LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 3 % × 85000 ton/tahun = 2550 ton/tahun Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan berat : kilogram (kg) Kapasitas produksi : 2550 tahun ton × ton kg 1 1000 × hari tahun 300 × jam hari 24 1 = 354 kg

Komposisi bahan baku : Glukosa : 21,7 % Sukrosa : 34,19 %

Air : 26,49 %

Abu : 17,62 %

(buletin analisa tetes PG Sei Semayang, 2002)

LA.1 FILTER PRESS I (FP-101)

Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 10 %.

Asumsi bahan baku = 1335 kg Glukosa : FG1 = FG3 Sukrosa : F = 21,7 % × 1335 kg = 289,695 kg S1 = FS3 Air : F = 34,19 % × 1335 kg = 456,436 kg Air1 F = 26,49 % × 1335 kg = 353,642 kg Air2 = 10 % FAir1 = 0,1 × 353,641 kg = 35,364 kg F1 F3 F2 Glukosa Sukrosa Air Abu Air Abu Glukosa Sukrosa Air

(2)

FAir1 = FAir2 + FAir

F

3

Air3 = FAir1 - FAir2

= 318,278 kg

= (353,642 – 35,364) kg

Abu : FAbu1 = FAbu2 = 17,62 % × 1335 kg = 235,227 kg

LA.2 REAKTOR (R-101)

Pada reaktor, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C12H22O11 + H2O 2C6H12O6 Sukrosa : FS3 N = 456,436 kg S3 kmol kg kg 342 436 , 456 = = 1,335 kmol

Berdasarkan stoikiometri 1,335 kmol sukrosa ekivalen dengan 1,335 kmol H2O dan

ekivalen dengan 2,670 kmol glukosa.

Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa = 1,335 kmol × 18 kg/kmol = 24,030 kg

Glukosa hasil hidrolisa = 2,670 kmol × 180 kg/kmol = 480,6 kg

Glukosa pada alur 3, FG3

Total glukosa F

= 289,695 kg

G5 = FG3

= (289,695 + 480,6) kg

+ glukosa hasil hidrolisa

= 770,295 kg Glukosa Sukrosa Air F3 F4 Air proses F5 Glukosa Air

(3)

Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 14% berat agar tidak menghambat aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna (E.Gumbira Sa’id, 1984) 14 % = ×100% +massaair glukosa massa glukosa massa 0,14 = 1 770,295 770,295 × + x 107,841 + 0,14 x = 770,295 0,14 x = 770,295 – 107,841 x = 14 , 0 454 , 662 = 4731,814 kg

Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 14 % adalah : (4731,814 – 318,278) kg = 4413,536 kg

Total air pada alur 4, FAir4 = air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran – FAir

= (24,030 + 4413,536 – 318,278) kg

3

= 4119,288 kg Air pada alur 5, FAir5 = FAir3 + FAir4

= (318,278 + 4119,288 – 24,030) kg – air untuk hidrolisa

= 4413,536 kg

Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 : = (770,295 + 456,436 + 4119,288) kg = 5346,019 kg LA.3 FERMENTOR (R-102) R-102 Glukosa Air F5 F6 Saccharomyces F7 (NH4)2SO4 F8 H3PO4 Glukosa Etanol Air Saccharomyces F10 F9 CO2

(4)

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO Reaksi pembentukan etanol :

2

C6H12O6 90 % 2C2H6O + 2CO

Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 770,295 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi hanya sebanyak :

2

770,295

10090 × kg = 693,266 kg

Glukosa pada alur 10, FG10 = 0,1 FG

= 0,1 × 770,295 kg = 77,030 kg

5

Glukosa yang bereaksi, NG5

kmol kg kg 180 693,266 = = 3,851 kmol

Berdasarkan stoikiometri 3,851 kmol glukosa ekivalen dengan 7,702 kmol etanol dan ekivalen dengan 7,702 kmol CO

Etanol : F 2 E10 = 354,292 kg = 7,702 kmol × 46 kg/kmol CO2 : FCO29 = 338,965 kg = 7,702 kmol × 44 kg/kmol

Air pada alur 10, FAir10

Total substrat = glukosa + air

= air pada alur 5 = 4413,536 kg

= FG5 + FAir

= (770,295 + 4413,536) kg

5

= 5183, 831 kg

Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan (NH4)2SO4 dan H3PO4

Saccharomyces Cerevisiae = 5 % total substrat (Wanto, 1980) sebagai nutrisi untuk bakteri (Wanto, 1980)

(NH4)2SO4

H

= 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa’id, 1984)

3PO4 = 0,4 % total substrat

Saccharomyces : FSc6

= 5 % × 5183, 831 kg = 5 % × total substrat

(5)

(NH4)2SO4 : F(NH4)2SO47 = 0,4 % × 5183, 831 kg = 0,4 % × total substrat = 20,735 kg H3PO4 : FH3PO48 = 0,4 % × 5183, 831 kg = 0,4 % × total substrat = 20,735 kg

Saccharomyces Cerevisiae keluar : FSc10 = FSc6 + F(NH4)2SO47 + FH3PO4

= (259,192 + 20,735 + 20,735) kg

8

= 300,662 kg

LA.4 TANGKI PENAMPUNG FERMENTASI (T-102)

FG10 = FG11 F = 77,030 kg E10 = FE11 F = 354,292 kg Air10 = FAir11 F = 4413,536 kg Sc10 = FSc11 Total substrat = (77,030 + 354,292 + 4413,536 + 300,662) kg = 300,662 kg = 5145,520 kg = 4 5145,520 kg = 1286,380 kg

Lama dari waktu fermentasi adalah selama 36 jam, sedangkan hasil keluaran dari T-102 adalah 5145,520 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka setiap keluaran dari T-102 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak 1286,380 kg. Hal ini dilakukan agar T-102 tidak akan mengalami kekosongan pada saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

F10 F11 Glukosa Etanol Air Saccharomyces Glukosa Etanol Air Saccharomyces

(6)

LA.5 FILTER PRESS II (FP-102)

Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air 10%.

Neraca massa glukosa :

Glukosa masuk alur 11 = glukosa keluar alur 13 FG11 = FG13

Neraca massa etanol :

= 77,030 kg

Etanol masuk alur 11 = Etanol keluar alur 13 FE11 = FE13

Neraca massa Saccharomyces :

= 354,292 kg

Saccharomyces masuk alur 11= Saccharomyces masuk alur 12 FSc11 = FSc12

Neraca massa air :

= 300,662 kg FAir11 F = 4413,536 kg Air12 = 0,1 × FAir11 = 441,354 kg = 0,1 × 4413,536 kg

FAir13 = FAir11 - FAir12

= 3972,182 kg

= (4413,536 – 441,354) kg

Total keluaran dari alur 13 adalah : Etanol : FE13 Glukosa : F = 354,292 kg G13 Air : F = 77,030 kg Air13 Maka: = 3972,182 kg F13 = (354,292 + 77,030 + 3972,182) kg = 4403,504 kg F11 F13 F12 Air Saccharomyces Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Saccharomyces

(7)

Dari total keluaran dari alur 13 diatas maka diperoleh : XE13 100% 504 , 4403 354,292 × kg kg = = 8,05 % XG13 100% 4403,504 77,030 _× kg kg = = 1,75% XAir13 100% 4403,504 3972,182 × kg kg = = 90,20%

LA.6 MENARA DESTILASI (MD-101)

V-1 FC PC K-101 R-101 MD Neraca total : F14 = F15 + F F 16 14 F = 4403,504 kg 15 F = 354,292 kg 16 = F14 - F = (4403,504 – 354,292) kg = 4049,212 kg 15 Neraca alur F15 F : 15 F = 354,292 kg E15 F = 0,96 × 354,292 kg = 340,120 kg Air15 F14 = (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg F16 Glukosa Etanol Air Glukosa Etanol Air Etanol Air F15 Vd Ld Vb Lb D B

(8)

Neraca alur F16 F : 16 F = 4049,212 kg E16 = FE14 - FE15 F = (354,292 – 340,120) kg = 14,172 kg G16 = FG = 77,030 kg 13 FAir16 = F16 – ( FE16 + FG16 = 4049,212 – (14,172 + 77,030) kg ) = 3958,010 kg

Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood Tabel LA.1 Data tekanan uap (Pa)

: glukosa (Pa) A 2,54410E+02 B -3,14230E+04 C 0,00000E-01 D -3,10060E+01 E 6,24170E-18 (Reklaitis, 1983)

Persamaan tekanan uap :

Untuk etanol dan H2O : ln Pa = A – B/(C+T) (Reklaitis,

1983)

Untuk glukosa : ln(P) = A + B/(T) + C ln T + DTE

Tabel LA.2 Neraca massa molar pada menara destilasi

Laju

Komp

Umpan (alur 14) Destilat (alur 15) Bottom (alur 16)

F (kg) N (kmol) Xi F (kg) N (kmol) yi F (kg) N (kmol) Xi Etanol 354,292 7,702 0,0337 340,120 7,394 0,9039 14,172 0,308 0,0014 H2O 3972,182 220,432 0,9644 14,172 0,786 0,0961 3958,010 219,645 0,9967 Glukosa 77,030 0,428 0,0019 0 0 0 77,030 0,428 0,0019 Σ 4403,504 228,562 1 354,292 8,180 1 4049,212 220,381 1 Etanol (KPa) H2 (KPa) O A 16,1952 16,5362 B 3423,53 3985,44 C -55,7152 -38,9974

(9)

Titik didih umpan masuk

Titik didih umpan masuk : dew point :

Dew point destilat

T = 354,14

:

o

P = 100 KPa K

Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi

Etanol 0,9039 112,527504 1,12527504 0,8032703 2,3012745 H2O 0,0961 48,897905 0,48897905 0,1965320 1 Σ 1 0,9998023 Syarat Σxi = Σ ki yi = 1 Oleh karena Σ ki yi

mendekati 1, maka dew point destilat adalah 354,14oK. Bubble point bottom

T = 370,23

:

o

P = 100 KPa K

Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi

Etanol 0,0014 202,367279 2,02367279 0,0028331 2,2390088

H2O 0,9967 90,382529 0,90382529 0,9008427 1

Glukosa 0,0019 138,529732 1,38529732 0,0026321

Σ 1 0,9063081

Syarat Σyi = Σ ki.xi = 1

Oleh karena Σ ki.xi mendekati 1 maka bubble point bottom adalah 370,23o • Refluks minimum destilat (R

K. DM R ) DM Φ − i xdi i α α . + 1 = Σ ; 1 – q = Σ Φ − i xfi i α α . (Geankoplis, 1997) Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q = 1

Sehingga : Σ Φ − i xfi i α α . = 0

(10)

T = 2 bubble dew T T − = 2 23 , 370 14 , 354 + = 362,185o Trial nilai Φ : K Φ = 2,17705

Komponen xfi αi

Φ − i xfi i α α . Etanol 0,0337 2,2700458 0,8201822 H2O 0,9644 1 -0,8194218 Glukosa 0,0019 0,490278 -0,0005523 Σ 1 0,0002081 Oleh karena Σ Φ − i xfi i α α . = 0, maka Φ = 2,17705 Menghitung Rd :

Komponen Xid=yid Pa(362,185) KPa ki αi Φ − i xdi i α α . Etanol 0,9039 152,078981 1,52078981 2,2700458 22,0594952 H2O 0,0961 66,9937948 0,66993748 1 -0,0818147 Σ 1 21,9776805 RDM Φ − i xdi i α α . + 1 = Σ RDM R + 1 = 21,9776805 DM R = 21,9776805 – 1 = 20,9776805 D = 1,5 . RDM = 1,5 . 20,9776805 = 31,4665 Data :

Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi:

RD

Ket: Vd = uap destilat = 31,4665

Ld = liquid destilat F = Feed (umpan)

(11)

D = Destilat B = Bottom Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama. Rd = Ld / D (Geankoplis, 1997) D = N Ld = 31,4665 · 8,180 15 = 257,396 kmol Vd = N = Ld + D Vd = 257,396 + 8,180 = 265,576 kmol

Tabel LA.3 Neraca Komponen Alur Ld :

Komponen xi N (kmol) F (kg) EtOH 0,9039 232,660 10718,646 H2O 0,0961 24,736 445,743 Σ 1 257,396 11164,389 F

Neraca Komponen Alur Vd:

EVd = LdetOH + FE15

= 10718,646 + 340,120 = 11058,766 kg

FAirVd = LdH2O + FAir

= 445,743 + 14,172 15 = 459,915 kg Vd = FEVd + FAir = (11058,766 + 459,915 ) kg Vd = 11518,681 kg

Keterangan : Lb : Liquid bottom Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi:

(12)

B : bottom

Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama. Lb = Ld + qF (Geankoplis, 1997) Lb = Ld + F Lb = (11164,389 + 4403,504) kg 14 = 15567,893 kg Lb = FLb Vb = Lb – B = Vd = 15567,893 kg = 11518,681 kg F Neraca komponen Lb : Lb F = 15567,893 kg ELb F = 0,003500 × 15567,893 = 54,487 kg AirLb F = 0,977477 × 15567,893 = 15217,257 kg GLb = 0,019023 × 15567,893 = 296,148 kg Vb = 11518,681 kg Neraca komponen Vb : VbE Vb = 0,003500 × 11518,681 = 40,315 kg Air Vb = 0,977477 × 11518,681 = 11259,246 kg G = 0,019023 × 11518,681 = 219,120 kg

(13)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kkal/jam Temperatur referensi : 25 0C

Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data sebagai berikut:

Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout

dT Cp m Q=∫ i⋅ i )       + ∆ + =

∫

BP T BP i VL i i Cpl dT H Cpg dT N Q 298 .... (1) …. (2)

Keterangan : Persamaan 2 di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai perubahan fasa (phase transition)

(Reklaitis, 1983)

Perhitungan Panas Reaksi 0 0 298 0 P R H H H H Q=∆ =∆ +∆ +∆ .... (3) dimana: (Smith, 2001) tan 0 0 0 298 reak i fi i produk i fi i H v H v H       _∆ −       _∆ = ∆

∑

( ) (

Cp T

)

n H i H i i R  −      = ∆ 0

∑

298

( ) (

298

)

0 _ −      = ∆H

∑

n Cp T i H i i P

Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg T°K = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 Komponen

[ J/mol°K ]

A B C D E

Air 3.40471E+01 -9.65064E-03 3.29983E-05 -2.04467E-08 4.30228E-12

(14)

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Gas, 2 2 cosh sinh         +         + = T E T E D T C T C B A Cp Komponen A B C D E

glukosa 1.09E+05 2.08E+05 -7.28E+02 1.32E+05 -2.46E+03

sukrosa 7.85E+04 1.80E+05 1.54E+03 1.28E+05 700.30

Tabel LB.3 Kapasitas Panas Liquid, Cpl T°K = a + bT + cT2 + dT3 Komponen

[ J/mol°K ]

a b c d

Air 1.82964E+01 4.72118E-01 -1.33878E-03 1.31424E-06

Ethanol -3.25137E+02 4.13787 -1.40E-02 1.70E-05

Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a+bT+cT^2+dT^3 (J/kmol K)

Komponen A B C D

sukrosa 6.11E+04 5.03E+02 0 0

glukosa 1.55E+05 0 0 0

Tabel LB.5 Panas Laten

(

)

3 2 1 r r r r VL A T B CT DT ET H = − + + + ∆ (J/kmol) Komponen a B C D Tc

sukrosa 1.04E+08 3.85E-01 675

Air 5.21E+07 3.20E-01 -2.12E-01 2.58E-01 647.35

Etanol 5.69E+07 0.3359 513.92

glukosa 8.03E+07 4.09E-01 588

Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔHfo Komponen

)

ΔHf0 Satuan

sukrosa -1.274E+09 J/kmol (Hougen, 1960)

glukosa -301215.2 kcal/kmol (Hougen, 1960)

air -68317.4 kcal/kmol (Hougen, 1960)

etanol -56120.00 kcal/kmol (Reklaitis, 1983)

karbondioksida -94051.8 kcal/kmol (Hougen, 1960)

Data Kapasitas Panas Berbagai Zat yang Digunakan

zat Cp satuan

karbon dioksida = 0.202 kcal/kg K (Hougen et.all., 1960) Glukosa = 104.4 Kcal/kmol K (Hougen et.all., 1960)

Perhitungan Kebutuhan Steam

Qs = Qout - Qin s s s Q m λ = ... (4)

(15)

Data Steam yang Digunakan

Media Pemanas : Superheated steam Tekanan (atm) : 1 Suhu ( 0 H C ) : 200 s h (kJ/kg) : 2875,3 : 687,213 kkal/kg (Smith, 2001) sat.liq λs (kJ/kg) : 2456,236 : 587,054 kkal/kg (Smith, 2001) (kJ/kg) : 419,064 : 100,159 kkal/kg (Smith, 2001)

Perhitungan Kebutuhan Air Pendingin

Qc = Qin – Qout in out c H H Qc m − =

Data Air Pendingin yang Digunakan … (5) Tekanan (atm) : 1 Tin ( 0 T C ) : 25 out ( 0 H C ) : 40 in H (kkal/kg) : 104,8 (Smith, 2001)

out (kkal/kg) : 209,3 (Smith, 2001)

Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit:

LB.1 REAKTOR (R-101)

R-101

Neraca panas masuk ke reaktor : Qin = m Cp (T = m Cp ΔT masuk – Treferensi = m Cp (298 – 298) K ) Glukosa Sukrosa Air F3 F4 Air proses F5 Glukosa Air T = 25oC T = 40oC T = 25oC 200oC Steam Kondensat

(16)

Tabel LB.7 Neraca panas masuk ke reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 289,695 1,608 0 104.4 0 Sukrosa 456,436 1,335 0 301,809 0 Air 318,278 17,662 0 1 0 Σ 0

Jadi panas yang masuk pada reaktor = 0 kkal/jam.

Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di atas : Qin = 289,695 = m Cp ΔT kg × 104.4 K kg kkal . × (298 – 298) K = 0 kkal

Neraca panas keluar reaktor : Qout = m Cp (T = m Cp ΔT keluar - Trefrensi = m Cp (313 – 298) K )

Tabel LB.8 Neraca panas keluar reaktor :

Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970 Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040 Σ 1272485,010

Jadi panas keluar reaktor : 1272485,010kkal/jam Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O

n = 1,335 kmol (Lampiran A-2)

6 ΔHr(298K) = ΔHf C = ΔHf produk – ΔHf reaktan 6H12O6 - { ΔHf C12H22O11 + ΔHf H2 = 2(-301215,2) - { (-304,289) + (-68317,4) } O} = -533808,711kkal/kmol

(17)

n ΔHr(298K) = 1,335kmol × -533808,711 kkal_kmol = -712634,630 kkal Sehingga dt dQ = Qout - n ΔHr(298K) + Q = (1272485,010 - (-712634,630) + 0) kkal in = 1985119,640 kkal/jam

Sumber panas yang digunakan berasal dari steam.

dt dQ

= 1985119,640 kkal/jam Maka kebutuhan steam: Qs = Qout - Q = 1272485,010 kkal/kg in ms = 2167,577 kg/jam LB.2 FERMENTOR (R-102) R-102

Neraca panas masuk reaktor fermentor : Qout = m Cp (T = m Cp ΔT masuk - Trefrensi = m Cp (313 – 298) K ) Glukosa Air F5 F6 Saccharomyces F7 (NH4)2SO4 T = 25oC H3PO4 Glukosa Etanol Air Saccharomyces F10 F9 CO2 F8 Air Pendingin T = 40oC

Air Pendingin bekas T = 40oC

(18)

Tabel LB.9 Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 770,295 4,276 15 104.4 1206281,970 Air 4413,536 244,924 15 1 66203,040 Σ 1272485,010

Jadi panas keluar tangki mixer = panas masuk reaktor fermentor = 1272485,010 kkal.

Reaksi :

C12H22O11 + H2O 2C6H12O6

Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Qout = m Cp (T = m Cp ΔT keluar – Trefrensi = m Cp (303 – 298) K )

Tabel LB.10 Neraca panas keluaran reaktor fermentor :

Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 77,030 0,427 5 104,4 40209,660 etanol 354,292 7,690 5 118,863 210561,050 Air 4413,536 244,924 5 1 22067,680 CO2 338,965 7,700 5 0,202 342,354 Σ 273257,667

Jadi panas keluaran fermentor : 273257,667 kkal/jam Reaksi fermentasi :

C6H12O6 2C2H6O + 2CO2

n = 3,851 kmol/jam (Lampiran A-4) ΔHr(298K) = { 2ΔHf C = ΔHf produk – ΔHf reaktan 2H6O + 2ΔHf CO2} - ΔHf C6H12O = { 2(-56120) + 2(-94051.8) } - (-301215,2) } 6 = 871,6 kkal/kmol

(19)

n ΔHr(298K) = 3,851kmol × 871,6kkal_kmol = 3356,532 kkal Sehingga dt dQ = Qin - Qout + n ΔHr(298K) = (1272485,010 - 273257,667 + 3356,532) kkal = 1002583,875 kkal/jam

Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin : Tin = 25oC = 298o T K out = 40oC = 313o Maka : Q K c = Qin – Qout = = 9561,984 kg/jam 999227,343 kkal/jam LB.3 HEATER (H-101) 14 13 80 30 200 Steam kondensat

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar dapat dilihat pada tabel berikut: Neraca panas masuk heater :

Qout = m Cp (T = m Cp ΔT keluar – Trefrensi = m Cp (303 – 298) K )

Tabel LB.11 Panas Bahan Masuk Heater

Komponen m (kg) ΔT (K) Cp (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Etanol 354,292 5 118,863 210561,050 Air 3972,182 5 1 19860,910 Glukosa 77,030 5 104.4 40209,660 Σ 270631,620

(20)

Tabel LB.12 Panas Bahan keluar Heater Komponen m (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q = m Cp ΔT (kkal/jam) Etanol 354,292 1068,075 378410,428 Air 3972,182 230,296 914777,626 Glukosa 77,030 125,529 9669,499 Σ 1302857,553 Q

Menghitung Kebutuhan Steam

s = Qout - Q = 1032225,933 kkal/jam in ms = 1758,315 kg/jam LB.4 KONDENSOR (K-101) Vd Ld D F 81.14 81.14 92.61 15

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Tabel LB.13 Panas bahan masuk kondensor

Komponen Vd (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 459,915 2719,043 1250528,661 Etanol 11058,766 1088,658 12039214,08 Σ 13289742,741

(21)

Tabel LB.14 Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 445,743 235,102 104795,071 Etanol 10718,646 1069,914 11468029,42 Σ 11572824,491

Tabel LB.15 Panas bahan keluar (alur D) kondensor

Komponen F15 = D (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 14,172 235,102 3331,865 Etanol 340,120 1069,914 363899,150 Σ 367231,015 ΔQout = QLd + Q = 11940055,516 kkal/jam D

Menghitung kebutuhan air pendingin : QC = Qin - Q = 1349687,235 kkal/jam out mc = 12915,667 kg/jam LB.5 REBOILER (RB-101) B Lb Vb F 92.61 92.61 97.23 16

(22)

Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Tabel LB.16 Panas bahan masuk reboiler

Komponen Lb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 15217,257 283,532 4314579,312 Etanol 54,487 142,519 7765,433 Glukosa 296,148 125,529 37175,162 Σ 4359519,907

Tabel LB.17 Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler

Komponen Vb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 11259,246 303,080 3412452,278 Etanol 40,315 1096,331 44198,584 Glukosa 219,120 132,523 29038,440 Σ 3485689,302

Tabel LB.18 Panas bahan keluar (alur B) reboiler

Komponen F16 = Lb (kg) _∫_{Cpl dT + ΔHvl +}_∫_{Cpv dT} (kkal/kg.K) Q (kkal/jam) Air 3958,010 283,532 1122222,491 Etanol 14,172 1088,658 15428,461 Glukosa 77,030 125,529 9669,499 Σ 1147320,451 ΔQout = QVb + Q = 4633009,753 kkal/jam B

Menghitung kebutuhan steam : Qh = Qout - Q

= 273489,846 kkal/jam

in

mh = 465,868 kg/jam

(23)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)

Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T = 25o

Laju alir bahan : 1335 kg/jam

C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.1 Densitas bahan dalam tangki molase

Komponen xi ρ (kg/m3) Glukosa 0,2170 1180 Sukrosa 0,3419 1514 Air 0,2649 998 Abu 0,1762 1395,5 Σ 1,0000

Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut : ρcamp i xi ρ Σ 1 = ... (1) ρcamp 5 , 1395 1762 , 0 998 2649 , 0 1514 3419 , 0 1180 2170 , 0 1 + + + = = 1248,439 kg/m3 = 77,94 lbm/ft3

1. Menentukan ukuran tangki

a. Volume Tangki, V Volume bahan, V = T camp F ρ = 3 / 439 , 1248 1335 m kg kg = 1,069 m Faktor keamanan, fk = 20 % 3 Volume tangki, VT = ( 1 + fk ) × 1,069 = 1,283 m b. Diameter Tangki, D 3

T dan Tinggi Tangki, H

Direncanakan : - . tinggi silinder : diameter ( H

T

s

- . tinggi head : diameter ( H

: D) = 1 : 2

(24)

• Volume silinder : VS 4 π = D2 Hs = (Brownell, 1959) 4 π D2 2 1 ( D) = 0,3925 D • Volume tutup : V 3 h 3 π = R2 Hh = (Brownell, 1959) 6 π D2 4 1 ( D) = 0,1308 D Volume tangki, V 3 T = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D D 3 T 3 1 5233 , 0      VT = = 3 1 5233 , 01,283      = 1,344 m

Untuk desain digunakan :

• Diameter tangki = 1,344 m • Tinggi silinder, HS • Tinggi head, H = 0,5 × D = 0,672 m h 4 1 = × D = 0,336 m

Jadi total tinggi tangki, HT = HS + 2Hh = 1,344 m

2. Tebal Sheel dan Tutup Tangki

a. Tebal Shell t = P E S R P 6 , 0 . . − + n.c ( Brownell, 1959) dimana :

t = tebal shell (in) c = faktor korosi = 0,0125/tahun R = jari-jari dalam tangki (in) n = umur tangki = 15 tahun P = tekanan design (psi)

S = allowable stress = 17500 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs 144 ) 1 (HS − ρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

(25)

= 14,7 + 144 ) 1 205 , 2 ( 94 , 77 − = 15,35 psi Faktor keamanan = 10 % Tekanan desain, Pd = 1,1 × Phs Tebal shell, t = = 16,9 psi ) 9 , 16 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 17500 2 409 , 4 9 , 16 −       + 15 × 0,0125 = 0,189 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in. b. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama = 3/16 in.

LC.2 Reaktor (R-101)

Laju alir bahan : 5346,019 kg/jam C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.2 Densitas bahan dalam reaktor

Komponen Massa (kg) Volume (m3) ρ (kg/m3)

Glukosa 289,695 0,246 1180 Sukrosa 456,436 0,301 1514 Air 4599,888 4,609 998 Σ 5346,019 5,156 Densitas campuran, ρ Laju volumetrik, V camp o = 5,156 m3 = 184,143 ft ρ 3 camp i xi ρ Σ 1 = ... (1) ρcamp 998 860 , 0 1514 085 , 0 1180 054 , 0 1 + + = = 1036,854 kg/m3 = 64,728 lbm/ft3

(26)

1. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V Faktor keamanan, fk = 20 % T Volume tangki, VT V = ( 1 + fk ) × V T = ( 1 + fk ) × 5,156 = 6,187 m 3

b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H

T

s

: D) = 1 : 2 h • Volume silinder : V : D) = 1 : 4 S 4 π = D2 Hs = (Brownell, 1959) 4 π D2 2 1 ( D) = 0,3925 D • Volume tutup : V 3 h 3 π = R2 Hh = (Brownell, 1959) 6 π D2 4 1 ( D) = 0,1308 D Volume tangki, V 3 T = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D D 3 T 3 1 5233 , 0 _     VT = = 3 1 5233 , 0 187 , 6       = 2,259 m

a. Tebal Shell t = P E S R P 6 , 0 . . − + n.c ( Brownell, 1959)

(27)

dimana :

S = allowable stress = 18750 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs 144 ) 1 (H_S − ρ = 14,7 + (Brownell, 1959) = 14,7 + 144 ) 1 704 , 3 ( 728 , 64 − = 15,91 psi Faktor keamanan = 20 % Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs Tebal shell, t = = 19,1 psi ) 1 , 19 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 18750 2 411 , 7 1 , 19 −       + 15 × 0,0125 = 0,192 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama 3/16 in.

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t a D D = 0,3 a D W = 5 1 a D L = 4 1 E D_t = 4 (Geankoplis, 1997) Dt Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,678 m = diameter tangki = 2,259 m W = lebar pengaduk = 5 1 Da = 0,136 m

L = panjang daun pengaduk =

4 1

(28)

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 4 1 Dt = 0,565 m P = 550 5 3 × × × × gc D n K_T _a ρ_m Dimana : KT n = kecepatan pengaduk = 25 rpm = 0,4166 rps = konstanta pengaduk = 6,3 Da ρ = diameter pengaduk = 1,5540 ft m = densitas bahan = 64,7273 lbm/ft

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det

3 P = 2 550 2 , 32 728 , 64 224 , 2 4166 , 0 3 , 6 3 5 × × × × = 0,090 hp Effisiensi motor = 75 % Daya aktual, Pa = 75 , 0 090 , 0 = 0,12 hp

4. Menentukan ukuran dan putaran koil

Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil :

hi j D k = j 3 1       k cµ 0,14       w b µ µ (Prabhudesai, 1984) dimana :

hi = koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft2

j = konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold F

c = panas spesifik μ = viskositas, lb/ft jam

k = konstanta panas, Btu/jam ft F ρ = densitas, lb/ft3

Data :

Densitas campuran, ρcamp = 64,728 lbm/ft

Viskositas campuran, μ

3

camp

Konduktivitas panas campuran, k

= 2,7416 lb/ft

(29)

Panas spesifik campuran, Cpcamp L = 0,554 ft = 0,9209 Btu/lb F Dj = 7,411 ft N = 25 rpm = 1500 rph NRe = µ ρ N L3 = 7416 , 2 728 , 64 1500 554 , 0 3 × × = 6021,555 Dari gambar 20.2 Kern 1960 diperoleh j = 200

3 1       k cµ = 3 1 3047 , 0 7416 , 2 9209 , 0       × = 2,0221 14 , 0       w b µ µ = 1 hi 411 , 7 3047 , 0 = 200 × × 1 × 2,022 = 16,580 Btu/jam ft2 Bahan untuk koil adalah IPS 1 in, sch 40

F

OD = 1,32 in = 0,109 ft ID = 1,049 in = 0,087 ft

• Koefisien perpindahan panas untuk steam, h h o o ID OD = × h = i 087 , 0 109 , 0 × 16,580 = 20,773 Btu/jam ft2 • Koefisien menyeluruh bersih, U

F U c c o i o i h h h h + × = = 20,773 16,580 20,773 16,580 + × = 9,220 Btu/jam ft2 Asumsi R F d = 0,005 ; hd d R 1 = = 005 , 0 1 = 200 Btu/jam ft2 • Koefisien menyeluruh desain, U

F U D D d c d c h U h U + × = = 200 9,220 200 9,220 + × = 88,140 Btu/jam ft2 Panas yang dibutuhkan ; Q = 1985119,640 kkal

F

(30)

T1 = 40oC = 104o

T

F

2 = 25oC = 77o

Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A F A = T U Q D ×∆ = 27 88,140 1 7872460,50 × = 330,806 ft external surface IPS 1 in sch 40 = 0,344 ft

2

jika diameter helix ( D satu putaran ), D /ft

H

Luas permukaan tiap 1 putaran, A

= 4 ft

p = π × 4 × 0,344 = 4,321 ft

Maka jumlah putaran yang dibutuhkan :

2 p A A = 4,321 330,806 = 76,558 putaran Panjang koil = surface external A = 961,645 = 962 ft LC.3 Fermentor (R-102)

Laju alir bahan : 5183, 831 kg/jam C, P = 1 atm Densitas campuran : ρcamp i xi ρ Σ 1 = ... (1) ρcamp 998 983 , 0 1180 017 , 0 1 + = = 1025,635 kg/m3 = 64,028 lbm/ft Laju volumetrik, Vo = m / ρ = 5183,831 / 1025,635 = 5,054 m 3

3 a. Volume Tangki, V Faktor keamanan, fk = 20 % T Volume tangki, VT V = ( 1 + fk ) × V T = ( 1 + fk ) × 5,054 = 6,065 m b. Diameter Tangki, D 3

T

s

: D) = 1 : 2

(31)

• Volume silinder : VS 4 π = D2 Hs = (Brownell, 1959) 4 π D2 2 1 ( D) = 0,3925 D • Volume tutup : V 3 h 3 π = R2 Hh = (Brownell, 1959) 6 π D2 4 1 ( D) = 0,1308 D Volume tangki, V 3 T = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D D 3 T 3 1 5233 , 0      VT = = 3 1 5233 , 06,065      = 2,245 m

S = allowable stress = 18750 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs 144 ) 1 (HS − ρ = 14,7 + (Brownell, 1959)

(32)

= 14,7 + 144 ) 1 681 , 3 ( 028 , 64 − = 15,9 psi Faktor keamanan = 20 % Tekanan desain, Pd = 1,2 × Phs Tebal shell, t = = 19,1 psi ) 1 , 19 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 18750 2 365 , 7 1 , 19 −       + 15 × 0,0125 = 0,192 in

Digunakan tebal shell standard 3/16 in. b. Tebal tutup

3. Tenaga pengaduk

Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller

t a D D = 0,3 a D W = 5 1 a D L = 4 1 E D_t = 4 (Geankoplis, 1997) Dt Da = diameter pengaduk = 0,3 × Dt = 0,673 m = diameter tangki = 2,245 m W = lebar pengaduk = 5 1 Da = 0,135 m

L = panjang daun pengaduk =

4 1

Da = 0,168 m

E = jarak pengaduk dari dasar tangki = 4 1 Dt = 0,561 m P = 550 5 3 × × × × gc D n KT a ρm Dimana : KT n = kecepatan pengaduk = 35 rpm = 0,5833 rps = konstanta pengaduk = 6,3 Da ρ = diameter pengaduk = 1,5437 ft m = densitas bahan = 64,0281 lbm/ft

gc = konstanta gravitasi = 32,2 lbm ft / lbf det

3

(33)

P = 550 2 , 32 028 , 64 208 , 2 5833 , 0 3 , 6 3 5 × × × × = 0,237 hp Effisiensi motor = 75 % Daya aktual, Pa = 75 , 0 237 , 0 = 0,316 hp

Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki.

R2

R1

Massa air pendingin yang dibutuhkan, m = 9561,984 kg ρair = 998 kg/m

waktu tinggal air pendingin ; 10 menit

3

• Penentuan volume jaket, Vj Vj = air pendingin menit

60 10 × ρ = 1,597 m • Penentuan R 3 Vj = 1

(

)

(

)

{

×R − R +tp

}

×Hs 2 2 2 1 π π 1,597 =

{

(

π×R₁2

)

−π

(

1,122+0,0049

)

2

}

×1,122 R1

• Penentuan tebal jaket : = 1,641 m R1 = R2 + tp + t t j j = R1 – (R2 + tp = 0,514 m )

(34)

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-102)

Laju alir bahan : 5145,520 kg/jam C, P = 1 atm

Densitas bahan :

Tabel LC.3 Densitas bahan dalam tangki penampung fermentasi

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3) Glukosa 77,030 0,0150 1180 Etanol 354,292 0,0688 789 Air 4413,536 0,8578 998 Saccharomyces 300,662 0,0584 1670,1 Σ 5145,520 1 ρcamp i xi ρ Σ 1 = ... (1) ρcamp 1 , 1670 0584 , 0 998 8578 , 0 789 0688 , 0 1180 0150 , 0 1 + + + = = 1010,101 kg/m3 = 63,058 lbm/ft3

a. Volume Tangki, VT camp F ρ volume bahan, V = = 5,094 m Faktor keamanan, fk = 20 % 3 Volume tangki, VT V = ( 1 + fk ) × V T = ( 1 + fk ) × 5,094 = 6,113 m b. Diameter Tangki, D 3

T

s

: D) = 1 : 2 h • Volume silinder : V : D) = 1 : 4 S 4 π = D2 Hs = (Brownell, 1959) 4 π D2 2 1 ( D) = 0,3925 D3

(35)

• Volume tutup : Vh 3 π = R2 Hh = (Brownell, 1959) 6 π D2 4 1 ( D) = 0,1308 D Volume tangki, V 3 T = VS+ Vh = 0,3925 D3 + 0,1308 D3 = 0,5233 D D 3 T 3 1 5233 , 0 _     VT = = 3 1 5233 , 06,113 _     = 2,251 m

S = allowable stress = 17500 psi E = joint efficiency = 0,9 Tekanan hidrostatis, Phs 144 ) 1 (H_S − ρ = 14,7 + (Brownell, 1959) = 14,7 + 144 ) 1 691 , 3 ( 058 , 63 − = 15,9 psi Faktor keamanan = 10 %

(36)

Tebal shell, t = ) 17,5 ( 6 , 0 ) 9 , 0 ( 17500 2 385 , 7 17,5 −       + 15 × 0,0125 = 0,192 in

Digunakan tebal shell standart 3/16 in.

b. Tebal tutup

LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-104)

Jenis Sambungan : double welded butt joints

Jumlah : 2 unit

Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 25 0

Laju alir massa : 354,292 kg/jam C

ρ bahan : 318 kg/m3 19,852 lbm/ft³

(Perry, 1999)

Kebutuhan rancangan : 15 hari Faktor Kelonggaran : 20 % Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl ₃ / 318 24 15 / 354,292 m kg jam hari jam kg × × = = 401,085 m

Volume larutan untuk 1 tangki = 401,085 / 2 = 200,542 m

3 Volume tangki, V 3 t = (1 + 0,2) × 200,542 m3 = 240,650 m b. Spesifikasi Tangki 3 Silinder (Shell)

(37)

Vs H 4 D2 π = , diambil D = H (Brownell, 1959) maka, Vs 4 D3 π =

Tutup Elipsoidal (elipsoidal head)

minor ratio axis = 2: 1 Vh 24 D3 π = (Brownell, 1959) Hh 16 D = (Brownell, 1959) Tangki Vt = Vs + V Vt = h 4 D3 π + 24 D3 π Vt = 0,9812 D 240,650 = 0,861 D 3 3 D = 6,538 m = 257,401 in – 0,0048 H = 6,538 m Hh

Tebal Silinder dan Tutup Tangki

= 0,409 m

Tinggi cairan dalam tangki,

Hs ₂ 6,538 200,542 4 × × π = = 5,976 m = 19,606 ft Tebal shell, Cc 1,2P 2SE PD t + − = (Peters, 2003) P = Poperasi + Ph psi , 144 ) 1 H ( Ph= s− ρ Ph 19,852 144 1 -19,606 × = = 2,565 psi P = (14,7 + 2,565) × 1,2 = 20,718 psi (faktor kelonggaran 20%)

(38)

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, 2003) Allowable stress (S) = 18.750 psi (Brownell,1959)

Allowable corrosion (Cc) = 0,02 in/thn (Perry, 1999) = 0,2 in (untuk 10 tahun)

Maka, tebal shell:

in t 0,367 2 . 0 ) 1,2(20,718 ,85) 2(18750)(0 (257,401) (20,718) = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

Tebal elips head, Cc

0.2P 2SE PD t + − = (Peters, 2003) in t 0,367 2 . 0 ) 1,2(20,718 ,85) 2(18750)(0 (257,401) (20,718) = + − =

Tebal head standar yang digunakan = 3/8 in (Brownell,1959)

LC.6 Filter Press I (FP-101)

Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T = 25o

Laju umpan : 1335 kg/jam

C, P = 1 atm

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 1064,409 kg • densitas filtrat, ρ

Tabel LC.4 Densitas filtrat pada filter press I

f Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3) Glukosa 289,695 0,2722 1180 Sukrosa 456,436 0,4288 1514 Air 318,278 0,2990 998 Σ 1064,409 1 ρcamp 998 2990 , 0 1514 4288 , 0 1180 2722 , 0 1 + + = = 1250 kg/m volume filtrat, V 3 f 3 851 , 0 1250 409 , 1064 m F f f = = ρ =

(39)

2. Cake

• laju alir cake, Fc = 270,591 kg • densitas cake, ρ

Tabel LC.5 Densitas cake pada filter press I

c Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3) Abu 235,227 0,8693 1395,5 Air 35,364 0,1307 998 Σ 270,591 1 ρcamp 998 1307 , 0 5 , 1395 8963 , 0 1 + = = 1428,5714 kg/m3 = 89,183 lbm/ft volume cake, V 3 c 3 189 , 0 5714 , 1428 270,591 m F c c = = ρ = Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf       − W W 1 (Prabhudesai, 1984) Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

3

Waktu proses, tp

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984) direncanakan selama 1 jam

diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m • luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m • W = 3 203 , 0 1335 270,591 = = umpan alir laju cake massa alir laju • Porositas cake, ε = 0,173 183 , 89 8 , 73 1 8 , 73 1− = − = cake ρ Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,173) 1428,5714 =

{

(

)

}

      − × + 203 , 0 1 203 , 0 1250 05 , 0 173 , 0 851 , 0 A 59,071 A =

(

0,851+8,65.10−3A

)

318,75

(40)

59,071 A = 271,256 + 2,757 A A = 4,817 m

Faktor keamanan, fk = 10 %

2

Maka luas plate = ( 1 + fk ) A = 5,299 m Jumlah plate yang dibutuhkan =

2 = 2 , 0 5,299 26,5 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 27 buah

LC.7 Filter Press II (FP-102)

Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T = 25o

Laju umpan : 5145,520 kg/jam C, P = 1 atm

1. Filtrat

• laju filtrat, Ff = 4403,504 kg • densitas filtrat, ρ

Tabel LC.6 Densitas filtrat pada filter press II

f Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3) Glukosa 77,030 0,0175 1180 Etanol 354,292 0,0804 789 Air 3972,182 0,9021 998 Σ 4403,504 1 ρcamp 998 9021 , 0 789 0804 , 0 1180 0175 , 0 1 + + = = 990,099 kg/m volume filtrat, V 3 f 4,447 3 0990 , 990 4403,504 m F f f = = ρ = 2. Cake

• laju alir cake, Fc = 742,016 kg • densitas cake, ρ

Tabel LC.7 Densitas cake pada filter press II

c

Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m3)

Saccharomyces 300,662 0,4052 1670,1

(41)

Σ 742,016 1 ρcamp 998 5948 , 0 1 , 1670 4052 , 0 1 + = = 1250 kg/m3 = 78,035 lbm/ft volume cake, V 3 c 0,594 3 1250 742,016 m F c c = = ρ = Perhitungan :

Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A(1-ε) ρc = (Vf + ε × L × A) ρf       − W W 1 (Prabhudesai, 1984) Dimana:

L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρc : densitas cake, kg/m3 ρf : densitas filtrat, kg/m

W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake

3

Waktu proses, tp

• tebal cake, L =< 200 mm (20 cm) (Ulrich, 1984) direncanakan selama 1 jam

diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m • luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m • W = 3 1442 , 0 5145,520742,016 = = umpan alir laju cake massa alir laju • Porositas cake, ε = 0,054 035 , 78 8 , 73 1 8 , 73 1− = − = cake ρ Luas efektif penyaringan, A

0,05 A (1 – 0,054) 1250 =

{

(

)

}

      − × + 1442 , 0 1 1442 , 0 099 , 990 01 , 0 054 , 0 447 , 4 A 59,125 A =

(

4,447+5,4.10−4A

)

166,337 59,125 A = 739 + 0,090 A A = 12,518 m Faktor keamanan, fk = 10 % 2

(42)

Jumlah plate yang dibutuhkan = = 2 , 0 13,769 68,845 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 69 buah

LC.8 Pompa I (P-101)

Jenis : centrifugal pump

Laju alir masuk : 1335 kg/jam : 0,742 lbm/s Densitas, ρ : 1248,439 kg/m3 : 77,94 lbm/ft3

Laju alir volumetrik,Q:

Viskositas, μ : 14,8851 cp : 0,00998 lbm/ft s Q = s ft m 3 00952 , 0 94 , 77 742 , 0 ₌ = ρ 1. Perncanaan Pompa

Diameter pipa ekonomis, D De = 3,9Q e 0,45_ρ = 3,9 (0,00952) 0,13 0,45 (77,94)0,13 Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih :

= 0,846 in = 0,0705 ft

• Jenis pipa carbon stell, sch 40

• Diameter nominal = 1 in = 0,083 ft • Diameter dalam = 1,049 in = 0,087 ft • Diameter luar = 1,315 in = 0,109 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,00600 ft

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

2

Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 587 , 1 00600 , 0 00952 , 0 = = NRe = 1078,256 00998 , 0 587 , 1 87 0 , 0 94 , 77 = × × = µ ρ IDV (laminar) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0017 087 , 0 00015 , 0 = = ID ε

Untuk aliran laminar, f = 0,015 256 , 1078 16 Re 16 ₌ ₌ N

(43)

kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L1

• 1 buah gate valve fully open (L/D = 13) = 10 ft

L2

• 3 buah elbow standart 90

= 1×13×0,087 = 1,131 ft

o

L

(L/D = 30)

3

• 1 buah sharp edge entrance (K= 0,5 ; L/D = 28) = 3×30×0,087 = 5,22 ft

L4

• 1 buah sharp edge exit (K= 1,0 ; L/D = 58) = 1×28×0,087 = 2,436 ft L5 ΣL = L = 1×58×0,087 = 5,046 ft 1 + L2 + L3 + L4 + L5 4. Menentukan Friksi, ΣF = 23,833 ft ΣF = lbm lbf ft ID gc L V f 643 , 0 087 , 0 2 , 32 2 833 , 23 587 , 1 015 , 0 4 2 4 2 2 = × × × × × = ∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -W

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ₊ ∆ ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 2 ft -Wf = 2,643 lbm lbf 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,0036 550 94 , 77 00952 , 0 2,643 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,005 75 , 0 0036 , 0 = hp LC.9 Pompa II (P-102)

Laju alir masuk : 5183, 831 kg/jam : 2,879 lbm/s Densitas, ρ : 1025,0452 kg/m3 : 63,9913 lbm/ft3 Viskositas, μ : 0,9004 cp : 0,0006 lbm/ft s

(44)

Laju alir volumetrik,Q: Q = s ft m 3 045 , 0 9913 , 63 879 , 2 ₌ = ρ 1. Perncanaan Pompa

= 1,659 in = 0,138 ft

2

Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 93 , 1 02330 , 0 045 , 0 = = NRe = 35404,253 0006 , 0 93 , 1 172 , 0 9913 , 63 = × × = µ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0009 172 , 0 00015 , 0 ₌ = ID ε

Untuk aliran turbulen, f = 0,00576 253 , 35404 079 , 0 Re 079 , 0 25 , 0 25 , 0 = = N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL

L2

= 1×13×0,172 = 2,236 ft

o

L

(L/D = 30)

3

(45)

L4

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ∆ + ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 3,789 lbm lbf 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,0198 550 9913 , 63 045 , 0 3,789 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,03 75 , 0 0198 , 0 = hp LC.10 Pompa III (P-103)

Laju alir masuk : 5145,520 kg/jam : 2,859 lbm/s Densitas, ρ : 976,7791 kg/m3 : 60,9782 lbm/ft3

Viskositas, μ : 1,0512 cp : 0,0007 lbm/ft s Q = s ft m 3 047 , 0 9782 , 60 859 , 2 = = ρ 1. Perncanaan Pompa

(46)

2

Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 01 , 2 02330 , 0 047 , 0 = = NRe = 30115,714 0007 , 0 01 , 2 172 , 0 9782 , 60 × × ₌ = µ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0009 172 , 0 00015 , 0 ₌ = ID ε

L2

= 1×13×0,172 = 2,236 ft

o

L

(L/D = 30)

3

L4

(47)

5. Kerja yang dibutuhkan, -W -Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ₊ ∆ ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 3,826 lbm lbf 6. Daya pompa, Ws Ws = 0,02 550 9782 , 60 047 , 0 3,826 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,03 75 , 0 02 , 0 = hp LC.11 Pompa IV (P-104)

Laju alir masuk : 4403,504 kg/jam : 2,446 lbm/s Densitas, ρ : 984,3814 kg/m3 : 61,4528 lbm/ft3

Viskositas, μ : 1,0831 cp : 0,00073 lbm/ft s Q = s ft m 3 039 , 0 4528 , 61 446 , 2 ₌ = ρ 1. Perncanaan Pompa

= 1,547 in = 0,129 ft

• Diameter nominal = 1,5 in = 0,125 ft • Diameter dalam = 1,610 in = 0,134 ft • Diameter luar = 1,900 in = 0,158 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) = 0,01414 ft

(48)

Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 76 , 2 01414 , 0 039 , 0 ₌ = NRe = 31110,959 00073 , 0 76 , 2 134 , 0 4528 , 61 × × ₌ = µ ρ IDV (turbulen) Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft

Kekasaran relatif = 0,0011 134 , 0 00015 , 0 = = ID ε

L2

= 1×13×0,134 = 1,742 ft

o

L

(L/D = 30)

3

L4

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ₊ ∆ ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf = 4,158 lbm lbf 6. Daya pompa, Ws

(49)

Ws = 0,02 550 4528 , 61 039 , 0 158 , 4 550 = × × = −Wf Q ρ hp Jika effisiensi pompa 75 %

Maka daya aktual motor = 0,03 75 , 0 02 , 0 = hp LC.12 Menara Destilasi (MD-101) Jenis : sieve-tray Kondisi Operasi : Temperatur : 92.61 0 Tekanan : 1 atm C Data :

Dari perhitungan neraca massa, didapat: light key (LK) = etanol

heavy key (HK) = air

RDM = 20,977 XHF R = 0,965 D = 31,466 XLF X = 0,034 LW X = 0,002 D = 354,292 kg/jam HW X = 0,997 W = 4049,212 kg/jam HD = 0,096 αLD X = 2.301 LD = 0,904 αLW = 2.239

Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan:

) log( )] W X / W X )( D X / D X log[( N av , L LW HW HD LD m = _α (Geankoplis, 1997) dimana α_L_,_av = α_LD.α_LW 2,27 2,239 301 , 2 ,av = ⋅ = L α 3134 , 10 27 . 2 )] 002 . 0 / 997 . 0 ( ) 096 . 0 / 904 . 0 log[( = = m N ≈ 11 tahap

(50)

            −       + + − = + − = m ₀_.₅ X 1 X X 2 . 117 11 X 4 . 54 1 exp 1 1 N N N Y (Walas, 1988) dimana, 1 R R R X d dm d + − = 0.3231 1 31,466 977 , 20 31,466 ₌ + − = X 0.4206 0.3231 1 0.3231 0.3231 2 . 117 11 0.3231 4 . 54 1 exp 1 ₀_.₅ _=            −       ⋅ + ⋅ + − = Y tahap 20 711 . 19 0.4206 1 0.4206 11 1 1 = = − + = − + = + − = N Y Y N N N N N Y m m

Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray = 22.353

85 .

019 = ≈ 23 trays = 24 tahap Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:

                    = 2 HD LW LF HF X X D W X X log 206 . 0 Ns Ne log (Geankoplis, 1997)                     = 2 0.096 0.002 292 , 354 212 , 4049 0.034 0.965 log 206 . 0 log Ns Ne -0,1831 log = Ns Ne 0,656 = Ns Ne Ne = 0,656N N = N s e + N 24 = 0,656 N s s + N N s s N = 14 e

Jadi, umpan masuk pada piring ke – 10 dari atas. = 24 – 14 = 10

(51)

Disain kolom Destilasi

Direncanakan :

Jarak tray (t) = 0.4 m (Treybal, 1984)

Hole diameter (do

Space between hole center (p’)= 12 mm (Treybal, 1984) ) = 6 mm (Treybal, 1984)

Weir height (hw

Pitch = triangular ¾ in (Treybal, 1984)

) = 5 cm (Treybal, 1984)

Data :

Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Vd

Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr

EtOH 240,081 0.904 46.070 41.647

H2O 25,495 0.096 18.016 1.729

Avg.mol wieght 265,576 43.376

Laju alir gas (G`) = 265,576 kmol/jam = 0.0738 kmol/s ρv 610 . 365 273 4 . 22 376 . 43 _× = = 1,446 kg/m

Laju alir volumetrik gas (Q) =

3 273 610 , 365 4 , 22 0738 , 0 × × = 2,213 m3

Tabel LC.9 Komposisi bahan pada alur Lb

/s

bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) ρ (kg/m3) V (m3) %vol ρ (kg/m3)

EtOH 54,487 1,183 513,06 0,1062 0.0102 5,233

H2O 15217,257 844,465 1616,81 9,4119 0.9039 1461,434

Glukosa 296,148 1,644 331,15 0,8943 0.0859 28,446

Total 15567,893 847,292 10,4124 1 1495,113

Laju alir massa cairan (L`) = 15567,893 kg/jam = 4,324 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

113 , 1495

4,324

= 0.00289 m3/s

Surface tension (σ) = 0.04 N/m (Lyman, 1982)

2 o a o p' d 907 . 0 A A       = 2 a o 0.0120 0.006 907 . 0 A A       = = 0.2268

(52)

2 / 1 2 / 1 V L 1,446 1495,113 2,213 0,00289 ρ ρ Q' q       =       = 0.04≈ 0.1

dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 (Treybal,1984). α = 0.0744t + 0.01173 = 0.0744(0.4) + 0.01173 = 0.04149 β = 0.0304t + 0.05 = 0.0304(0.4) + 0.05 = 0.02716 CF 2 , 0 2 1 V L 0.02 σ β ) ρ / (q/Q)(ρ 1 log α               + ⋅ = = 2 , 0 0.02 0.04 0.02716 0,1 1 log 0.04149             ₊ = 0,0788 VF 5 , 0 V V L F ρ ρ ρ C _      − = = 5 , 0 1,446 1,446 1495,113 0,0788       − = 2,532 m/s

Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 1984) V = 0.8 × 2,532 = 2,025 m/s

An

2,025 2,213

= = 1,093 m

Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8%. 2 At 1,198 088 , 0 1 1,093 ₌ − = m Column Diameter (T) = [4(1,198)/π] 2 0.5 Weir length (W) = 0.7(1,198) = 0.839 m = 1,235 m = 48,622 in Downsput area (Ad) = 0.088(1,198) = 0.1054 m Active area (A 2 a) = At – 2Ad = 1,198 – 2(0.1054) = 0,9872 m2 Tinggi puncak (h1 Misalkan h ) 1 h = 0.025 m 1/T = 0.025/1,235 = 0.0202

(53)

2 1 5 , 0 2 2 2 eff W T T h 2 1 W T W T W W                     +         −       −       =       (Treybal,1984) 2 5 , 0 2 2 2 eff 0.839 1,235 1,235 0.025 2 1 0.839 1.235 0.839 1,235 W W                     +         −       −       =      

(

)

{

(

)(

)

}

2 2 eff 1.472 0.0202 2 687 , 0 2,167 W W + − =       269 , 1 W Weff _ =      3 / 2 eff 3 / 2 1 W W W q 666 . 0 h             =

(

)

2/3 3 / 2 1 1,269 0.839 0.00289 666 . 0 h       = m 0.0172 h1 =

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0172 m hingga nilai h1

Perhitungan Pressure Drop

konstan pada nilai 0,0173 m.

Dry pressure drop

Ao = 0,2268 × 0,9872 = 0,2239 m u 2 o 9,884 0,2239 213 , 2 A Q o = = = Co 25 . 0 o l d 09 . 1       = untuk ho = 6 mm, l/do C = 0.32 (Tabel 6.2, Treybal, 1984) o 1.4492 32 . 0 1 09 . 1 25 . 0 =       = _              = L v 2 o 2 o d ρ ρ C u 0 . 51 h             = 1495,113 1,446 1,4492 884 , 9 0 . 51 h ₂ 2 d m 0021 . 0 mm 135 , 2 h_d = =

(54)

Hydraulic head 0,9872 2,213 A Q V a a = = = 2,242 m/s 2 0.839 1,235 2 W T z= + = + = 1,037 m       + − + = z q 225 . 1 ρ V h 238 . 0 h 725 . 0 0061 . 0 hL w w a V0,5       + − + = 1,037 0.00289 225 . 1 42)(1.446) (0.05)(2,2 238 , 0 (0.05) 725 . 0 0061 . 0 h_L 0,5 m 0.0136 hL =

Residual pressure drop

g d ρ g σ 6 h o L c R = 8) (0.006)(9. 1495,113 (1) (0.04) 6 hR = = 0.0027 m

Total gas pressure drop hG = hd + hL + h

h

R

G = 0.0021 + 0.0136 + 0.0027

hG = 0.0184 m

Pressure loss at liquid entrance Ada = 0.025 W = 0.021 m 2 da 2 A q g 2 3 h _      = 2 2 2 0.021 0.00289 g 2 3 h       = = 0.0029 m

Backup daerah semburan bawah h3 = hG + h h 2 3 h = 0.0184 + 0.0029 3 = 0.0213 m

(55)

Pengecekan luapan hw + h1 + h3 h = 0.05 + 0,0173 + 0.0213 w + h1 + h3 t/2 = 0.4/2 = 0.2 m = 0.0886 m karena nilai hw + h1 + h3

Spesifikasi kolom destilasi

lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan. Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m Tinggi tutup =

(

1,235

)

4 1 = 0.309 m Tinggi total = 9.6 + 2(0.309) = 10,218 m Tebal tray = _o o d dl × = 0.167×6= 1,002 mm Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi Faktor kelonggaran = 20 %

Maka, Pdesign

Joint efficiency = 0.85 (Brownell,1959) = (1.2) (14.694) = 17,6352 psi

Allowable stress = 12650 psia (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

1,2P -2SE PD t = 2) 1.2(17,635 -.85) 2(12650)(0 48,622) (17,6352)( t = = 0.0399 in Faktor korosi = 0.125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0.0399 in + 0.125 in = 0.165 in Tebal shell standar yang digunakan = 3/16 in (Brownell,1959)

(56)

LC.13 Kondensor (K-101)

Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi :

Tabel LC.10 Deskripsi Kondensor

DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE

Hot Fluid Cold Fluid

1 Fluid Type Camp. etanol Cold water

In Out In Out 2 Temperature (T) °C 92.61 81.14 25 40 °F 199 178 77 104 3 Total Flow (W) kg/h 11518,681 12915,667 lb/h 23037,362 28414,467 4 Total Heat Transfer (Q) kkal/h 1349687,235 Btu/h 1279251,640 5 Pass 1 4 6 Length (L) Ft - 12 In - 144 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 16 9 Pitch (Square) In - 1 Mencari Δt

(

2 1

)

1 2 t / t ln t t LMTD ∆ ∆ ∆ − ∆ = (Kern, 1965)

untuk aliran counter:

1 2 2 2 1 1 t T t t T t − = ∆ − = ∆ Keterangan :

T1 & T2 = Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0

t

F

1 & t2 = Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0F

F LMTD 88.32 o ) 77 178 ( ) 104 199 ( ln ) 77 178 ( ) 104 (199 ₌       − − − − − = Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) = LMTD × Ft 1 2 2 1 t t T T R − − = = 0.46 77 104 178 199 = − −

(57)

1 1 1 2 t T t t S − − = = 0.37 178 199 77 104 = − −

Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97 CMTD (Δt) = 88.32 × 0.97 = 85.67 0 Caloric Temperature (T F c dan tc 188.5 2 178 199 2 T T T 1 2 c = + = + = ) 0 5 . 99 2 104 77 2 t t tc 1 2 = + = + = F 0

Menghitung jumlah tubes yang digunakan

F

Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 75 – 150, faktor pengotor (Rd

Diambil U

) = 0,003

D = 90 Btu/jam⋅ft2

a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, ⋅°F 2 D ft 915 , 165 85.67 90 0 1279251,64 Δt U Q A = × = × =

Luas permukaan luar (a″) = 0.1963 ft2

Jumlah tube, /ft (Tabel 10. Kern, 1965) 43 , 70 /ft ft 0.1963 ft 12 ft 915 , 165 a L A N ₂ 2 " t = × = × = buah

Nilai terdekat adalah 70 buah dengan ID shell = 10 in (Tabel 9. Kern, 1965) b. Koreksi UD (Koefisien menyeluruh kotor)

t A Q UD ∆ ⋅ = A = 0.1963 × 12 × 70 = 164,892 ft2 558 , 90 85,67 164,892 0 1279251,64 = ⋅ = D U Btu/ h ft20 Penentuan R F D 1. Flow Area (a)

design: a. shell side Pt 144 B ' C ID a_s × × × = (Kern, 1965)

(58)

Keterangan: C’ = 1 – 0.75 = 0.25 in B = 2.67 in 0.046 1 144 67 . 2 25 . 0 10 ₌ × × × = s a ft b. tube side 2 n 144 ' a Nt a t t × × = a ’t = 0.302 (Tabel 10, Kern, 1965) 0.037 4 144 0.302 70 ₌ × × = t a ft 2. Mass Velocity (G) 2 a. shell side s a W Gs= (Kern, 1965) 217 , 500812 0.046 23037,362 = = Gs lb/h ft G” = 2 3 2 t N L W ⋅ (Kern, 1965) G” = ₂₃ 83,579lb/ft2h 70 16 23037,362 = ⋅ b. tube side t a W Gt= (Kern, 1965) 568 , 767958 0.037 28414,467 = = Gt lb/h ft V = 2 ρ 3600 Gt V = 3,311fps 64,428 3600 568 , 767958 ₌ ⋅

3. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side

(59)

b. tube side untuk V = 3,311 fps (99.5 0F), hi OD ID h h_io = _i ×

= 850 Btu/hr ft2 F (Fig 25, Kern, 1965)

950 , 702 75 . 0 0.62 850× = = io h Btu/hr ft2 F Temperatur dinding (Tw T ) w c

(

Tc tc

)

ho hio ho t − + + = Tw

(

188.5 99.5

)

119,169 200 950 , 702 200 5 . 99 − = + + = o Temperatur film (t F f) 159,084 2 119,169 199 2 1+ = + = = w f T T t 0 untuk t F f μf = 1.2 lb/ft h

didapat data sebagai berikut:

kf = 0.1 Btu/ ft h ºF sf = 0.5 kg/L

dari nilai G” = 93,739 lb/h ft2 dan data-data pada tf

h

didapat,

o sebenarnya = 180 Btu/ft2

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc)

h (fig 12.9, Kern, 1965) o io o io h h h h Uc + × = 143,305 180 702,950 180 702,950 = + × = Uc Btu/ h ft20 5. Faktor Pengotor (R F D D C D C D U U U U R ⋅ − = ) 0.037 221 , 93 143,305 221 , 93 143,305 = ⋅ − = D R

(60)

6. Bilangan Reynold (NRe a. shell side ) f s Gs De Re µ × =

(

)

in 0.08 75 . 0 12 4 / 75 . 0 1 4 De 2 2 = ⋅ π ⋅ ⋅ π × = 481 , 33387 1.2 217 , 500812 08 . 0 Re_s= × = b. tube side µ × =D Gt Re_t

D = ID tube = 0.62 in (Tabel 10. Kern, 1965)

24120,279 1,645 568 , 767958 12 / 62 , 0 Re_t= × =

Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side s e 10 2 s s s D 10 22 . 5 ) 1 N ( D G f 2 1 P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ (Kern, 1965)

untuk Re = 33387,481 , f = 0.0015 ft2/in2 (Fig.29, Kern, 1965)

(N+1) = L/B (Kern, 1965) = 144 /2.67 = 53,93

ΔPs yang diperbolehkan adalah ≤10 psi, maka ΔPs b. Tube side dapat diterima. t 10 2 t t s ID 10 22 . 5 N L G f P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ (Kern, 1965)

untuk Re = 24120,279 , f = 0.00017 ft2/in2 (Fig.26, Kern, 1965)

461 , 0 1 1 0,62/12 10 22 , 5 4 12 568 , 767958 0.00017 10 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆Pt psi psi 024 , 2 1 1.2 08 . 0 10 22 . 5 93 , 53 10 217 , 500812 0015 . 0 5 . 0 ₁₀ 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ × = ∆Ps