa Hidrokarbon dengan rumus molekul CH4. Metana merupakan bahan kimia yang di gunakan sebagai biogas dan juga dapat digunakan sebagai bahan bakar listrik. Sebagai bahan baku pembuatan gas metana adalah kotoran sapi dan bahan pembantu air dan kapur. Proses pembuatan biogas merupakan proses fermentasi anaerobik yaitu proses dekomposisi bahan-bahan organik secara biologis dengan bantuan mikroorganisme yang menghasilkan biogas dan kompos pada lingkungan tanpa adanya oksigen. Secara umum kandungan karbon di dalam sampah dapat dikonversi menjadi biogas (campuran metana dan CO2), sedangkan kandungan nutriennya akan dikonversi menjadi kompos. Pada proses pembuatan gas metana akan mereaksikan bahan organik dan air dengan konversi 70% sehingga memperoleh kemurnian 99%.
Pra rencana pabrik Metana ini diharapkan mampu berproduksi dengan : Kapasitas produksi 16.662 ton/tahun,Waktu operasi 300 hari/tahun, 24 jam/hari Lokasi pabrik akan dibangun di Kecamatan Mbay Kabupaten Nagekeo Provinsi Nusa Tenggara Timur .Bentuk perusahaan Perseroan Terbatas (PT), Struktur Organisasi Garis dan Staft
Ditinjau dari perhitungan analisa ekonomi terhadap pabrik Metana, maka diperoleh data sebagai berikut :Total Capital Invesment (TCI) :Rp 176.674.606.135 Return Of Invesment (ROIBT) : 38,87 % Return Of Invesment (ROIAT) : 31,51 % Play Out Time (POT) : 3,5 tahun Break Even Point (BEP): 32,15 % Internal Rate Of Return (IRR) : 17,29 %.
Maka dapat disimpulkan bahwa Pra Rencana Pabrik Metana dari kotoran sapi dengan Kapasitas 16.662 ton/tahun adalah layak didirikan.
KATA PENGANTAR
Jiwaku memuliakan Tuhan dan hatiku bersuka cita karena Allah Juru Selamatku, sebab Ia telah melakukan perbuatan-perbuatan yang besar kepadaku dan nama-Nya adalah Kudus. Atas berkat dan uluran tangan kasih-Nya penulis dapat menyelesaikan tugas akhir (PRP) yang berjudul “Pra Rencana Pabrik Metana Dari Kotoran Sapi dengan Kapasitas 16.662 Ton / Tahun”.
Penulisan tugas akhir ini tidak lepas dari dukungan dan bantuan berbagai pihak. Oleh sebab itu, penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada:
1. Prof. Dr. Ir. Wani Hadi Utomo, M.Sc, selaku Rektor Universitas Tribhuwana Tunggadewi Malang yang telah memberi peluang bagi kami untuk belajar di kampus UNITRI.
2. Nawir Rasidi, ST. MT selaku Dekan Fakultas Teknik yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini.
3. SP. Abrina Anggraini, ST. MT selaku Ketua Program Studi Teknik Kimia yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini.
4. Ir. Achmad Chumaidi, MT selaku dosen pembimbing I yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaikan tugas akhir ini.
5. Ir. Taufik Iskandar selaku dosen pembimbing II yang telah banyak memberikan bimbingan, arahan dan dukungan dalam penyelesaian tugas akhir ini.
6. Susy Yuniningsih. ST. MT. selaku dosen penguji atas bimbingan dan masukkan yang diberikan kepada penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini.
7. Orang tua dan seluruh keluarga besar yang selalu mendo’akan, memberikan dukungan dan semangat pada penulis mulai awal perkuliahan hingga mengerjakan tugas akhir ini.
8. Rekan-rekan teknik kimia terutama angkatan 2003 dan semua pihak yang telah banyak membantu hingga terselesainya tugas akhir ini.
Tugas akhir ini tentunya masih terdapat banyak kesalahan dan kekurangan, oleh karena itu penulis mengharapkan kritik dan saran demi penyempurnaan tugas akhir ini. Akhirnya, penulis berharap agar tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi kita semua.
Malang, Novenber 2008
DAFTAR ISI
HALAMAN JUDUL
LEMBAR PERSETUJUAN
LEMBAR BERITA ACARA UJIAN TUGAS AKHIR LEMBAR PERNYATAAN
RIWAYAT HIDUP
LEMBAR PERSEMBAHAN
ABSTRAKSI ... i
KATA PENGANTAR... ii
DAFTAR ISI ... iii
DAFTAR TABEL ... iv
DAFTAR GAMBAR ... v
DAFTAR GRAFIK ... vi
BAB I. PENDAHULUAN ... I-1
BAB II. SELEKSI DAN URAIAN PROSES ... II-1
BAB III. NERACA MASSA ... III-1
BAB IV. NERACA PANAS ... IV-1
BAB V. SPESIFIKASI PERALATAN ... V-1
BAB VI. PERANCANGAN ALAT UTAMA FERMENTOR ... VI-1
BAB VI. PERANCANGAN ALAT UTAMA ABSORBER ... VI-1
BAB VIII. UTILITAS ... ...VIII-1
BAB IX. LOKASI DAN TATA LETAK ... IX-1
BAB X. ORGANISASI PERUSAHAAN ... X-1
BAB XI. ANALISA EKONOMI ... XI-1
BAB XII. KESIMPULAN ... XII-1
DAFTAR PUSTAKA
APPENDIX :
APPENDIX A. PERHITUNGAN NERACA MASSA ... APP A-1
APPENDIX B. PERHITUNGAN NERACA PANAS ... APP B-1
APPENDIX C. PERHITUNGAN PERALATAN ... APP C-1
APPENDIX D. PERHITUNGAN UTILITAS ... APP D-1
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1. Komposisi gas bio...I-6
Tabel 1.2. Data Jumlah Sapi di Pulau Flores Propinsi NTT ...I-8
Tabel 2.1 Perbandingan sistem batch dan sistem kontinyu ...II-5
Tabel 3.1 Neraca Massa pada Tangki Pengencer Kapur ...III-2
Tabel 3.2 Neraca Massa pada Tangki Pencampur Feed ...III-2
Tabel 3.3. Neraca Massa pada Tangki Pemanas...III-4
Tabel 3.4 Neraca Massa pada Tangki Buffer...III-4
Tabel 3.5 Neraca Massa pada Fermentor...III-6
Tabel 3.6 Neraca Massa pada Absorber ...III-8
Tabel 3.7 Neraca Massa pada Menara Regenerasi ...III-9
Tabel 3.8 Neraca Massa pada Kompresor ...III-10
Tabel 3.9 Neraca Massa pada Screw Press ...III-11
Tabel 4.1. Neraca Panas pada Tangki Pemanas...IV-1
Tabel 4.2. Neraca Panas pada Fermentor...IV-2
Tabel 4.3. Neraca Panas pada Cooler ...IV-3
Tabel 7.1. Instrumentasi pada tiap peralatan...VII-5
Tabel 7.2. Alat keselamatan kerja...VII-14
Tabel 9.1. Keterangan Gambar ...IX-13
Tabel 10.1. Jadwal Kerja Karyawan ...X-12
Tabel 10.2. Perincian Jumlah Tenaga Kerja ...X-14
Tabel A.1. Neraca Massa pada Tangki Pengencer Kapur...APP A-1
Tabel A.2. Neraca Massa pada Tangki Pencampur Feed ...APP A-3
Tabel A.3. Neraca Massa pada Tangki Pemanas ...APP A-5
Tabel A.4. Neraca Massa pada Tangki Buffer...APP A-6
Tabel A.5. Neraca Massa pada Fermentor...APP A-8
Tabel A.6. Neraca Massa pada Absorber...APP A-13
Tabel A.7. Neraca Massa pada Menara Regenerasi...APP A-15
Tabel A.8. Neraca Massa pada Kompresor ...APP A-16
Tabel A.9. Neraca Massa pada Screw Press ...APP A-16
Tabel B.1. Neraca Panas pada Tangki Pemanas ...APP B-1
Tabel B.2. Neraca Panas pada Fermentor ...APP B-9
Tabel B.3. Neraca Panas pada Cooler...APP B-17
Tabel D.1. Kebutuhan Air Pendingin ...APP D-2
Tabel D.2. Kebutuhan Air Proses ...APP D-3
Tabel D.3 . Kebutuhan Air yang di Disuplay………...APP D-3
Tabel D.4. Pemakaian listrik pada peralatan proses produksi ...APP D-103
Tabel D.5. Pemakaian listrik pada daerah pengolahan air...APP D-103
Tabel D.6. Pemakaian listrik untuk penerangan ...APP D-105
Tabel E.1. Indeks Harga Alat Pada Tahun Sebelum Evaluasi ...APP E-2
Tabel E.2. Harga Peralatan Proses pada Tahun 2010 ...APP E-5
Tabel E.3. Harga Peralatan Utilitas pada Tahun 2010...APP E-6
DAFTAR GAMBAR
Gambar 2.1 Diagram alir sistem batch ...II- 2
Gambar 2.2. Pembuatan Gas metana secara kontinue ...II- 4
Gambar 9.1. Peta Lokasi Pabrik Gas Metana ... ... IX-8
Gambar 9.2. Tata letak Pabrik Gas Metana ...IX-12
DAFTAR GRAFIK
BAB I PENDAHULUAN
1.1. Latar belakang
Saat ini Indonesia menerapkan kebijakan baru yang cukup meresahkan
masyarakat yaitu pengurangan subsidi bahan bakar minyak secara bertahap. Ini
menyebabkan harga BBM semakin hari akan semakin meninggi yang tidak diimbangi
dengan daya beli masyarakat. Padahal selama ini masyarakat telah sedemikian
tergantung terhadap bahan bakar fosil ini.
Energi alternative kurang begitu dilirik oleh pemerintah dan juga masyarakat.
Sehingga aplikasinya hanya bersifat proyek penelitian ataupun proyek kecil yang
bersifat lokal. Padahal energi alternative yang terbarukan sebenarnya sangatlah
mudah dikonstruksikan dan dipakai.
Sementara di Indonesia bergolak masalah bahan bakar fosil, maka masyarakat
di luar negeri telah membangun instalasi dalam skala besar untuk memproduksi
energi alternatif dari bahan terbarukan serta ramah lingkungan. Salah satunya adalah
biogas.
Bahan baku dari biogas ini sangat mudah dan bermacam-macam yaitu limbah industri
(padat dan cair) pertanian dan peternakan serta limbah domestik/sampah kota.
Dinegara lain seperti India dan Cina biogas digunakan untuk bahan bakar memasak
dan penerangan /listrik. Sedangkan di Negara-negara Eropa dan Amerika biogas
digunakan sebagai bahan bakar (biofuel).
Kotoran sapi merupakan bahan baku utama dan terbaik serta memiliki hasil
biogas yang paling besar dibandingkan dengan bahan lain, selain itu waktu
inkubasinya juga lebih cepat
Pembuatan biogas ini umumnya merupakan program Zero Weste, yaitu
dengan mengolah limbah menjadi kompos dengan proses yang mudah serta
menghasilkan zat hara yang bernilai tinggi. Sehingga ini akan menjadi solusi dari
meningginya harga pupuk kimia. Karena di samping masalah harga, penggunaan
pupuk kimia serta kontiyu akan menyebabkan tanah akan menjadi keras dan
kehilangan unsure hara.
1.2. Manfaat Gas Metana
Dari hasil penelitian menunjukan bahwa biogas untuk 1 ekor sapi yang
dihasilkan adalah 1 m3/hari (maksimal) dan 1 m3/hari untuk 1,5 ekor sapi. Jika nilai
kalor 1 m3 biogas minimal adalah 4.700 kkl (efisiensi kompor 60), sedangkan nilai
kalor minyak tanah 9100 kkl (efisiensi kompor 50%), maka 1 m3 biogas akan setara
dengan 0,62 liter minyak tanah.
Peternak sapi perah yang memiliki 4 ekor peliharaan dan mendaptkan biogas
sebanyak 2,7-4 m3/hari yang artinya dapat menghemat 1,7 – 2,5 liter minyak/hari.
Jumlah yang lebih dari cukup untuk keperluan penyediaan energi rumah tangga
pedesaan. Jumlah ini juga setara dengan 9,5 – 14 kg kayu bakar /hari.
Dari analisa tersebut dapat diperkirakan berapa penghematan minyak tanah
secara makro jika pemanfaatan biogas ini dilakukan secara intensif dan terstruktur.
Begitu pula dengan penurunan perusakan lingkungan hidup akibat pengambilan kayu
bakar yang secara terus menerus. Selain itu adalah solusi dari penanggulangan
masalah limbah peternakan yang dikhawatirkan bisa mengganggu kesehatan manusia.
Secara spesifik dan lebih lanjut biogas dengan pengambilan metana murni
dapat dikonversi menjadi berbagai macam energi dan aplikasinya yaitu 1 m3 biogas
dapat digunakan untuk melakukan kegiatan-kegiatan seperti:
1. Memasak untuk keperluan keluarga (5-6 orang) selam 3 jam.
2.
Menyalakan lampu listrik 80 watt selam 6 jam 3.
Menjalankan motor berkekuatan 1 hp selam 2 jam 4. Menggerakan truk berbobot 3 ton sejauh 2,8 km. 5.
Membangkitkan listrik sebesar 1,25 kw
1.3. Komposisi dan Sifat Bahan Baku dan Produk 1.3.1. Sifat Bahan Baku Utama
Bahan baku utama: Kotoran Sapi
Sifat Fisika:
- Bentuk; Padat (19,78% cair)
-Warna: Hijau
-Bau: Tajam dan menyengat
Sifat kimia:
- Larut dalam air
-pH asam
-Bersifat korosi
Unsur-unsur yang terdapat dalam kotoran sapi adalah :
Selulosa = 76,52% NH3 = 1,46% P (Phosfor) = 0,93% K (Kalium) = 0,68% Ca (Calsium) = 0,24% Mg = 0,18% H2S = 0,21% Air = 19,78%
1.3.2. Sifat-sifat bahan pembantu 1. Air (H2O)
Sifat fisika:
• Tidak berwarna • Tidak bau
• Pelarut yang baik
Sifat kimia: • Rumus kimia: H2O • Berat molekul: 18 • Titik beku: 00 C • Titik didih: 1000 C 2. Kapur (Ca(OH)2) Sifat fisika:
• Berwarna putih gading • Bentuk kristal hexagonal • Larut dalam air dan NH4Cl Sifat kimia:
• Berat molekul: 74,10 • Spesifik grafity: 2,2 • Titik lebur: 5800
C
• Panas pembentukan: -213,90 kkal/mol • Energi pembentukan: -213,90 kkal/mol
1.3.3. Produk utama: Methane (CH4)
Gas metana terdapat dalam biogas dengan komposisi sebagai berikut :
Table 1.1. Komposisi gas bio
Komponen Konsentrasi Metana (CH4)
Karbon diosida (CO2) Air (H2O) Hidrogen sulfida (H2S) Nitrogen (N2) Oksigen (O2) Hidrogen (H2) 50 -75% vol. 25 – 45% vol. 2 – 7% vol. (20 – 40o C ) 20 – 20.000 ppm <2% vol. <2% vol. <1% vol.
Sumber : Kaltschmitt dan Hartmann, 2001
Sifat fisika: • Bentuk = gas • Titik lebur = 182,60 C • Titik didih = 161,40 C • Tidak berbau • Tidak berwarna Sifat Kimia: • Berat molekul = 16,04
• Kelarutan dalam (100 bagian) air = 0,420 cc
• Larutan dalam (100 bagian) alkohol = 4720 cc
• Larutan dalam (100 bagian) ether = 10420 cc
• Spesifik geravity = 0,415+164 • Ekplosif pada komsentrasi 10-12%
1.3.4. Produk Samping 1. dry ice
Sifat kimia:
• Berwarna putih
• Berbentuk gumpalan es kering • Tidak mudah mencair
Sifat kimia
• Barat molekul: 44,004 • Solubility: 79ft3
/ft3 air
• Panas laten: 241 BTU 2. Kompos
Sifat fisik
• Bentuk: padat (5%air) • Warna: hijau
• Bau: tidak terlalu tajam Sifat kimia
• Larut dalam air • pH asam
• Bersifat korosi
1.3.5. Perhitungan kapasitas pabrik
Dalam mendirikan pabriik diperlukan suatu perkiraan kapasitas produksi agar
produk yang dihasilkan sesuai dengan permintaan dan bahan bakunya.
Berdasarkan tabel 1.2 maka pabrik layak didirikan di daerah Flores Tengah
tepatnya di kota Mbay Kabupaten Nagekeo, karena jumlah populasi sapi paling
banyak dan secara transportasinya menguntungkan karena tidak terlalu jauh antara
daerah yang satu dengan yang lainnya dan juga dekat dengan daerah pemasaran yaitu
pusat pemasaran wilayah Flores. Dengan populasi ternak rata-rata sebesar 57.118
ekor sehingga kebutuhan bahan baku bisa mencukupi. Kotoran yang dihasilkan
setiap sapi sekitar 8 – 15 kg /hari, diambil asumsi kotoran yang dihasilkan 10 kg/hari
dan populasi sapi yang dipakai 35.000 ekor sehingga persediaan bahan baku
(kapasitas bahan baku) per hari kotoran sapi adalah 350.000 kg/hari.
Tabel 1.2. Data Jumlah Sapi di Pulau Flores Propinsi NTT
Kabupaten Total %
Tahun Flotim Sikka Ende Ngada Manggarai
2003 1499 4621 6393 32869 10031 55413 2004 1528 4711 6517 33505 10225 56486 1.94 2005 1555 4795 6647 34263 10447 57707 2.16 2006 1586 4889 6781 34953 10658 58867 2.01 Jumlah 228473 6.11 Rerata 57118 2.04 Sumber : BPS Propinsi NTT
Untuk menentukan kapasitas bahan baku pabrik digunakan rumus :
F = P (1 + i)n
Dimana :
F = Nilai tahun mendatang
P = Nilai tahun sebelumnya
i = Nilai persentase kenaikan
n = Selisih tahun (2010-2006)
Asumsi :
Kenaikan populasi ternak sapi tiap tahun 2,04%
Maka :
F = 58.867 (1 + 0,0204)4
= 58.867 (1,0204)4
= 58.867 x 1.084131
= 63.820
Untuk menetukan kapasitas pabrik per tahun diasumsi 55% dari populasi
ternak sapi. Sehingga pabrik diperkirakan berdiri di kota Mbay Kabupaten Ngada,
dengan basis bahan baku per tahun 105.000 ton/tahun. Dengan dasar perhitungan
bahan baku per hari yaitu 350.000 kg/hari = 350 ton/hari.
Proses produksi dalam 1 tahun = 300 hari
Basis bahan baku dalam 1 tahun = 350 ton/hari x 300 hari/tahun
= 105.000 ton/tahun
Jadi pabrik tersebut merupakan pabrik biogas (metana) dengan skala
menengah yang belum pernah ada di Indonesia, sedangkan pabrik biogas yang ada
adalah pabrik biogas untuk energi listrik di daerah Jawa Barat, dan beberapa dengan
skala rumah tangga yang tersebar di daerah pedesaan di pulau Jawa.
BAB II
SELEKSI DAN URAIAN PROSES
2.1. Pengertian Seleksi Dan Uraian Proses
Seleksi dan uraian proses merupakan suatu bagian dalam perencanaan
pendirian pabrik dimana pada bagian tersebut akan dipilih atau diseleksi dalam
beberapa alternatif proses yang memungkinkan. Pemilihan proses akan
disesuaikan tentang bagaimana memilih proses dengan memperhatikan parameter
segi teknis dan segi ekonomis. Segi teknis meliputi proses dan kondisi operasi,
sedangkan segi ekonomis meliputi biaya operasi. Proses yang dipilih akan
disesuaikan pada uraian proses secara detail.
2.2. Tujuan Seleksi dan Uraian Proses
Tujuan seleksi dan uraian proses untuk mendapatkan proses yang terbaik
diantara beberapa alternatif proses yang memungkinkan dari segi teknis maupun
segi ekonomis.
2.3. Macam-macam Proses
Proses pembuatan gas metana dari kotoran sapi dilakukan dengan proses
fermentasi anaerobik (tidak kontak dengan udara luar) di dalam reaktor yang
sekaligus sebagai fermentor dan disebut dengan digester.
Macam-macam prosesnya antara lain :
2.3.1. Sistem batch
Batch adalah jenis digester yang pengisian bahan organik (campuran
kotoran ternak dan air) dilakukan sekali sampai penuh, kemudian ditunggu sampai
biogas dihasilkan. Setelah biogas tidak berproduksi lagi atau produksinya sangat
rendah, isian digesternya dibongkar, lalu diisi kembali dengan kotoran sapi yang
baru. Sistem pengumpanan dilakukan ke dalam digester, kalau menggunakan
starter maka ditambahkan secara bersamaan. Setelah itu ditunggu sampai masa
inkubasi berakhir 3-4 minggu dan gas hasil (biogas) diperoleh pada lubang output
secara kontinyu. Setelah selesai maka bahan dikeluarkan secara bersamaan pula.
Jumlah gas yang diperoleh setiap hari akan meningkat hingga pencapaian
maksimum dan kemudian menurun. Untuk mengatasi ketidakstabilan peroleh gas
maka sistem ini membutuhkan digester yang cukup besar dan dalam jumlah
banyak secara paralel untuk waktu star yang berbeda.
Untuk mengatasi temperatur digester dan mengencerkan limbah padat,
sebagian liquid dimasukkan ke digester dari atas dipompa melewati heat
exchanger dan direycle ke atas digester.
fweFFFFF Feed Metana Slury Adsorber Fermentor
Gambar 2.1. Diagram alir sistem batch.
2.3.2. Sistem kontinyu
Kontinyu adalah jenis digester yang pengisian bahan organiknya dilakukan
setiap hari dalam jumlah tertentu, setelah biogas mulai berproduksi. Pada
pengisian awal digester diisi penuh, lalu ditunggu sampai biogas berproduksi.
Setelah berproduksi pengisian bahan organik secara kontinyu setiap hari dengan
jumlah tertentu.
Setiap pengisian bahan organik yang baru akan selalu diikuti pengeluaran
bahan sisa (sludge). Karena itu, jenis digester ini akan didesain dengan membuat
lubang pemasukkan dan lubang pengeluaran. Sludge adalah cairan lumpur yang
keluar dari digester yang telah mengalami fermentasi. Sludge bisa dipisahkan
menjadi bagian padatan dan cairan yang semuanya dapat dimanfaatkan langsung
sebagai pupuk tanaman, yaitu pupuk organik padat dan pupuk organik cair.
Digester jenis kontinyu mempunyai dua model yatiu model tetap (fixed)
dan model terapung (floating). Perbedaan model ini adalah pengumpul biogas
yang dihasilkan. Pada model floating, pengumpul gasnya terapung diatas sumur
pencerna sehingga kapasitasnya akan naik turun sesuai dengan produksi gas yang
dihasilkan dan pemanfaatan gas untuk memasak.
Bahan baku (kotoran Sapi)
Pemberian bahan baku dilakukan secara terus Pemberian bahan baku dilakukan secara terus menerus dalam jumlah tertentu.
menerus dalam jumlah tertentu. Tahap Prereatement Tahap Prereatement Tangki pencampur air Fermentasi • Tahap hidrolisa • Tahap pengasaman • Tahap pembentukan metana Pemberian starter Tahap Reaksi Tahap Reaksi Pendinginan (30 0C) Tahap Pemurnian Tahap Pemurnian Kompresi (10 bar) Penyerapan gas H2S dan CO2 Gas impuritis
Tahap Penanganan Produk Tahap Penanganan Produk
Metana 99% Kompresi 3 bar Tahap Penanganan Tahap Penanganan Produk Samping Produk Samping Pengemasan Kompresi (46 bar) Dry ice Regerasi Produk bawah
Gambar 2.2. Pembuatan Gas metana secara kontinue Gambar 2.2. Pembuatan Gas metana secara kontinue
2.4. Pemilihan proses
Perolehan gas dengan jumlah dan kualitas maksinum dapat dilakukan
dengan pemilihan proses yang tepat, dan didukung dengan pertimbangan dari
aspek teknis, biologis dan ekonomi serta lingkungan. Perbandingan dapat dilhat
pada tabel berikut ini :
Tabel 2.1. Perbandingan sistem batc dan sistem kontinyu
Parameter Sistem batch Sistem kontinyu
Teknis • Kurang fleksibel
• Tidak membutuhkan teknologi tinggi.
• Sulit dilkontrol, resiko
ledakan selama pengosongan.
• Membutuhkan pretreatment yang rumit.
• Desain fleksibel
• Membutuhkan teknologi yang tinggi
• Mudah dikontrol selam operasi
• Tidak membutuhkan pretreatment yang rumit
Biologis • Organic Loading Rate kecil • Yield biogas kecil
• Waktu fermentasi lambat
• Organic Loading Rate tinggi • Yield biogas tinggi
• Waktu fermentasi cepat Ekonomi
dan
lingkungan
• Biaya infestasi kecil
• Dibutuhkan lahan yang luas • Biaya pengendalian slury
besar • POT lambat • ROI rendah
• Biaya investasi besar
• Tidak membutuhkan lahan luas
• Biaya pengendalian slury kecil
• POT cepat • ROI tinggi
Dilihat dari parameter yang ada maka dapat diputuskan bahwa proses yang
digunakan dalam perencanaan pabrik biogas ini adalah proses secara
kontinyu-dengan dasar pertimbngan sebagai berikut :
• Aspek teknis yang fleksibel dan mudah dikontrol • Tidak membutuhkan pretreatment yang rumit
• Produk yang dihasilkan lebih banyak dan berkualitas • Dari segi ekonomi lebih menguntungkan
• Pada tahap uraian proses ada yang dilakukan secara kontinyu dan juga secara batch.
2.5. Uraian Proses
Proses pembuatan biogas merupakan proses fermentasi anaerobik yaitu
proses dekomposisi bahan-bahan organik secara biologis dengan bantuan
mikroorganisme yang menghasilkan biogas dan kompos pad lingkungan tanpa
adanya oksigen. Secara umum kandungan karbon di dalam sampah dapat
dikonversi menjadi biogas (campuran metana dan CO2), sedangkan kandungan
nutriennya akan dikonversi menjadi kompos.
Proses pembuatan gas metana secara garis besar dibagi ke dalam
tahap-tahap berikut ini :
1. Tahap pretreatment
2. Tahap reaksi
3. Tahap pemurnian produk
4. Tahap penamganan produk utama
5. Tahap penanganan hasil samping
2.5.1. Tahap pretreatment
Pada tahap persiapan bahan baku dilakukan proses secara kontinyu. Pada
tahap ini faktor yang perlu diperhatikan untuk mempermudah proses reaksi serta
mampu menghasilkan produk dengan kuantitas dan kualitas yang tinggi adalah :
1. Pemilihan jenis bahan baku dan kualitasnya
Bahan baku dalam bentuk selulosa mudah dicerna oleh bakteri anaerobik.
Tetapi bila banyak mengandung lignin maka pencernaa menjadi sukar.
2. Faktor keasaman (pH)
pH optimum bakteri anaerobik bekerja yaitu antara 6,8 – 8. Pada kondisi
ini akan mencapai hasil laju produksi maksimum.
3. Pengenceran bahan baku isian
Jenis kotoran pengencer isian dengan air dilakukan berbeda-beda agar
diperoleh isian dengan kandungan bahan kering yang optimum. Adapun
isian yang paling baik untuk menghasilkan gas metana mengandung 7 – 9
% bahan kering.
4. Faktor temperatur
Perkembangbiakan bakteri dipengaruhi oleh temperatur. Temperatur kerja
yang optimum untuk menghasilkan metana adalah 300C.
5. Faktor pengadukan
Pengadukan dilakukan agar hambatan terhadap laju gas metana yang
dihasilkan dapat dikurangi. Adapun hambatan yang sering terjadi biasanya
bahan baku yang membentuk kerak pada permukaan cairan.
Bahan baku berupa kotoran sapi dengan pH 4-5 dan suhu 300 C ditampung
dalam Storage kotoran sapi (F-113) kemudian diangkut dengan bucket elevator
(J-117) menuju bin kotoran (F-114) ke dalam tangki pencampur/mixing tank
(M-110) beroperasi 15-50 rpm, kemudian disertai dengan penambahan air dengan
perbandingan 2 : 1 ( 2 kg air : 1 kg kotoran sapi ). Bubuk kapur dari bin kapur
(F-112) dialirkan ke tangki pengencer (M-111) untuk diencerkan dengan air hingga
konsentrasi 10 %, kemudian hasilnya dialirkan ke mixing tank. Hasil campuran
dari mixing tank dipompa ke tangki pemanas (R-121) sampai suhu sekitar 50 0C
dan pH 7-8. setelah itu bahan siap dipompa ke tahap berikutnya.
2.5.2. Tahap reaksi
Pada tahap ini proses yang digunakan secara batch dimana setelah bahan
memenuhi syarat pH 7-8 dan temperatur 50 0C serta tekanan 1 bar, maka dapat
langsung dipompakan ke tangki buffer (F-123) untuk pengkondisian kapasitas
untuk mensuplai kebutuhan feed pada digester/fermentor (R-120). Bahan
dimasukkan dalam fermentor dengan tujuan untuk didegradasi / diuraikan oleh
bakteri fermentatif untuk menghasilkan biogas dengan retention time pada
digester adalah 2 hari. Dari biogas yang dihasilkan maka lebih dari 60 % berupa
gas metana. Proses dalam tahap ini dijaga pada pH 7-8 dan suhu 50 0C.
Mikrobia merupakan salah satu faktor kunci yang ikut menentukan berhasil
tidaknya suatu proses penanganan limbah cair organik secara biologi. Keadaan
sangat penting diperlukan untuk berbagai tahapan dalam perombakan bahan
organik.
Machaim (1992) menyatakan bahwa efektifitas biodegradasi limbah organik
menjadi metana membutuhkan aktifitas metabolik yang terkoordinasi dari
populasi mikroba yang berbeda-beda. Populasi mikroba dalam jumlah dan kondisi
fisiologi yang siap diinokulasikan pada media fermentasi disebut sebagai starter.
Sejumlah besar bakteri anaerobik yang terlibat dalam proses hidrolisis dan
fermentasi senyawa organik antara lain adalah Bacteroides, Bifidobacterium,
Clostridium, Lactobacillus, dan Streptococcus. Bakteri asidogenik (pembentukan
asam) seperti Clostridium, bakteri asetogenik (bakteri yang memproduksi asetat
dan H2) seperti Syntrobacter wolinii dan Syntrohomonas wolfei (Said, 2006).
Berikut dalah mekanisme reaksi perombakan bahan organik (selulosa) :
1. Tahap Hidrolisa
Pada tahapan hidrolisa, mikroba hidrolitik mendegradsi senyawa organik
kompleks yang berupa polimer menjadi monomernya yang berupa senyawa tak
terlarut dengan berat molekul yang lebih ringan. Proses hidrolisis membutuhkan
mediasi exo-enzim yang dieksresi oleh bakteri fermentatif. Pada tahap hidrolisis,
bahan-bahan biomasa yang mengandung selulosa, hemiselulosa diuraikan
Hidrolisis molekul komplek dikatalisasi oleh enzim ekstra seluler seperti sellulase,
protease dan lipase (Said, 2006).
Reaksi yang terjadi :
C6H10O5 + H2O C6H12O6
Selulosa glukosa
C6H12O6 + H2O 2CH3CH2OH + 2CO2
Glukosa etanol
2. Tahap Asetogenesis
Monomer-monomer hasil hidrolisis dikonversi menjadi asam asetat.
CH3CH2OH + 2CO2 CH3COOH + 2H2
Etanol asam asetat
3. Tahap Pembentukan Metana (Metanogenesis)
Pada tahap ini, terbentuk metana dan karbondioksida. Metana dihasilkan dari
asam asetat.
CH3COOH CH4 + CO2
Asam asetat metana
2.5.3. Tahap pemurnian
Pada tahap ini produk berupa biogas dilewatkan cooler (E-131) untuk
menurunkan suhu dari 50 0C hingga 30 0C, kemudian dialirkan ke kompresor
(G-132) untuk menaikkan tekanan dari 1 bar hingga 10 bar. Setelah itu langsung
dialirakan ke absorber (D-130) untuk penyerapan gas H2S dan CO2 dengan
menggunakan air pada suhu yang sama yaitu 30 0C, gas CH4 yang tidak larut
dalam air dapat langsung diperoleh sebagai produk utama dengan kemurnian 99%,
dan ditangkap oleh gas holder (F-134).
2.5.4. Tahap penanganan produk
Gas metana pada suhu 30 0C dan tekanan 10 bar yang sudah dimurnikan
hingga 99% ditangkap oleh gas holder (134), kemudian dicairkan dengan
penaikkan tekanan pada kompresor (G-139) sampai tekanan 46 bar. Setelah itu
metana siap dikemas dan dipasarkan.
2.5.5. Tahap penanganan produk samping
Gas impurities yang telah terlarut dalam air, dilewatkan ekspander (G-135)
untuk menurunkan tekanan dari 10 bar hingga 1 bar pada suhu 30 0C, agar
solubilitynya turun hingga mendekati nol, sehingga gas impurities tersebut
terpisah dari air. Pemisahan gas impurities terjadi dalam kolom menara regenerasi
(F-136), dimana air akan menjadi produk bawah dan direcycle menuju kolom
water scrubber sedangkan gas impurities menjadi produk atas dan diolah lebih
lanjut.
Gas impurities yang telah dipisahkan dengan air dikompresi dengan
kompresor multistage (G-138), proses yang terjadi pertama tekanan mencapai titik
kritis CO2 sehingga gas H2S terpisah dan menguap ke atas dan masuk flare.
Setelah dikompresi, lebih lanjut CO2 menjadi snow (dry ice) dan siap dikemas.
Sludge hasil samping dari proses fermentasi dilewatkan pada screw press (H-140)
untuk memisahkan menjadi padatan dan cairan. Hasil padatan akan diaerasi dalam
bak terbuka menjadi kompos (F-142), sedangkan cairnya akan menjadi pupuk cair
dan masuk ke bak penampung slury cair (F-141).
BAB III NERACA MASSA
Keperluan bahan dalam satu (1) hari adalah sebanyak 300 ton/hari atau 300.000
kg/hari.
Basis bahan baku per tahun = 105.000 ton
= 105.000.000 kg.
Basis bahan baku per jam =105.000.000
tahun kg x 21 hari jam x 300 tahun hari
Basis Bahan baku per jam = 16.666,7 kg/jam
Kapasitas pabrik = 2644,8 kg/jam
= 2644,8 kg/jam x 21 kg/hari x 300 kg/ tahun
= 16.662.240 kg/tahun
= 16.662,240 ton/tahun
Dalam satu tahun = 300 hari kerja
1 hari = 21 jam
Satuan = kg/jam
1. Tangki Pengencer Kapur (M-111)
Fungsi : untuk mengencerkan konsentrasi bubuk kapur 93% menjadi susu kapur
10 %.
H2O
CaO 93% Ca(OH)2 10 %
Bahan Masuk (Kg/jam) Bahan Keluar (Kg/jam) CaO = 4,3899 kg H2O untuk reaksi = 1,3104 kg Ca(OH)2 = 5,4 kg H2O = 54 kg Inert = 0,02073 kg Losess = 0,01 Jumlah = 5,7003 kg Air pengencer = 54 kg Jumlah = 59,7003 kg Jumlah = 59,7003 kg
2. Tangki Pencampur Feed (M-110)
Fungsi : untuk mencampurkan kotoran sapi serta air pengencer.
H2O
Kotoran Sapi Kotoran sapi + Ca(OH)2 Mixing tank
Bahan Masuk Bahan Keluar
Kotoran sapi Selulosa= 76,52% x 16.666,7 = 12.753,36 kg NH3 = 1,46 % x 16.666,7 = 243,33 kg P = 0,93% x 16.666,7 = 155 kg K = 0,68% x 16.666,7 = 113,334 kg Ca = 0,24% x16.666,7 = 40 kg Mg = 0,18% x16.666,7 =30 kg H2S = 0,21% x16.666,7 =35 kg Air = 19,78% x16.666,7 =3296,67 kg Selulosa = 12753,36 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg =30 kg H2S =35 kg Ca(OH)2= 0,54 kg Air = 19711,16 kg Inert = 0,02 kg Losses =0,01 Total = 16.666,7 kg Air Pengencer = 16.666,7 kg ` Total = 33333.34 kg Total = 33333.34 kg III- 3
3. Tangki Pemanas (R-121)
Fungsi: untuk memanaskan feed sebelum dicampur dengan susu kapur.
Feed masuk Feed Keluar T = 500 C
Bahan Masuk Bahan Keluar
Selulosa = 12753,4 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg =30 kg H2S =35 kg Ca(OH)2= 0,54 kg Air = 19711,16 kg Selulosa = 12753,4 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg =30 kg H2S =35 kg Ca(OH)2= 0,54 kg Air = 19711,16 kg Inert = 0,01 Losess = 0,02 Total = 33333.34 kg Total = 33333.34 kg 4. Tangki Buffer (F-123)
Fungsi : untuk menstabilkan pH
Ca(OH)2 10 %
Feed Masuk Feed Keluar
Bahan Masuk Bahan Keluar
Selulosa = 12753,4 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg =30 kg H2S =35 kg Ca(OH)2= 0,54 kg Air = 19711,16 kg Total = 33333.34 kg Kapur : Ca(OH)2 = 5,4 kg H2O = 54 kg Inert = 0,03073 kg Selulosa = 12753,4 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg =30 kg H2S =35 kg Ca(OH)2= 5,4 kg Air = 19.765.16 kg Inert = 0,02073 kg Losess = 0,01 Total = 33392,77 kg Total = 33392,77 kg III- 5
5. Fermentor (R-120)
Fungsi : untuk tempat perombakan senyawa organik menjadi biogas.
Gas
Dari tangki
Slurry 70%
Bahan Masuk Bahan Keluar Dari Tangki Buffer
Selulosa = 12.753,36 kg NH4OH = 500,85 kg P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg = 30 kg H2S = 35 kg Ca(OH)2 = 5,4 kg H2O = 19.765,16 kg Insert = 0,03 kg Dari Tangky Starter
Selulosa = 769.5939 NH4OH = 14.6838 P = 9.3534 K = 6.8390 Ca = 2.4137 Mg = 1.8103 H2S = 2.1120 Air = 198.9356 Produk atas CH4 = 2644,8 kg CO2 = 7273,2 kg H2S = 35 kg H2O = 665,64 kg Total = 10.618,64kg Produk bawah : Selulosa = 3604.954 kg NH4OH = 515.5338 P = 155 kg K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg = 30 kg Ca(OH)2= 5,4 kg H2O = 19298,46 kg Inert = 0,02 kg Losess = 0,01 Total = 34.398,5129 Total = 34.398,5129 III- 7
6. Absorber (D-130)
Fungsi : untuk mengurangi kadar CO2 dan H2S dalam campuran biogas
CH490% Air Biogas air = CO2 + H2S Masuk Keluar Biogas CH4 = 2644,8 kg CO2 = 7273,2 kg H2S = 35 kg H2O = 665,64 kg Total = 10.618,64 kg Air proses = 2.438,06 kg Produk atas CH4 = 2644,8 kg CO2 = 25,9757 kg Total = 2670,7757 kg Produk bawah: H2S = 35 kg CO2 = 7247,2243 kg H2O = 3103,7 kg Total = 10.385,9243 kg Inert = 0,02 Losess = 0,01 Total = 13.056,7 kg Total = 13.056,7 kg III- 8
7. Menara Regenerasi (F-137)
Fungsi : untuk memisahkan kembali gas H2S dan CO2 dari air, karena air tidak
layak dibuang. CO2, H2S CO2, H2S,H2O H2O Masuk Keluar H2S = 35 kg CO2 = 7247,2243 kg H2O = 3103,7 kg Produk Atas CO2 = 7247,2243 kg H2S = 35 kg Total = 7282,2243 kg Produk bawah H2O = 3103,7 kg Inert = 0,02 kg Losess = 0,01 Total = 10.385,9243 kg Total = 10.385,9243 kg III- 9
8. Kompresor (G-140)
Fungsi : untuk membuat dri ice (CO2 padat) dan sekaligus menguapkan gas H2S
karena gas tersebut tidak bisa memampat dan menuju gas holder.
Masuk Keluar H2S = 35 kg
CO2 = 7247,2243 kg
H2S (produk atas) = 35 kg
Dri ice (produk bawah) = 7247,2243 kg
Inert = 0,02
Losess = 0,01
Total = 7282,2243 kg Total = 7282,2243 kg
9. Screw Press (F- 150)
Fungsi : Untuk memisahkan slurry padat dan cair.
Slury padat Cair Slury masuk : Selulosa = 3604.954 kg NH4OH = 515.5338 P = 155 kg Slury padat Selulosa = 3244,4586 kg NH4OH = 510,378 P = 153,45 kg III- 10
K = 113,334 kg Ca = 40 kg Mg = 30 kg Ca(OH)2 = 5,4 kg H2O = 19298,46 kg K = 112,2007 kg Ca = 39,6 kg Mg = 29,7 kg Ca(OH)2 = 5,346 kg Inert = 0,0248 kg H2O = 3859,692 kg Total = 7954.9041 kg Slury Cair Selulosa = 36,04954 kg NH4OH = 4,9584 kg P = 1,5345 kg K = 1,1220 kg Ca = 0,396 kg Mg = 0,297 kg Ca(OH)2 = 0,054 kg Inert = 0,00025 kg H2O = 15.438,768 kg Total = 15483,1797 kg Inert = 0,02 kg Losess = 0,01 kg Total = 23.438,0838 kg Total = 23.438,0838 kg III- 11
BAB IV NERACA PANAS
Di pabrik biogas ini tidak semua alat mengalami interaksi panas, maka perhitungan neraca panas hanya dikerjakan pada peralatan yang mengalami interaksi panas.
Kebutuhan bahan baku :
Waktu operasi : 300 hari /tahun
: 21 jam/ hari. Satuan : ∆H : kkal/jam : Cp : kkal/kg. 0C : m : kg/jam : t : 0C Suhu referensi : 25 0C = 298,1 K 1. TANGKI PEMANAS (R-121) 300C 500C ∆H1 ∆H2 ∆Hk Q 1200C 1200C
Neraca panas total :
Panas masuk = panas keluar
∆H1 + Q = ∆H2 + ∆Hk + Qloss Dimana :
∆H1 = panas yang terkandung pada bahan masuk Q = panas yang terkandung pada steam
∆H2 = panas yang terkandung pada bahan keluar ∆Hk = panas yang terkandung dalam kondensat keluar Qloss = panas yang hilang
Tabel 4.1. Neraca panas pada Tangki pemanasan
Komponen Panas masuk
(kkal/ jam)
Panas keluar (kkal / jam) Panas bahan masuk (∆H1)
Steam (Q) Kondensat (∆Hk)
Panas bahan keluar (∆H2) Panas hilang (Qloss)
155.600,0311 808.752,3550 80967,9331 835.166,8337 48217,6193 Total 964.352,3861 964.352,3861 2. FERMENTOR (120) ∆H1 ∆H2 ∆H3 Q HR 500C pendingin
Neraca panas total :
Panas masuk = panas keluar
∆H1 + HR = ∆H2 + ∆H3 + Q + Qloss Dimana :
∆H1 = panas dalam bahan masuk HR = panas reaksi
∆H2 = panas dalam biogas keluar ∆H3 = panas dalam slurry
Q = panas dari air pendingin Qloss = panas yang hilang
Tabel 4.2. Neraca panas pada Fermentor
Komponen Panas masuk (kkal/ jam) Panas keluar (kkal/ jam) Panas masuk (∆H1) Panas keluar (∆H2) Panas dalam slurry (∆H3) Panas reaksi (HR)
Panas air pendingin (Q) Panas hilang (Qloss)
835.166,8337 405151,838 80.408,2191 683.831,4 355.724,373 21.500,7498 Total 1240318,243 1240318,243 3. COOLER I (E-131) 500C 300C ∆H1 ∆H2 Q IV- 3
Neraca panas total :
Panas masuk = panas keluar ∆H1 = ∆H2 + Q + Qloss Dimana :
∆H1 = panas pada bahan masuk ∆H2 = panas bahan keluar
Q = panas yang diserap oleh air pendingin Qloss = panas yang hilang
Tebel 4.3. Neraca panas pada Cooler I
Komponen Panas masuk (kkal/jam) Panas keluar (kkal/jam) Panas masuk (∆H1)
Panas keluar (∆H2) Panas air pendingin (Q) Q loss 80.408,2191 23384,8999 53.002,9082 4.020,4109 Total 80.408,2191 80.408,2191 IV- 4
BAB V
SPESIFIKASI PERALATAN
1. STORAGE KOTORAN SAPI (F-113)
Fungsi : Menyimpan feed kotoran sapi sebelum dialirkan ke tangki
pencampur.
Type : Tangki silinder dengan bagian bawah flat dan tutup atas
berbentuk standard dished.
Dimensi : di = 239.375 in Do = 240 in ts = 5/16 in tha = 5/16 in Ls = 373,65 in ha = 40,45 in Tinggi strage = 414,10 in
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Jumlah : 3 buah
2. BUCKET ELEVATOR (J-117)
Fungsi : Mengangkut kotoran ke bin sebelum masuk tangki pencampur
Type : Centrifugal discharge
Kapasitas = 20 ton/jam
Kecepatan = 490,30 ft/menit
Daya motor = 2,5 HP
Jumlah = 1 buah
3. BIN KOTORAN SAPI (F-115)
Fungsi : Menampung kotoran sapi sebelum masuk tangki pencampur
Type : Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan
sudut 60o. Dimensi : di = 89.625 in = 7,47 ft Do = 90 thb = 3/16 ts = 3/16
Tinggi tutup bawah = 6,47 ft = 77,64 in
Tinggi bin = 16,66 ft = 199,92 in.
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Jumlah : 1 buah
4. BIN CaO (F-112)
Fungsi : Menampung batu kapur sebelum masuk tangki pengencer.
Type : Tangki silinder dengan tutup bawah berbentuk conis dengan
sudut 60o. Dimensi : di = 37,625 in = 3,14 ft Do = 38 thb = 3/16 V- 2
ts = 3/16
Tinggi tutup bawah = 2,64 ft = 31,70 in
Tinggi bin = 6,86 ft = 82,32 in.
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Jumlah : 1 buah
5. TANGKI PENGENCER (M-111)
Fungsi : Untuk mereaksikan antara CaO dan H2O yang akan membentuk
Ca(OH)2.
Type : Berbentuk bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell,
tutup atas berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk
conical. Dimensi : di = 59,625 in = 4,97 ft Do = 60 thb = 3/16 tha = 3/16 ts = 3/16
Tinggi tutup bawah = 4,30 ft = 51,65 in
Tinggi tutup atas = 0,8397 ft = 10,0766 in
Tinggi tangki = 10,2297 ft = 122,7564 in.
Jenis pengaduk : Axial turbine with 6 blades at 45o angle
Dimensi pengaduk :
Di = 19,875 in = 1,656 ft = 0,505 m
Zi = 17,888 in = 1,49 ft = 0,45 m
L = 6,625 in
W = 3,379 in = 0,28 ft
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Daya : 7 Hp
Jumlah : 1 buah
6. POMPA (L-114)
Fungsi : Untuk memindahkan larutan dari tangki pengencer ke mixer.
Type : Pompa sentrifugal
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa : OD = 0,540 in = 0,045 ft ID = 0,364 in = 0,030 ft A = 0,00072 ft2 Daya pompa = 1,0 Hp Jumlah = 1 buah 7. TANGKI PENCAMPUR (M-110)
Fungsi : Untuk mencampur bahan baku dengan air dan Ca(OH)2
Type : Bejana tegak dengan bagian badan berbentuk shell, tutup atas
berbentuk standard dished dan tutup bawah berbentuk conical.
Dimensi :
di = 119,625 in = 9,97 ft
Do = 120
thb = 3/16
tha = 4/16
ts = 3/16
Tinggi tutup bawah = 8,64 ft = 103,62 in
Tinggi Tangki = 23,47 ft = 281,70 in.
Jenis pengaduk : axial turbine with 6 blades at 45o angle
Dimensi pengaduk :
Di = 39,875 in = 3,32 ft = 1,91 m
Zi = 35,89 in = 2,99 ft = 0,91 m
L = 39,875 in = 3,32 ft
W = 6,78 in = 0,56 ft
Bahan konstruksi : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Daya : 1,0 Hp
Jumlah : 1 buah
8. POMPA (L-116)
Fungsi : Untuk memompa larutan dari tangki pencampur ke tangki
pemanas.
Type : Pompa sentrifugal
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa :
OD = 4,500 in = 0,375 ft
ID = 4,026 in = 0,3355 ft
A = 0,08840 ft2
Daya pompa = 12,5 Hp
Jumlah = 1 buah
9. TANGKI PEMANAS (R-121)
Fungsi : Untuk memanaskan slury hingga suhu 50 oC sebelum masuk
fermentor.
Jenis : Silinder tegak, tutup atas berbentuk standard dished, tutup bawah
berbentuk conical dan dilengkapi pengaduk.
Dimensi tangki : do = 114 in di = 113,75 in = 9,479 ft ts = 3/16 in tha = 6/16 in thb = 6/16 in Tinggi tangki = 222,687 in = 18,557 ft
Bahan : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Jumlah : 1 buah
Jenis pengaduk : Axial turbine with 6 blades at 45 oC angle
Dimensi pengaduk : Di = 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m L = 0,7399 ft = 8,8791 in W = 0,7399 ft = 8,8791 in Daya pompa : 20 Hp Jumlah : 1 buah V- 6
Bahan : Carbon steel SA 240 Grade M Type 316 Dimensi coil : Di = 1,610 in Do = 1,90 in a’ = 2,04 in a“ = 0,498 ft Lc = 18,0062 ft
Jumlah lilitan = 64 lilitan
10. POMPA (L-122)
Fungsi : Untuk mengalirkan larutan dari tangki pemanas ke tangki buffer.
Type : Centrifugal pump
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa : OD = 4,500 in = 0,375 ft ID = 4,026 in = 0,3355 ft A = 0,08840 ft2 Daya pompa = 1,0 Hp Jumlah = 1 buah 11. TANGKI BUFFER (F-123)
Fungsi : Untuk menampung slury dari tangki pemanas sebelum masuk
fermentor.
Daya motor : 20 Hp
Dimensi tangki :
V total = 2496,176 ft3 do = 186,44 in = 15,54 ft di = 191,75 in = 15,98 ft ts = 4/16 in tha = 6/16 in thb = 6/16 in Ls = 23,969 ft = 287,625 in Tinggi tangki = 352,437 in = 29,370 ft
Bahan : Stainless steel SA 240 Grade M Type 316
Jumlah : 1 buah
Jenis pengaduk : Axial turbine with 6 blades at 45 oC angle
Dimensi pengaduk : Da = 2,9597 ft = 35,51625 in = 0,902 m L = 0,7399 ft = 8,8791 in W = 0,7399 ft = 8,8791 in N = 90 rpm = 1,5 rps 12. POMPA (L-124)
Fungsi : Untuk mengalirkan larutan dari tangki buffer ke fermentor.
Type : Centifugal pump
Jumlah :1 buah
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa :
OD = 4,500 in = 0,375 ft
ID = 4,026 in = 0,3355 ft
A = 0,08840 ft2
Daya pompa = 1,0 Hp
Jumlah = 1 buah
13. FERMENTOR (R-120)
(Perancangan alat utama oleh : MATHIAS PHONE. 0305010010)
14. POMPA (L-125)
Fungsi : Memindahkan larutan dari fermentor 1 ke fermentor berikutnya.
Type : Centrifugal pump
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa : OD = 4,500 in = 0,375 ft ID = 4,026 in = 0,3355 ft A = 0,08840 ft2 Daya pompa = 12,5 Hp Jumlah = 24 buah 15. COOLER (E-131)
Fungsi : Mendinginkan biogas dari suhu 50 oC menjadi 30 oC.
Type : Shell and tube
Bahan : Carbon Steel
Dimensi : Bagian shell : - IDs = 21 ¼I
- n = 4
- B = 12
- de = 0,99 in = 0,0825 ft - L = 12 ft Bagian tube : - OD = ¾ - ID = 0,620” - a’ = 0,302 - a” = 0,1963 ft2/ft - L = 16 ft - n = 4 - pitch = 1 16. KOMPRESOR (G-132)
Fungsi : Menaikkan tekanan aliran dari 1 atm menjadi 10 bar.
Type : Axial kompresor
Daya kompresor = 7,5 Hp
Jumlah = 1 buah
17. ABSORBER (D-130)
(Perancangan alat utama oleh : PETRUS PULANG. 0305010012)
18. GAS HOLDER METANA (F-133)
Fungsi : Untuk menampung metana dari water scrubber.
V total = 11798,3126 cuft ts = 6/16 do = 20 ft di = 19,9375 ft Ls = 32,408 ft = 388,9 in V- 10
tha = thb = ¼ in
Jumlah = 1 buah
19. KOMPRESOR (G-134)
Fungsi : Menaikkan tekanan aliran dari 10 bar menjadi 46 bar.
Type : Axial kompresor
Daya kompresor = 15 Hp
Jumlah = 1 buah
20. EKSPANDER (G-135)
Fungsi : Menurunkan tekanan gas dari 10 bar menjadi 1 bar.
Type : Multi stage reciprocating expander.
Bahan konstruksi : Commercial steel
Massa laju alir : 22896,8087 lb/ jam
Daya : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
21. POMPA (L-136)
Fungsi : Memindahkan slury dari ekspander ke menara regenerasi.
Type : Pompa sentrifugal
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa : OD = 3,500 in = 0,2917 ft ID = 3,068 in = 0,2557 ft A = 0,05130 ft2 Daya pompa = 4,0 Hp V- 11
Jumlah = 1 buah
22. MENARA REGENERASI (F-137)
Fungsi : Sebagai tempat pemisah antara air dengan gas impurities.
Type : Silinder vertikal, tutup atas dan bawah berbentuk standard dished.
Dimensi tangki : do = 126 in di = 10,47 ft = 125,625 in ts = 3/16 in tha = 3/16 in thb = 3/16 in
Tinggi tangki total = 18,99 ft = 227,88 in
Jumlah : 1 buah
23. POMPA (L-138)
Fungsi : Memindahkan air dari menara regenerasi ke scrubber.
Type : Pompa sentrifugal
Bahan : Stainless steel
Dimensi pompa : OD = 1,660 in = 0,138 ft ID = 1,380 in = 0,115 ft A = 0,01040 ft2 Daya pompa = 1,5 Hp Jumlah = 1 buah V- 12
24. KOMPRESOR (G-139)
Fungsi : Menaikkan tekanan aliran dari 1 bar menjadi 20 bar.
Type : Axial kompresor
Massa laju alir = 7282,2243 kg/jam = 16054,391 lb/jam
Daya kompresor = 2,5 Hp
Jumlah = 1 buah
25. EKSPANDER (G-140)
Fungsi : Menurunkan tekanan gas dari 10 bar menjadi 1 bar.
Type : Multi stage reciprocating expander.
Bahan konstruksi : Commercial steel
Massa laju alir : 22896,8087 lb/ jam
Daya : 0,5 Hp
Jumlah : 1 buah
26. AKUMULATOR (G-141)
Fungsi : Untuk menampung kondensat dari kolom distilasi I selama 10
menit.
Type : Silinder vertikal, tutup atas dan bawah berbentuk standard dished.
Dimensi tangki : do = 66 in di = 65,75 in = 5,48 ft ts = 2/16 in tha = 2/16 in thb = 2/16 in V- 13
Tinggi tangki total = 8,23 ft = 98,77 in
Jumlah : 1 buah
27. SCREW PRESS (F-140)
Fungsi : Meemeras dan memisahkan slury padat dan cair.
Power : 0,5 Hp
Waktu : 24 jam
Tekanan : 7,298 psi
Jumlah : 1 buah
28. BAK PENAMPUNG SLURY CAIR (F-141)
Fungsi : Menampung slury cair dan sekaligus sebagai bak pengendap.
Type : Bak segi empat dari bahan batu bata dilapisi beton setebal 5 cm.
Bahan : Beton
Ukuran :
Panjang : 25,9 m
Lebar : 22 m
Tinggi : 3 m
Jumlah : 2 buah (1 cadangan ).
29. BAK PENAMPUNG SLURY PADAT (F-142)
Fungsi : Menampung slury padat dan sekaligus sebagai bak aerasi terbuka
O2.
Type : Bak segi empat dari bahan batu bata dilapisi beton setebal 5 cm.
Bahan : Beton.
Ukuran :
Panjang : 26 m
Lebar : 25,54 m
Tinggi : 1,5 m
Jumlah : 4 buah
BAB VI
PERANCANGAN ALAT UTAMA
Nama : Absorber
Fungsi : Menerap gas impurities dengan menggunakan air Tipe : Packed kolom
Prinsip Kerja :
Absorber berupa bejana tegak, yang berdiri pada skirt dan pondasi beton. Dalam operasi normal, feed gas yan masuk dari bawah melalui nozzle pemasukan gas bergerak ke atas melalui kolom isian, sedangkan air yang digunakan untuk mengikat gas impurities dialirkan secara berlainan arah dari nozzle pemasukan feed liquid. Akibat kontak tersebut, gas yang tidak dinginkan dapat terserap oleh air dan mengalir melalui bottom, sedangkan produk gas yang diinginkan dengan kemurnian tinggi keluar melalui top dari kolom.
Data : Dari neraca massa Appendik A 1. Temperatur : 300C = 3030 K
2. Tekanan : 1 atm. Tahap Perancangan
A. Perancangan Kolom absorber - Ukuran diameter - Pressure drop - Liquid hold up
- Menentukan dimensi shell
- Menentukan dimensi isian
- Menentukan dimensi support plate B. Perencanaan nozzle untuk masuk
- Pemasukan gas - pemasukan liquid - Pengeluaran gas - Pengeluaran liquid C. Perencanaan mekanis
D. Perencanaan skirt dan pondasi Perhitungan
6.1. Perencanaan kolom absorber Gas masuk absorber
Komponen Kg/jam lb/jam Lbmol/jam
CH4 2644,8 5381,2550 364,4534
CO2 7273,2 16.035,9514 364,4534
H2S 35 77,1680 1,4290
H2O 665,64 1467,6031 81,5335
Jumlah 10.618,64 23411,9775 811,8694
Liquid masuk absorber
Komponen Kg/jam lb/jam Lbmol/jam
Air proses 2438,4347 5375,4347 298,6353
Jumlah 2438,4347 5375,4347 298,6353
Gas keluar absorber
Komponen Kg/jam lb/jam Lbmol/jam
CH4 2644,8 5381,2550 364,4534
CO2 25,9757 57,2712 1.3016
Jumlah 2670,7757 5888,5263 365,7551
Liquid keluar absorber
Komponen Kg/jam lb/jam Lbmol/jam
CO2 7247,2243 15.978,6801 363,1518
H2S 35 77,1680 1,4290
H2O 3103,7 6851,8570 380,6587
Jumlah 10.389,9243 22907,7051 745,2396
Kecepatan gas masuk (G) = 10.618,64 kg/jam
= 23410,07 lb/jam
= 6,50 lb/sec
Kecepatan liquid masuk (L) = 2348,4347 kg/jam
=5375,821 lb/jam = 1,49 lb/sec BM campuran gas = 35,36123 BM air = 18 ρ campuran gas = 0,9208 lb/ft3 ρ air = 62,4280 lb/ft3 VI- 3
μ campuran gas = 0,1635 cp μ air = 0,9 cp Penentuan diameter : Absis = L ρG 1/2 G ρL = 2 / 1 4280 , 62 9208 , 0 5 , 6 49 , 1 ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ = 0,058 Ordinat = G2 a Ø x μ0,2 ρG €3 ρL x gc dimana : Ø = 2 0,01702 ) ( ) ( ldo do dt l− − harus > 0,20 (Ludwig 147) = ) 2 , 32 )( 4280 , 62 ( 9208 , 0 ) 125 ( ) 9 , 0 ( ) 014 , 0 ( ) 3600 / 27 , 23410 ( 2 2 0,2 = 0,058 l : ring height
do : outside diameter of ring dt : inside diameter ring maka ditrial Ø = 0.30
a = packing factor
€3
Packing yang digunakan adalah Berl Sadless 1 inchi maka
a = 125 (Ludwig hal 155)
€3 Dimana :
a : area onterfesial efektif VI- 4
€ : Fractional voids
gc : konversi gravitasi = 32,2 ft/dtk2
Berdasarkan Ludwig fig 9-11B maka diketahui ordinat = 0,03 = G2 a x μ0,2 = Vg2 a ρG x x2 x μ0,2 ρG €3 ρL x gc €3 ρL x gc maka Vg2 = 2 2 9 , 0 9208 , 0 130 1 428 , 64 2 , 32 03 , 0 x x x x x = 0,64
Vg = 0,8 ft/sec (kecepatan flooding) Flow rate gas :
Qv = V x 1 jam Ρ 3600 detik = 9208 , 0 07 , 23410 x ik jam det 3600 1 = 7,062 ft3/detik Maka cross sectional area diperoleh :
A = 7,062 ft3/detik 0,4 ft/detik = 17,65 ft2 Diameter tower : Diameter tower : D = (4/3,14)x17,65 = 4,74 ft =56 in
Lokasi 0,05 dan 0.0546 pada fig 9-11D reading berada pada kondisi lower loading
region.
Diameter pada flooding sebesar 50% Kecepatan operasi = 0,5 x 0,8 = 0,4 ft/detik
- Persen flooding
Diameter pada flooding sebesar 50 % Kecepatan operasi = 0,5 x 0,8 = 0,4 ft/detik
Dari gambar 9-11A diperoleh flooding line for dumped packing = 0,064 Maka persen flooding :
% 97 % 100 064 , 0 058 , 0 = x Evaluasi :
Menurut Ludwig hal 155, koreksi persen floding dapat dicari melalui jenis packing yang digunakan yakni Berl Sadlles 1 inch;
sama) (terbukti % 97 % 100 158 125 8 , 1 2 2 = x
- Persen loading (average) Menentukan tinggi isian
Absis 0,058 untuk memberikan ordinat 0,064 pada line B Kecepatan masa gas = 23.410,27 lb/jam : 4,74 ft2
= 4938,8 lb/jam ft2
(gambar 9.30 ludwig) diperoleh harga Hog = 1,875
Kog untuk air = 6,33 Maka : Z =1,875 x 6,33
= 11,9 ft packing
- Pressure drop
Dari gambar 9-11A Ludwing diperole pressure drop (∆P) : 0,4 in water per feet (lower limit loading zone)
Pressure drop untuk water absorber = 0,4 – 0, 6 (memenuhi) ∆P bed = (0,4) x (15) = 6 in water/ft packing
Estimasi presure drop per support: 1 in Maka untuk 2 support + 1 support plate :
= 3 x 1 in = 3 in
Total estimasi pressure drop : ∆P : 6 in water/ft packing Internal : 3, 0 in water/ft packing Total : 9 in water/ft packing Liquid hold-up dalam tower htw = 0,004 L’ 0,6 dP htw = 0,004 1,49’ 0,6 0,68 = 0,485 ft3/ft3 water. Dimana : Htw = Water Hold up L’ = Liquid rate
Dp = Equivalent Spherical packing
Dp diperoleh dari tabel 9-7 untuk nominal size 1 in = 0,68
- Berat
Berat packing kerin dalam kolom = 45 lbs/ft3 x 15 x 0,785
= 529,875 lbs
Total berat pada bottom support plate jika operasi tidak flooded = 52,3 + 529,875
= 582,175 lbs
Keamanan pada saat flooding
Menurut tabel 9.6A hal 124 Luwig % free gas space = 69 % Volume liquid space = 15 x 0,785 x 0,69
= 8,12 ft3
Berat air dalam space = 8,12 x 62,428
= 506.,91
Maximum support load = 529,875 + 506.,91
= 1036,785 lbs
Specifik support load = 1,1 x 1036,785 lbs
= 1140,46 lbs
Dari fugure 9-2D Ludwig dan tabel 14-7b Perry, untuk tower silinder standard, dari data-data di atas diperoleh:
Dimensi shell
ID : 15 in
OD : 16,25 in
Tinggi shell : 15 feet = 180 in Tebal shell : 5/8 in
Tebal bottom :3/4 in
Dimensi isian
Jenis : keramik intalox saddle
Ukuran : 1 in
Dp : 0,68 in
Berat/ft3 : 42 lb/fit3
Dimensi Support plate
Diameter plate : 14 in Tinggi plate : 1 in
D lubang : 1 ¼ in
Jml lubang : 31
Berat : 19 lbs
Menentukan tingi tutup atas dan bawah berbentuk standartdishead (ha = hb dan thb=tha)
Tinggi tutup : 0,169 x ID
: 0,169 x 15 in = 2,535 in Tinggi kolom (L) = tinggi shell + 2 (ha)
= 180 in + 2 x (2,535 in ) =185,07 in = 15,4225 ft.
Menentukan tebal tutup atas (tha) Tha = 0,885 x pi x r + C F x E – 0,1pi = 16 1 763 , 130 1 , 0 85 , 0 15200 5 , 7 763 , 130 885 , 0 + − x x x x = 3/16 in Thb = tha = 3/16 in 6.4. Perhitungan Nozzle A. Perencanaan :
¾ Nozzle pada tutup bawah standard dishead • Nozzle untk pemasukan gas masuk • Nozzle untuk pengeluaran slurry ¾ Nozzle pada tutup bawah standard dishead
• Nozzle untuk pemasukan air
• Nozzle untuk pengeluaran gas produk
¾ Digunanakan flange standard tipe welding neck pada : • Nozzle untuk pemasukan gas masuk.
• Nozzle untuk pengeluaran slurry • Nozzle untuk pemasukan air
• Nozzle untuk pengeluaran gas produk.
B. Dasar Perhitungan
Nozzle pada tutup bawah standard dished A. Nozzle pemasukan gas.
Rate gas masuk = 2438,4347 kg/jam= 5375 lb/jam Densitas produk = 62,428 lb/ft3
Perhitungan
Rate volumerik (Q) = Rate produk keluar ρ produk
= 5375 lb/jam
62,428 Lb/ft3
= 405 ft3/jam
=0,012 ft3/dt
Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 hal 498, didapatkan Di optimum : Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13
= 3,9 (0,112)0,45 (57,7015)0,13 = 3,9 x 0,373 x 1,69
= 2,45 in
= 0,204 ft
Dari Geankoplis, App. A.5 al 892, maka dipilih pipa 2 in IPS Sch. 40 dengan ukuran :
• ID = 2,06 in • OD = 2,375 in • A = 0,023 ft2
Dari Brownell & Young, table 12-3 di dapatkan : Ukuran pipa nomina (NPS) = 2 in Diameter flange (A) = 6 in Ketebalan flange minimum(T) = ¾ in Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 3 5/8 in Diameter hub pada dasar (E) = 3 1/6 in Diameter hub pada titik pengelasan (K) = 2,38 in Panjang julakan hub (L) = 2 ½ in Diameter dalam flange (B) = 2,07 in
Jumlah lubang baut = 4 buah
Diameter baut = 5/8
B Nozzle pengeluaran slurry :
- Rate slurry =10.389,9243 kg/jam = 22.907,7051lb/jam - Densitas = 66,65731 lb/ft3
Perhitungan :
Rate volumerik (Q) = Rate produk keluar ρ produk =22.907,7051lb lb/jam
66,65731 Lb/ft3 = 343,663 ft3/jam = 0,095 ft3/dt
Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 al 498, di dapatkan Di optimum: Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13
= 3,9 (0,095)0,45 (66,65731)0,13
= 3,9. 0,346. 1,72 = 2,32 in
= 0,193 ft
Dari Geankoplis, APP A.5 al 892, maka dipilih pipa 2 in IPS Sch.40 dengan ukuran:
ID = 2,067 in OD = 2, 375 in A = 0,023 ft2
Dari Brownell & Young tabel 12-3 di dapatkan : Ukuran pipa nomina (NPS) = 2 in Diameter flange (A) = 6 in Ketebalan flange minimum(T) = ¾ in Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 3 5/8 in Diameter hub pada dasar (E) = 3 1/6 in Diameter hub pada titik pengelasan (K) = 2,38 in Panjang julakan hub (L) = 2 ½ in Diameter dalam flange (B) = 2,07 in
Jumlah lubang baut = 4 buah
Diameter baut = 5/8
C Nozzle pemasukan air
Rate bahan masuk = 2438,4347 kg/jam = 5375,4347 lb/jam Densitas = 62,428 lb/ft3
Perhitungan :
Rate volumerik (Q) = Rate air masuk ρ produk = 5375,4347 lb/jam 62,428 Lb/ft3 = 86,106 ft3/jam = 0,0239 ft3/dt
Dari Peter & Timmerhausse fig 14.2 al 498, di dapatkan Di optimum: Di opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13
= 3,9 (0,0239)0,45 (62,428 )0,13 = 3,9.0,186.1,71
= 0,0816 in = 0,0068 ft
Dari Geankoplis, APP A.5 al 892, maka dipli pipa 1,25 in IPS Sch.40 dengan ukuran:
ID = 1,380 in OD = 1,660 in A = 0,0104 ft2
Dari Brownell & Young, table 12-3 di dapatkan : Ukuran pipa nomina (NPS) = 1,25 in Diameter flange (A) = 4 5/8 in Ketebalan flange minimum(T) =5/8 in Diameter luar bagian yang menonjol (R) = 2 ½ in Diameter hub pada dasar (E) = 2 5/16 in Diameter hub pada titik pengelasan (K) = 1,66 in
