LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas pabrik : 1200 ton/tahun Waktu operasi : 340 hari Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan berat : kilogram (kg)

Bahan baku : kulit kapas (pentosan) Bahan pembantu : - H2SO4

- Air

Produk akhir : furfural (C5H4O2)

Produksi furfural/jam

:

1200

= 147,0588 kg/jam Kemurnian furfural : 98 %

= 0,98 x 147,0588 = 144,1177 kg/jam

Furfural mengandung toluena 2% = 0,02 x 147,0588 = 2,9412 kg/jam

Untuk mencapai kapasitas produksi, dilakukan trial basis kulit kapas. Basis kulit kapas = 34.171,824 kg/hari = 1.423,826 kg/jam

(2)

LA-1 CUTTING MACHINE (C-112)

Untuk memproduksi 1200 ton furfural setiap tahun, melalui perhitungan trial program exel diperlukan kulit kapas sebanyak 1.423,826 kg/jam.

F1 = F2_{= 1.423,826 kg/jam}

Tabel LA-1 Neraca Massa pada Cutting machine (C-112)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam) Keluar

(kg/jam)

Alur 1 Alur 2

Kulit kapas 1.423,826 1.423,826

Jumlah 1.423,826 1.423,826

LA-2 MIXER PENGENCERAN (M – 110)

F3 + F4 = F5

Asam sulfat yang digunakan, F5_{= 20% massa kulit kapas dengan normalitas 5N}

(Raymond, 1982)

F5 _{= 0,2 x F}2_,_F2_{= 1.423,826 kg/jam}

= 0,2 x 1.423,826 = 284,7652 kg/jam

(3)

N = , grek eqivalensi H2SO4 = 1 N = M = 5 M = % = = = 26,6160

Jadi kebutuhan H2SO4 26,6160 % yang berarti kebutuhan air (100 - 26,6160)

= 73,3840%

F5asam sulfat =0,266160 x 284,7652

= 75,793 kg/jam

F5air =

0,

733840 x 284,7652 = 208,9722 kg/jam

Asam sulfat yang ada dipasaran adalah 98% dan 36%, disini digunakan 36% yang berarti asam sulfat 36% dan air 64%. Maka:

Pengenceran asam sulfat 36% pada F3 menjadi 26,6160% pada F5: V1 N1 = V2 N2 V1 (0,36) = (284,7652) (0,266160) V1 = = 210,5362 kg/jam F3 = 210,5362 kg/jam F3 sulfat = 0,36 x 210,5362 = 75,7930 kg/jam F3air = 0,64 x 210,5362 kg/jam = 134,7432 kg/jam F4 = F5 – F3

(4)

= 284,7652 - 210,5362 = 74,229 kg/jam

Tabel LA-2 Neraca Massa pada Mixer Pengenceran (M-110)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 3 Alur 4 Alur 5

1 Air 134,7432 74,229 208,9722 2 H2SO4 75,7930 - 75,7930 Jumlah 210,5362 74,229 284,7652 Jumlah 284,7652 284,7652 LA-3 MIXER (M – 110) Maka, F6 = F2 + F5 = 1.423,826 + 284,7652 = 1708,5912 kg/jam

Kulit kapas mengandung 20,1% pentosan, maka: F6

pentosan = 0,201 x F2

= 0,201 x 1.423,826 = 286,1890 kg/jam

F6ampas kulit kapas = F2 – F6pentosan

= 1.423,826 - 286,1890 = 1137,6370 kg/jam

(5)

F6asam sulfat = F5asam sulfat = 75,7930 kg/jam

F6air = F5air = 208,9722 kg/jam

Tabel LA-3 Neraca Massa pada Mixer (M-110)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 2 Alur 5 Alur 6

1 Kulit kapas 1.423,826 -

-2 Ampas kulit kapas - - 1137,6370

3 Air - 208,9722 208,9722 4 H2SO4 - 75,7930 75,7930 5 Pentosan - - 286,1890 Jumlah 1.423,826 284,7652 1708,5912 Jumlah 1708,5912 1708,5912 LA – 4 FILTER PRESS (H-120) F6 = F7 + F8 F6 = 1708,5912 kg/jam

Efisiensi filter press sebesar 93% (Perry’s, 1999) Alur 7:

Ampas kulit kapas : F6Ampas kulit kapas = F7Ampas kulit kapas = 1137,6370 kg/jam

Air : F7air = 0,07 x F6air

= 0,07 x 208,9722 kg/jam = 14,6281 kg/jam

(6)

Pentosan : F7pentosan = 0,07 x F6pentosan = 0,07 x 286,1890 kg/jam = 20,0332 kg/jam H2SO4 : F7as.sulfat = 0,07 x F6as.sulfat = 0,07 x 75,7930 kg/jam = 5,3055 kg/jam

F7 = F7Ampas kulit kapas + F7air + F7pentosan + F6as.sulfat

= 1137,6370 + 14,6281 + 20,0332 + 5,3055 = 1177,6038 kg/jam Alur 8: F8 = F6 – F7 = 1708,5912 - 1177,6038 = 530,9874 kg/jam

Air : F8air = F6air – F7air

= 208,9722 - 14,6281 = 194,3441 kg/jam

Pentosan : F8pentosan = F6pentosan – F7pentosan

= 286,1890 - 20,0332 = 266,1558 kg/jam

H2SO4 : F8as.sulfat = F6as.sulfat – F7as.sulfat

= 75,7930 - 5,3055 = 70,4875 kg/jam

Tabel LA-4 Neraca Massa pada Filter Press (H-120)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 6 Alur 7 Alur 8

(7)

-2. Air 208,9722 14,6281 194,3441 3. H2SO4 75,7930 5,3055 70,4875 4. Pentosan 286,1890 20,0332 266,1558 Jumlah 1708,5912 1177,60377 530,9874 Jumlah 1708,5912 1708,5912 LA-6 REAKTOR I (R-210)

Komponen pada alur 9, F9

F9air = 194,3441 kg/jam

F9pentosan = 266,1558 kg/jam

F9as.sulfat = 70,4875 kg/jam

Untuk reaksi pembentukan pentosa dari pentosan, Konversi reaksi = 90% (Medeiros, 1985).

Massa Pentosan pada alur 9, F9Pentosan = 266,1558 kg/jam

Laju Pentosan yang habis bereaksi =

100 90   n BM Massa = 100 90 100 132 266,1558   = 0,0181 kmol/jam

Reaksi pembentukan pentosa :

(C5H8O4)100 + 100 H2O 100 C5H10O5

Pentosan Air Pentosa

0,0181 1,8147 1,8147 kmol/jam

(8)

Pentosan yang bereaksi = mol pentosan x BM x n = 239,5402 kg/jam Mol air bereaksi = 100 x 0,018147 = 1,8147 kmol/jam Air yang bereaksi = 1,8147 x 18 = 32,6646 kg/jam Pentosa yang dihasilkan = 100 x 0,018147 = 1,8147 kmol/jam (BM = 150) = 1,8147 x 150 = 272,2048 kg/jam

Alur 10: F10

Pentosan = F9Pentosan - Pentosan bereaksi = 266,1558 -239,5402

= 26,6156 kg/jam

F10Air = F9Air - Air yang bereaksi = 194,3442 - 32,6646

= 161,6796 kg/jam

F10Asam Sulfat = F9Asam Sulfat = 70,4875 kg

F10Pentosa = Pentosa terbentuk = 272,2048 kg/jam

Tabel LA-6 Neraca Massa pada Reaktor I (R-210)

NO KOMPONEN Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Alur 9 Alur 10 1. H2SO4 70,4875 70,4875 2. Air 194,3441 161,6796 3. Pentosan 266,1558 26,6156 4. Pentosa -- 272,2048 Jumlah 530,9874 530,9874 LA-7 REAKTOR II (R-220) Alur 10: F10Pentosan = 26,6156 kg/jam

(9)

F10Air = 161,6796 kg/jam

F10Asam Sulfat = 70,4875 kg/jam

F10Pentosa = 272,2048 kg/jam

Kondisi kelarutan asam sulfat dalam air dalam reaktor II harus dijaga, dimana asam sulfat 0,2 normalitas,

N = , grek eqivalensi H2SO4 = 1 N = M = 0,2 M = % = = = 1,0646 %

Jadi kebutuhan H2SO4 1,0646 % yang berarti kebutuhan air (100 - 1,0646) =

98,9354%.

Kebutuhan asam sulfat: 70,4875 kg/jam Maka, Air = x 70,4875

= 7043,3370 kg/jam

Air yang ditambahkan:

F11 = 7043,3370 - 161,6796 = 6881,6574 kg/jam

Untuk reaksi pembentukan Furfural dari pentosa : Konversi reaksi = 85% (Medeiros, 1985).

Pentosa pada alur 10, F10

Pentosa = 272,2048 kg/jam

Laju Pentosa yang habis bereaksi =

100 85  BM Massa = 100 85 150 272,2048 _

(10)

= 1,5425 kmol/jam Reaksi dehidrasi :

C5H10O5 C5H10O5 + 3 H2O

Pentosa Furfural air

1,5425 1,5425 4,6275 kmol/jam

231,3741 148,0794 83,2947 kgjam

Pentosa yang habis bereaksi = mol x BM = 1,5425 x 150 = 231,3741 kg/jam Mol air terbentuk = 3 x 1,5425 = 4,6275 kmol/jam Air terbentuk = mol x BM = 4,6275 x 18 = 83,2947 kg/jam

Mol furfural yang terbentuk = 1,5425 kmol/jam Furfural yang terbentuk = mol x BM = 1,5425 x 96 = 148,0794 kg/jam

Komponen pada alur 12, F12 :

F12Pentosan = F10Pentosan = 26,6156 kg/jam

F12Air = F10Air + F11Air + Air terbentuk = 161,6796 + 6881,6574 +83,2947

= 7126,6316 kg/jam

F12Asam Sulfat = F10Asam Sulfat = 70,4875 kg/jam

F12Pentosa = F10Pentosa - Pentosa bereaksi

= 272,2048 - 231,3741 = 40,8307 kg/jam F12Furfural = Furfural terbentuk = 148,0794 kg/jam

Tabel LA-7 Neraca Massa pada Reaktor II (R-220)

Alur 10 Alur 11 Alur 12

1. H2SO4 70,4875 - 70,4875 2. Air 161,6796 6881,6574 7126,6316 3. Pentosan 26,6156 - 26,6156 4. Pentosa 272,2048 - 40,8307 5. Furfural - - 148,0794 Jumlah 530,9874 6881,6574 7412,6449 Jumlah 7412,6449 7412,6449

(11)

LA-8 COOLER (E-222)

Komponen alur 13, F13 = F12

F13Air = F12Air = 7126,6316 kg/jam

F13Asam Sulfat = F12Asam Sulfat = 70,4875 kg/jam

F13Pentosa = F12Pentosa = 40,8307 kg/jam

F13Furfural = F12Furfural = 148,0794 kg/jam

F13 = F12 = 7412,6449 kg/jam

Tabel LA-8 Neraca Massa pada Cooler (E-222)

Alur 10 Alur 11 1. H2SO4 70,4875 70,4875 2. Air 7126,6316 7126,6316 3. Pentosan 26,6156 26,6156 4. Pentosa 40,8307 40,8307 5. Furfural 148,0794 148,0794 Jumlah 7412,6449 7412,6449

(12)

LA-9 KOLOM EKSTRAKSI (T-310)

Komponen alur 11, F11

F11Pentosan = 26,6156 kg/jam

F11Air = 7126,6316 kg/jam

F11Asam Sulfat = 70,4875 kg/jam

F11Pentosa = 40,8307 kg/jam

F11Furfural = 148,0794 kg/jam

F11 ₌

7412,6449 kg/jam

Ekstraksi Countercurrent 2 tahap: Air-Furfural-Toluena

Jumlah toluena yang dibutuhkan adalah 2 kali total air dan furfural keluaran reaktor dalam basis berat (Medeiros, 1985).

Toluena yang digunakan adalah toluena 98% F12 = 2 x (F11air + F11furfural) = 2 x ( 7126,6316 + 148,0794) = 14549,4221 Kg/jam F12Toluena = 0,98 x F12 = 0,98 x 14549,4221 Kg/jam = 14331,1808 Kg/jam F12air = F12 – F12toluena = 218,2413Kg/Jam Pelarut (V') = F12 = 14549,4221 kg/jam Air (L') = F11Air = 7126,6316 kg/jam

(13)

Yo = 0 (Tidak ada furfural pada pelarut L)

Konstanta Kesetimbangan sistem Air-Furfural-Toluena , K= 5,64 pada 25oC (Perry, 1999)

Setelah dilakukan ekstraksi,

E = ' ' * L V K = 7126,6316 ) 14549,4221 )( 64 , 5 ( = 11,5144 Untuk Ekstraksi countercurrent 2 tahap,

2 0 2 1 1 E E X X A A    2 0 2 11,5144 11,5144 1 1    A A X X = 0,0069 % Furfural terekstraksi = (1- 0,0069) 100 = 99,31 % Maka, Alur 14:

F14Furfural = 99,31 % F11Furfural = 99,31 x 148,0794 = 147,0588 kg/jam

F14

Toluena = F12Toluena = 14331,1808 kg/jam

F14

total = 14478,2396 kg/jam

Alur 13 :

F13Asam sulfat = F11Asam Sulfat =70,4875 kg/jam

F13Air = F11Air + F12air = 7126,6316 + 218,2413

= 7344,8730 kg/jam

F13Furfural = F11Furfural –F14Furfural

(14)

Tabel LA-9 Neraca Massa pada Kolom Ekstraksi (T-310)

Alur 11 Alur 12 Alur 13 Alur 14

1. H2SO4 70,4875 - 70,4875 -2. Air 7126,6316 218,2413 7344,8730 -3. Pentosan 26,6156 - 26,6156 -4. Pentosa 40,8307 - 40,8307 -5. Furfural 148,0794 - 1,0206 147,0588 6. Toluena - 14331,1808 - 14331,1808 Jumlah 7412,6449 14549,4221 7483,8274 14478,2396 Jumlah 21962,0670 21962,0670 LA-10 VAPORIZER (D-510) F13 = F17 +F18 Alur 18, F18

F18Asam sulfat = F13Asam Sulfat = 70,4875 kg/jam

F18Air = (64/36) x 70,4875 = 125,3111 Kg/jam

F18 = 195,7986 kg/jam

Alur 17, F17

F17Air = F13Air - F18Air

= 7344,8730 - 125,3111= 7219,5619 kg/jam F17Pentosan = F13Pentosan = 26,6156 kg/jam

F17Furfural = F13Furfural = 1,0206 kg/jam

(15)

Tabel LA-10 Neraca Massa pada Vaporizer (D-510) NO KOMPONEN Masuk

(kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 13 Alur 17 Alur 18

1. H2SO4 70,4875 - 70,4875 2. Air 7344,8730 7219,5619 125,3111 3. Pentosan 26,6156 26,6156 -4. Pentosa 40,8307 40,8307 -5. Furfural 1,0206 1,0206 -Jumlah 7483,8274 7288,0288 195,7986 Jumlah 7483,8274 7483,8274

LA-11 KOLOM DESTILASI (D – 410)

D E S T I L A S I L V B D L G 1 4 T o lu en a F u rfu ral T o lu en a F u rfu ral T o lu en a 2 % F u rfu ral 9 8 % 1 5 1 6 Alur 14, F14 F14 Furfural = 147,0588 kg/jam F14Toluena = 14331,1808 kg/jam F14total = 14478,2396 kg/jam

Diinginkan furfural dengan kemurnian 98 %. Neraca massa total :

(16)

Alur 16,

Furfural : F16Furfural = 98 % x F14Furfural = 0,98 x 147,0588

= 144,1177 kg/jam F16Furfural = 98 % x F16 F16 =

= 147,0588 kg/jam Toluena : F16 Toluena = 2% x F14 = 0,02 x 147,0588 = 2,9412 kg/jam Alur 15,

F15Toluena = F14Toluena - F16Toluena

= 14331,1808 - 2,9412 = 14328,2396 kg/jam F15Furfural = F14 Furfural - F16 Furfural

= 147,0588 - 144,1177 = 2,9412 kg/jam

Tabel LA-11 Neraca Massa pada Destilasi (D-410)

Alur 14 Alur 15 Alur 16

1. Toluena 14331,1808 14328,2396 2,9412

2. Furfural 147,0588 2,9412 144,117

Jumlah 14478,2396 14331,1808 147,0588

(17)

Penentuan titik didih umpan masuk Kolom Destilasi : Tabel A-12 Umpan masuk, F14

KOMP BM F (kg/jam) N (kmol/jam) Fraksi Mol

Toluena 92 14331,1808 155,7737 0,9903

Furfural 96 147,0588 1,5319 0,0097

Jumlah - 14478,2396 157,3056 1,0000

Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T(K) + C) Data Bilangan Antoine :

Tabel A.13 Data Bilangan Antoine

K = dengan : P = 1 atm

Jumlah umpan masuk, F = F14 = 14478,2396 kg/jam Produk atas, D = F15 = 14331,1808 kg/jam Produk bawah, W = F16 = 147,0588 kg/jam P = 1 atm = 101,3 Kpa

Pi (kPa) = Exp [A – B / (T + C)] Trial T = 111,032°C (384,032K)

Tabel A.14 Trial Titik Didih Umpan Masuk Kolom Flash Drum

Komponen Zif = Xif Pi Ki = Yif = Xif x Ki αif = Ki/Kh

Toluena 0,9903 102,0997 1,0079 0,9981 5,0370

Furfural 0,0097 20,2698 0,2001 0,0019 1,0000

Jumlah 1 1,0000 6,0370

Oleh karena  yi =  Xif. ki = 1, maka titik didih umpan masuk adalah 111,032°C

atau 384,032 K

Komponen A B C

Toluena 14,2515 3242,38 -47,1806 (Reklaitis,1983)

(18)

Penentuan titik embun (dew point) Destilat: Tabel A15. Produk Atas (Destilat) F15

Komponen F (kg/jam) N (mol/jam) Yif

Toluena 14328,2396 155,7417 0,9998 Furfural 2,9412 0,0306 0,0002 Jumlah 14331,1808 155,7724 1 P = 1 atm = 101,3 kpa Pi (kPa) = Exp [A – B / (T(K) + C)] Trial T = 110,785°C (383,785K)

Tabel A.16 Trial Titik titik embun (dew point) Destilat

Komponen _{Yif Pi Ki =} Xif =

Yif / Ki αif = Ki/Kh Toluena 0,9998 101,3811 1,0008 0,9990 5,0455 Furfural 0,0002 20,0935 0,1984 0,0010 1,0000 Jumlah 1 1,0000 6,0455

Oleh karena  yi =  Xif. ki = 1, maka titik embun (dew point) Destilat adalah

110,785°C atau (383,785 K.

Penentuan titik didih (bubble point) Bottom : Tabel A.17 Produk bawak (Bottom produk) F16

Komponen F (kg/jam) N (mol/jam) Xif

Toluena 2,9412 0,0320 0,0209 Furfural 144,117 1,5012 0,9791 Jumlah 147,0588 1,5332 1 P = 1 atm = 101,3 Kpa Pi (kPa) = Exp [A – B / (T + C)] Trial T = 160,632 °C (433,63 K)

(19)

Komponen Xif Pi _{Ki =} Yif = Xif x Ki αif = Ki/Kh Toluena 0,0209 362,4154 3,5776 0,0187 3,6591 Furfural 0,9791 99,9269 0,9864 0,9813 1,0000 Jumlah 1 1,0000 4,6591

Oleh karena  yi =  Xif. ki = 1, maka titik didih umpan masuk adalah 160,632 °C

atau 433,63 K. Dari hasil perhitungan titik didih umpan, titik embun destilat, dan titik didih bottom produk, diperoleh bahwa: Tdestilat < Tumpan < Tbottom, maka perhitungan

tersebut sudah tepat.

Menghitung laju refluks distilat (R) :

Laju refluks distilat dihitung dengan menggunakan metode Underwood :



_   Φ α .x α q 1 i Fi i



_   Φ α .x α 1 R i Di i Dm (Geankoplis, 1997)

Umpan masuk dalam keadaan jenuh (q = 0), maka 1 – q = 1 sehingga:



_   Φ α .x α q 1 i Fi i = 1 (Geankoplis,1997) Trial  = 1,0394

Tabel A.19 Penentuan nilai 

komponen xi,f α i



_α  Φ .x α i Fi i =1 Toluena 0,9903 5,0370 1,2477 Furfural 0,0097 1,0000 -0,2472 Jumlah 1 6,0370 1,0006

(20)

komponen xi,d αi



_α _{ Φ} .x α i Fi i Toluena 0,9998 5,0455 1,2592 Furfural 0,0002 1,0000 -0,0050 Jumlah 1 6,0455 1,2542



_   Φ α .x α 1 R i Di i Dm RDm + 1 = 1,2542 RDm = 0,2542 RD = 1,2 RDm (Geankoplis,1997) RD = 1,2 . 0,2542 RD = 0,3051 Refluks distilat : L = RD x D = 0,3051 x 155,7724 Kmol/jam = 47,5200 Kmol/jam

Komposisi : X15 Toluena = XVd Toluena = XLd Toluena = 0,9998

Komposisi : X15

Furfural = XVd Furfural = XLd Furfural = 0,0002

Maka, alur Vd:

Vd = L + D

= 47,5200 + 155,7724 = 203,2924 Kmol/jam

Vd Toluena = 0,9998. Vd = 203,2524 kmol/jam = 18699,2201 kg/jam

Vd Furfural = 0,0002 . Vd = 0,0400 kmol/jam = 3,8384 kg/jam

Alur L :

Total L = 47,5200 Kmol/jam

L Toluena = 0,9998. L = 47,5107 kmol/jam = 4370,9805 kg/jam

(21)

Tabel LA-20 Neraca Massa Kondensor

Komponen

Masuk Keluar

Alur Vd Alur Ld Alur D

Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Toluena 203,2524 18699,2201 47,5107 4370,9805 155,7417 14328,2396

Furfural 0,0400 3,8384 0,0093 0,8972 0,0306 2,9412

Jumlah 203,2924 18703,0585 47,5200 4371,8777 155,7724 14331,1808

Menghitung laju bottom pada reboiler :

Vd = ((q-1) x F umpan) + Vb , dengan q = uap jenuh = 1

Vd = 0 + Vb Vb = Vd = 203,2924 kmol/jam Lb = Vb + B = 203,2924 + 1,5332 = 204,8256 kmol/jam Maka alur, Vb: Vb = 203,2924 kmol/jam

Vb Toluena = 0,9998. Vb = 203,2524 kmol/jam = 18699,2201 kg/jam

Vb Furfural = 0,0002 . Vb = 0,0400 kmol/jam = 3,8384 kg/jam

Alur Lb:

Lb = 204,8256 kmol/jam

Lb Toluena = Vb Toluena + B Toluena = 203,2524 + 0,0320 (Kmol/jam)

= 203,2844 kmol/jam = 18702,1613 Kg/jam

Lb Furfural = Vb Furfural + B Furfural = 0,0400 + 1,5012 (Kmol/jam)

(22)

Tabel LA-21 Neraca Massa Reboiler

Komponen

Masuk Keluar

Alur Lb Alur Vb Alur B

Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Toluena 203,2844 18702,1613 203,2524 18699,2201 0,0320 2,9412 Furfural 1,5412 147,9561 0,0400 3,8384 1,5012 144,1177

(23)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : Joule/jam Temperatur Basis : 25°C

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut:

Perhitungan panas yang masuk dan keluar:



    T C 25 T p i i 1 .dT n.C H Q (Smith, 2001)

Perhitungan Cpl (kkal/g°C) dengan menggunakan metode Chueh dan Swanson, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Harga -CH2- 7,26 - CH ( ring ) 4,4 - CH (not ring ) 5 -O- 8,4 -OH- 10,7 (Reid, et all., 1977)

(24)

Perhitungan Cpg (kal/mol°C) = a + bT + cT2 + dT3 dengan menggunakan metode Rihani dan Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus A b x 102 c x 104 d x 106 - CH (ring) -3,5232 3,4158 -0,2816 0,008015 -CH2- 0,3945 2,1363 -0,1197 0,002596 -O- 2,8461 -0,0100 0,0454 -0,002728 -OH 6,5128 -0,1347 0,00414 -0,001623 (Reid, et all., 1977)

Perhitungan Hvb (kkal/mol) dengan menggunakan metode Sastri, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Hvo (kkal/mol) - CH (ring) 1,68 -CH2- 1,44 -O- 2,9 -OH 9,8 (Reid, et all., 1977) Tb/Tc n >0,71 0,41 (Sumber: Reid, 1977) 1982) (Lyman, T T 1 H ΔH n c b vo vb        

Perhitungan panas penguapan

(25)

Perhitungan Hf0 (kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah:

Gugus Harga - CH -1,29 -CH2- -4,94 -O- -24,2 -OH -43,8 -CHO -29,71 - C - 0,62 (Reid, et all., 1977)

Perhitungan panas reaksi, Hr25°C

1. Pentosan (C5H8O4)100 (Metode Verma dan Doraiswamy)

∆Hfo(C5H4O2)100 = 300(-43,8) + 500(-1,29) + 100(-24,2)

= -16205 Kkal/mol = -68061000 J/mol 2. Pentosa (C5H10O5) (Metode Verma dan Doraiswamy)

∆Hfo (C5H10O5) = 4(-43,8) + 1(-4,94) + 4(-1,29) + 1(-24,2)

= -209,5 Kkal/mol = -879900 J/mol 3. Furfural (C5H4O2) (www.wikipedia//ChemistryDayli.com)

∆Hfo (C5H4O2) = -200,2 KJ/mol = 200200 J/mol

4. Toluena (Reklaitis, 1983)

∆Hfo Toluena = 11,95 KJ/mol = 50190 J/mol

5. Air (Reklaitis, 1983)

(26)

Reaksi 1: ( C5H8O4)100 + n H2O n C5H10O5 , r1 ; n = 100











 











/mol J 4347000 /mol J ) 242760 .( 00 1 ) 68061000 1.( /mol J ) 879900 .( 00 1 O H ΔH . 00 1 )n O H C ( ΔH 1. O H C H Δ . 00 1 Δ . σ Δ . σ ΔH 2 o C 25 f 4 8 5 o C 25 f 5 10 5 o C 25 f reaktan o C 25 f i produk o C 25 f i C 25 r                  



H



H Reaksi 2 : 100C5H10O5 100C5H4O2 + 300 H2O ; r2











 





 



/mol J 4858000 -/mol J ) 879900 .( 00 1 ) 242760 .( 300 ) 200200 .( 00 1 ) O H C ( ΔH . 00 1 O H ΔH 300. O H C H Δ . 100 Δ . σ Δ . σ ΔH 5 10 5 o C 25 f 2 o C 25 f 2 4 5 o C 25 f reaktan o C 25 f i produk o C 25 f i C 25 r                  



H



H

Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen pada 250C: Kapasitas panas liquid (Cpl)

1. Pentosan ( C5H8O4)100 (Metode Chueh dan Swanson)

Cpl = 400(4,4) + 100 (5) + 100 (8,4) + 300 (10,7)

= 6310 kal/mol 0C = 26502 J/mol 0C 2. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Chueh dan Swanson)

Cpl = 4(4,4) + 1(7,26) + 4(8,4) + 1(10,7)

= 76,06 kal/mol 0C = 319,4520 J/mol 0C 3. Furfural ( C5H4O2 ) (Reklaitis, 1983)

Cpl = 21,4163 + 0,886185 T + -0,00193931 T2 + 1,85001E-06 T3

= 162,2389 J/mol 0K

Cpg = 95,065 J/mol °C (Reklaitis, hal 642)

4. H2SO4 (Himmelblau, 1996) Cpl = 139,1 + 15,59 T(C) = 528,8500 J/mol 0C 5. H2O (Reklaitis, 1983) Cpl = 18,2964 + 0,472158 T + -0,00133878 T2 + 1,31424E-06 T3 = 74,8900 J/mol 0K H2SO4 H2SO4

(27)

Cpg = 33,594 J/mol °C ( Reklaitis, hal 644 )

6. Toluena

Cpl = 1,80826 + 0,812223 T + -0,00151267 T 2+ 1,63001E-06 T3

= 152,6555 J/mol 0K

Kapasitas panas gas (Cpg)

1. Pentosan ( C5H8O4)100 (Metode Rihani dan Doraiswamy)

Cpg = 300(-OH) + 500(-CH=) + 100(-O-) Gugus A b x 102 c x 104 d x 106 300(-OH) 300(6,5128) 300(-0,1347) 300(0,0414) 300(-0,001623) 500(-CH-) 500(-3,5232) 500(3,4158) 500(-0,2816) 500(0,008015) 100(-O-) 100(2,8461) 100(-0,0100) 100(0,0454) 100(-0,002728) Total 476,85 1666,49 -123,84 3,2478 Cpg = 476,85 + 1666,49.10-2T –123,84.10-4T2 + 3,2478.10-6T3 = 4429,189918 kal/mol°C = 18602,5977 J/mol °C 2. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Rihani dan Doraiswamy)

Cpg = 4(-CH-) + 1(-CH2) + 4 (-OH) +1(-O-) = 15,199 + 15,2507.10-2_{T –1,0351.10}-4_T2_{+ 254,36.10}-6_T3 = 52,1271 kal/mol°C = 218,9339J/mol °C 3. Furfural ( C5H4O2 ) (Reklaitis, 1983) Cpg = 25,211 + 0,221301T + 0,000130942T2 + -3,37155E-07T3 + 1,52277E-10 T4 = 95,0654 J/mol 0K 4. H2O (Reklaitis, 1983)

Cpg = 34,0471 + -0,00965T + 3,29983E-05T2 + -2,04467E-08T3 +

4,30228E-12T4 = 95,0654 J/mol 0K 5. Toluena

Cpg = 11,82 + -0,01617T + 0,00144465T2 + -2,28948E-06T3 +

1,13573E-09T4 = 83,6621 J/mol 0K

Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan (Hvb) untuk komponen: 1. Pentosa (C5H10O5 ) (Metode Sastri)

(28)

Hvb = 123,40 J/mol 2. Furfural ( C5H4O2 ) Hvb = 43124,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 3. H2O Hvb = 40656,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 4. Aseton Hvb = 29087,2 J/mol (Reklaitis, 1983) 5. H2SO4 Hvb = 20983,5 J/mol ( Perry, 1997 ) Air pemanas

Sebagai pemanas digunakan saturated steam 2300C tekanan 2797,6 kpa.

VL

H (2300C)= 1811,7 kJ/kg ( Smith, 1987 )

kondensat bekas 2300C digunakan kembali untuk menyediakan panas bagi unit-unit yang tidak bertemperatur melebihi 1000C. Dari hasil perhitungan, penggunaan kondensat bekas dengan penurunan suhu hingga 130,8420C memungkinkan tidak adanya kondensat bekas yang terbuang.

Kondensat bekas:

H(2300_C) _{= 990,3 kJ.kg}-1 _{( Smith, 1987 )}

H(132,5950_C) _{= 559,917 Kj.kg}-1 _{( Smith, 1987 )}

∆H(230-132,595) = 430,3830 Kj.kg-1

Air pendingin

Untuk air pendingin digunakan air pada suhu 300C dan keluar pada suhu 450C.

Air H(30oC) = 125,7 kJ/kg (Smith, 2001)

H(45oC) = 188,4 kJ.kg (Smith, 2001)

Digunakan juga air pendingin dari chiller bersuhu 50C dan keluar pada suhu 350C.

Air: H(5oC) = 20,8 kJ/kg (Smith, 2001)

(29)

∆H298 ∆Hr ∆HR ∆HP Reaktan, 3030K Produk, 3430K LB.1 Reaktor I ( R-210 ) Reaksi : ( C5H8O4)100+ 100 H2O 100C5H10O5 K  298 r ΔH _{= 4347000 KJ/Kmol} Panas reaksi(∆Hr) r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP

∆HR = [∑ ni(Cpi)] (298-303) ,reaktan (C5H8O4 dan H2O)

= [(0,0202 x 26502) + (1,8147 x 74,89)] (303-298)

= -3351,3549 KJ/Kmol

∆HP = [∑ ni(Cpi)] (343-298) ,produk (C5H10O5 dan C5H8O4)

= [(1,8147 X 319,4520) + (0,0020 X 26502)] (343-298) = 26086,9093 KJ/Kmol r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP = -3351,3549 + 4347000 + 26086,9093 = 4369735,5544 KJ/Kmol

Panas alur masuk =



  C 30 C 25 9_.Cp.dT N = N9_{Cp(303°K-298°K)} = N9_Cp.5 H2SO4

(30)

Tabel LB.1 Perhitungan panas masuk pada Reaktor I ( R-210 )

Senyawa F9 N9 Cp Panas masuk (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T

H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 5 1901,9040

Air 194,3441 10,7969 74,8900 5 4042,89642

Pentosan 266,1558 0,0202 26502 5 2671,8412

Total 530,9874 11,5363 8616,6417

Panas masuk = 8616,6417 KJ/jam

Panas Alur keluar =



  C 70 C 5 2 10_.Cp.dT N

Tabel LB.2 Perhitungan panas keluar pada Reaktor I ( R-210 )

Senyawa F7 N10 Cp Panas keluar (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 45 17117,1360 Air 161,6796 8,9822 74,8900 45 30270,4447 Pentosan 26,6156 0,0020 26502 45 2404,6571 Pentosa 272,2048 1,8147 319,4520 45 26086,9093 Total 530,9874 11,5182 75879,1472

Panas keluar = 75879,1472 KJ/jam Panas yang dibutuhkan :

dt dQ = Qo – Qi + Hr = 75879,1472 – 8616,6417 + 4369735,5544 = 4436998,0599 KJ/jam

(31)

kondensat bekas yang diperlukan adalah kg/jam 10309,4176 KJ/kg ) 559,917 (990,3 KJ/jam 99 4436998,05 C) H(132,595 C) H(230 Q m       

Tabel LB.3 Neraca Panas Reaktor I ( R-210 )

Komponen Masuk (KJ/jam) Keluar (KJ/jam)

Umpan 8616,6417 - Produk - 75879,1472 Panas Reaksi - 4369735,5544 Steam 4436998,0599 - Total 4445614,7016 4445614,7016 LB.2 Heater I ( E-221 ) Temperatur basis = 25°C Panas alur masuk =



  C 30 C 25 10_.Cp.dT N = N10_{Cp(343°K-298°K)} = N10_Cp.45

Panas alur keluar =



Tabel LB.4 Perhitungan neraca panas Heater I ( E-221 )

F N Cp Panas masuk

(KJ/jam)

Panas keluar (KJ/jam)

(32)

T N.Cp. T T N.Cp. T H2SO4 Air Pentosan Pentosa 70,4875 161,6796 26,6156 272,2048 719,2603 8,9822 0,0020 1,8147 528,8500 74,8900 26502 319,4520 45 45 45 45 17117136,02 30270,44473 2404,65711 26086,90932 65 65 65 65 24724,7520 43723,9757 3473,3936 37681,0912 Total 75879,14718 109603,2126

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi = 109603,2126 – 75879,14718 = 33724,0654 KJ/jam

Sebagai sumber panas digunakan kondensat bekas 230°C kondensat bekas yang diperlukan adalah

kg/jam 78,3583 KJ/kg ) 559,917 (990,3 KJ/jam 33724,0654 C) H(132,595 C) H(230 Q m       

Tabel LB.5 Neraca Panas Heater I ( E-221)

Umpan 75879,14718 - Produk - 109603,2126 Steam 33724,06541 - Total 109603,2126 109603,2126 LB.3 Heater II ( E-224 ) Temperatur basis = 25°C

(33)

Panas alur masuk =



  C 30 C 25 .Cp.dT N = NCp(303°K-298°K) = NCp.5

Panas alur keluar =



Tabel LB.6 Perhitungan neraca panas Heater II ( E-224 )

F N Cp Panas masuk (KJ/jam) Panas keluar (KJ/jam) T N.Cp. T T N.Cp. T Air 6881,6574 382,3143 74,8900 5 143157,5444 65 1861048,0770 Total 143157,5444 1861048,0770

Sebagai sumber panas digunakan kondensat bekas 230°C Kondensat bekas yang diperlukan adalah

kg/jam 3991,539 KJ/kg ) 559,917 (990,3 KJ/jam 26 1717890,53 C) H(132,595 C) H(230 Q m       

Tabel LB.7 Neraca Panas Heater II ( E-224 )

(34)

∆Hr ∆HR ∆HP Reaktan, 3630K Produk, 4930C ∆H298 Umpan 143157,5444 - Produk - 1861048,0770 Steam 1717890,5326 - Total 1861048,0770 1861048,0770 LB.4 Reaktor II ( R-220 ) Reaksi : 100C5H10O5 100C5H4O2 + 300 H2O r2 = 1,5425 Kmol/jam C 25 r ΔH _ = -4858000 KJ/Kmol Panas reaksi(∆Hr) r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP ∆HR = [∑ ni(Cpi)] (298-363) ,reaktan (C5H10O5) = [(1,8147x 319,4520) = - 37681,0912 KJ/Kmol

∆HP = [∑ ni(Cpi)] (493-298) ,produk (C5H4O2 , dan H2O C5H10O5)

= [(1,5425 x 162,2389) + (4,6275 x 74,8900) + (0,2722 H2SO4

(35)

x 319,4520] (343-298) = 116376,8582 KJ/Kmol r ΔH = ∆HR + ∆H298 + ∆HP = -37681,0912 + -4858000 + 116376,8582 = -4779304,2330 KJ/Kmol

Panas alur masuk = keluaran Heater I + Keluaran Heater II

=



  C 90 C 25 11_.Cp.dT N +



  C 90 C 25 12_.Cp.dT N = (N11_{Cp + N}12_{Cp) (363°K-298°K)} = N11_{Cp.65 + N}12_Cp.65

Tabel LB.8 Perhitungan panas masuk pada Reaktor II ( R-220 )

Senyawa F N Cp Panas masuk (KJ/Jam)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 65 24724,7520 Air 161,6796 8,9822 74,8900 65 43723,9757 Pentosan 26,6156 0,0020 26502 65 3473,3936 Pentosa 272,2048 1,8147 319,4520 65 37681,0912 Air Proses 6881,6574 382,3143 74,8900 65 1861048,0770 Total 7412,6449 393,8325 109603,2126

Panas Alur keluar =



  C 220 C 5 2 13_.Cp.dT N = N13_Cp.195

Tabel LB.9 Perhitungan panas keluar pada Reaktor II ( R-220 )

(36)

∆T N.Cp.∆T H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 195 74174,2561 Air 7126,6316 395,9240 74,8900 195 5781893,7929 Pentosan 26,6156 0,0020 26502 195 10420,1808 Pentosa 40,8307 0,2722 319,4520 195 16956,4911 Furfural 148,0794 1,5425 162,2389 195 48799,2236 Total 7412,6449 393,8325 5932243,9444

Panas keluar = 5932243,9444 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan : dt dQ = Qo – Qi + Hr = 5932243,9444 – 109603,2126 + -4779304,2330 = 1043336,4988 KJ/jam

steam yang diperlukan :

kg/jam 575,8881 KJ/kg 1811,7 KJ/jam 88 1043336,49 m  

Tabel LB.10 Neraca Panas Reaktor II ( R-220 )

Komponen Masuk (J/jam) Keluar (J/jam)

Umpan 109603,2126 - Produk - 5932243,9444 Panas Reaksi - -4779304,2330 Air Pendingin 1043336,4988 - Total 1152939,7114 1152939,7114 LB.5 Cooler I ( E-226 )

(37)

Panas masuk = Panas keluar reaktor II = 5932243,9444 KJ/jam Panas keluar =



  C 25 C 5 2 15_.Cp.dT N = N15. Cp Tabel LB.11 Perhitungan panas keluar pada cooler I (E-226)

Senyawa F N Cp Panas keluar (KJ/Jam)

N.Cp H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 380,3808 Air 7126,6316 395,9240 74,8900 29650,7374 Pentosan 26,6156 0,0020 26502 53,4368 Pentosa 40,8307 0,2722 319,4520 86,9564 Furfural 148,0794 1,5425 162,2389 250,2524 Total 7412,6449 398,4600 30421,7638

Panas Keluar = 30421,7638 J/jam

Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qo – Qi

= 5932243,9444 - 30421,7638 = 5901822,1805 KJ/mol

Air Pendingin yang diperlukan :

kg/jam 46951,6482 KJ/kg ) 8 , 0 2 (146,5 KJ/jam 1 5901822,18 C) H(5 C) H(35 Q m       

(38)

Tabel LB.12 Neraca panas Cooler I ( E-226 )

Umpan 5932243,9444 -

Produk - 30421,7638

Air Pendingin - 5901822,1805

Total 5932243,9444 5932243,9444

LB.6 Heater III ( E-314 )

Panas alur masuk =



  C 30 C 25 18_.Cp.dT N = N18_Cp.5

Panas alur keluar =



  C 111,032 C 25 19_.Cp.dT N = N19_{Cp(384,032°K-298°K)} = N19_Cp.86,032

Tabel LB.13 Perhitungan neraca panas Heater III ( E-314 )

N Cp Panas masuk (KJ/jam) Panas keluar (KJ/jam) N.Cp. T T N.Cp. T Toluena Furfural 155,7737 1,5319 152,6555 162,2389 118898,5532 1242,6384 86,032 86,032 2045816,0658 21381,3337

(39)

Total 120141,1916 2067197,3995

Sebagai sumber panas digunakan steam 230°C (Saturated) Steam yang diperlukan adalah

kg/jam 1074,7123 KJ/kg 1811,7 KJ/jam 79 1947056,20 H Q VL  

Tabel LB.14 Neraca Panas Heater III ( E-314)

Umpan 120141,1916 - Produk - 2067197,3995 Steam 1947056,2079 - Total 2067197,3995 2067197,3995 LB.7 Kondensor (E-413) Panas Masuk =



  



 K BP Vd VL N H 0 032 , 384 K BP K 98 2 Vd_.Cp.dT N

(40)

Panas Keluar = _            



    K 373 K 298 D K 373 K 98 2 Ld_.Cp.dT _N _.Cp.dT N

Tabel LB.15 Perhitungan Panas masuk pada Kondensor

Komponen Vd 298 BP cpl dT Hvl BP 349.6 cpg dT Vd  CpdT Toluena 203,2524 13067,310 33364,886 36,142 9444800,8689

Furfural 0,0400 13957,733 0 0 558,0787

Total 203,2924 9445358,9476

Panas masuk pada Kondensor = 9445358,9476 KJ/jam

Panas Keluar = _            



    K 373 K 298 D K 373 K 98 2 Ld_.Cp.dT _N _.Cp.dT N Tabel LB.16 Perhitungan panas keluar pada Kondensor

Komponen Ld 298 373 cpl dT Ld  CpdT Toluena 47,5107 11449,162 543957,1931 Furfural 0,0093 12167,914 113,7240 Total 47,5200 544070,9171 Komponen D 298 373 cpl dT D  CpdT Toluena 155,7417 11449,1615 1783112,2762 Furfural 0,0306 12167,9141 372,7915 Total 155,7724 1783485,0677

Panas keluar Kondensor = Panas Keluar alur Ld + Panas Keluar alur D

= 544070,9171 KJ/jam + 1783485,0677 KJ/jam

= 2327555,9848 KJ/jam

Panas yang diserap air pendingin :

dt dQ

(41)

= 9445358,9476 - 2327555,9848 Kj/jam = 7117802,9627 Kj/jam

Air pendingin yang dibutuhkan :

kg/jam 4 113521,578 KJ/kg ) 125,7 (188,4 KJ/jam 27 7117802,96 C) H(30 C) H(45 Q m       

Tabel LB.17 Neraca Panas Kondensor

Umpan 9445358,9476 - Produk - 2327555,9848 Air Pendingin 7117802,9627 Total 9445358,9476 9445358,9476 LB.8 Reboiler (E-411) Panas Masuk =



  



 K BP Lb VL N H 0 032 , 384 C BP K 98 2 Lb_.Cp.dT N

Tabel LB.18 Perhitungan Panas masuk pada Reboiler

Komponen Lb 298 BP cpl dT Hvl BP 384,032 cpg dT Lb  CpdT steam 230 C kondensat 230 C B (alur 23) 433,63 K Lb (alur 21) 384,032 K 433,63 K Vb (alur 22)

(42)

                    



    K BP B B VL K BP Vb Vb VL N H N H 0 0 _BP _K ₃₃₄_,₈ K 298 B 8 , 334 K BP K 98 2 Vb_.Cp.dT _N _.Cp.dT N Toluena 203,2844 13067,310 33364,886 36,142 9446286,4297 Furfural 1,5412 13957,733 0 0 21511,7857 Total 217,4098 9467798,2154

Panas masuk pada Kondensor = 9467798,2154 KJ/jam

Panas Keluar =

Tabel LB.19 Perhitungan panas keluar pada Reboiler

Komponen Vb 298 BP cpl dT Hvl BP 433,63 cpg dT Vb  CpdT Toluena 203,2524 13090,208 33364,886 4173,232 10290328,4426 Furfural 0,0400 22004,780 0,000 0,000 879,8276 Total 203,2924 _{10291208,2702} Komponen B 298 BP cpl dT Hvl BP 433,63 cpg dT B  CpdT Toluena 2,9412 13090,208 33364,886 4173,232 148906,8578 Furfural 144,1177 22004,780 0 0 3171277,4995 Total 147,0588 3320184,3573

Panas keluar Kondensor = Panas Keluar alur Vb + Panas Keluar alur B

= 10291208,2702 3320184,3573 KJ/jam

= 13611392,6276 KJ/jam Panas yang dibutuhkan :

dt dQ

= Qo – Qi

= 13611392,6276 - 9467798,2154 Kj/jam = 4143594,4122 Kj/jam

(43)

Steam yang dibutuhkan : kg/jam 2287,1305 Kj/kg 1811,7 KJ/jam 22 4143594,41 H Q VL  

Tabel LB.20 Neraca Panas Reboiler ( D-310 )

Umpan 9467798,2154 - Produk - 13611392,6276 Steam 4143594,4122 - Total 13611392,6276 13611392,6276 LB.9 Vaporizer Panas Masuk =



  C 30 C 25 17_.Cp.dT N = N17 .Cp.5 Panas Keluar =



  



 C BP VL N H 0 170 23 22 C BP K 98 2 22_.Cp.dT N

Tabel LB.21 Perhitungan panas masuk Vaporizer

Komponen F17 N17 Cp Panas masuk (KJ/jam) N.Cp. T H2SO4 70,4875 0,7193 528,8500 _2168,5698 Air 7344,8730 408,0485 74,8900 _761010,4502 Pentosan 26,6156 0,0020 26502 _4,1839

(44)

Pentosa 40,8307 0,2722 319,4520 _579,7962

furfural 1,0206 0,0106 162,2389 _23,1063

Total _763786,1063

Panas masuk pada Vaporizer = 763786,1063 KJ/jam

Panas Keluar =



  



 C BP VL N H 0 170 22 22 C BP K 98 2 22_.Cp.dT N

Tabel LB.22 Perhitungan panas keluar Vaporizer

Komponen N22 298 BP cpl dT Hvl BP 349.6 cpg dT N22 CpdT Air 401,0868 5616,7482 40656,2 33,5944 19529615,4504 Pentosan 0,0020 3100734,000 29087,2 18602,5977 7436,0282 Pentosa 0,2722 40889,8560 123,4 218,9339 12296,3068 Furfural 0,0106 22178,0514 43124,7 95,0654 704,6365 Total 19550052,4219 Komponen N23 298349.6 cpl dT N23 CpdT Asam sulfat 0,7193 76683,2500 55155,2161 Air 6,9617 10859,0465 75597,7408 Total 130752,9568

Panas keluar Vaporizer = Panas Keluar alur 22 + Panas Keluar alur 23

19550052,4219 KJ/jam + 130752,9568 KJ/jam

= 19680805,3788 KJ/jam

Panas yang dibutuhkan :

dt dQ

= Qo – Qi

= 19680805,3788 - 763786,1063 Kj/jam = 18917019,2724 Kj/jam

Steam yang dibutuhkan :

kg/jam 10441,5848 Kj/kg 1811,7 KJ/jam 724 18917019,2 H Q VL  

(45)

Komponen Masuk (J/jam) Keluar (J/jam) Umpan 763786,1063 - Produk - 19680805,3788 Steam 18917019,2724 - Total 19680805,3788 19680805,3788 LB.10 Cooler II ( E-416 ) Panas Masuk =



  C 160,632 C 5 2 21_.Cp.dT N CpdT N H N CpdT N C 632 , 160 C 21 VL 21 C C 25 21



      O BP BP Panas Keluar =



  C 30 C 5 2 26_.Cp.dT N

Tabel LB.24 Perhitungan panas masuk Cooler II ( E-416 )

Komponen N21 298 BP cpl dT Hvl BP 349.6 cpg dT N 21_{ CpdT} Toluena 0,0320 13067,310 33364,886 4185,614 1618,217 Furfural 1,5012 22004,456 - - 33033,654 Total 34651,8701

(46)

Panas Keluar =



  C 30 C 5 2 26_.Cp.dT N

Tabel LB.25 Perhitungan panas keluar Cooler II ( E-416 )

∆T N.Cp.∆T Toluena 2,9412 0,0320 152,6555 5 24,40145509 Furfural 144,1177 1,5012 162,2389 5 1217,785649

Total 147,0588 1,5332 1242,1871

Panas keluar = 1242,1871 KJ/jam Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Qo

= 34651,8701 - 1242,187104 = 33409,6830 KJ/mol

Air Pendingin yang dibutuhkan:

kg/jam 265,7890 KJ/kg ) 8 , 0 2 (146,5 KJ/jam 33409,6830 C) H(5 C) H(35 Q m       

Tabel LB.26 Neraca Panas Cooler II ( E-416 )

Umpan 34651,8701 -

Produk - 1242,1871

Total 34651,8701 34651,8701

(47)

Panas Masuk =



  C 100 C 5 2 20_.Cp.dT N Panas Keluar =



  C 30 C 5 2 25_.Cp.dT N

Tabel LB.27 Perhitungan panas masuk Cooler III ( E-417 )

∆T N.Cp.∆T Toluena 14328,2396 155,7417 152,6555 75 _1783112,2762 Furfural 2,9412 0,0306 162,2389 75 372,7915 Total 14331,1808 155,7724 1783485,0677

Panas Keluar =



  C 30 C 5 2 25_.Cp.dT N

Tabel LB.28 Perhitungan panas keluar Cooler III ( E-417 )

∆T N.Cp.∆T Toluena 14328,2396 155,7417 152,6555 5 118874,1517

Furfural 2,9412 0,0306 162,2389 5 24,8528

Total 14331,1808 155,7724 118899,0045

(48)

Panas yang dilepaskan : dt dQ = Qi – Qo = 1783485,0677 - 118899,0045 = 1664586,0632 KJ/jam

Tabel LB.29 Neraca Panas Cooler III ( E-417 )

Umpan 1783485,0677 -

Produk - 118899,0045

Total 1783485,0677 1783485,0677

LB.12 Cooler IV ( E-513 )

Panas Masuk = Alur 23 keluaran Vaporizer = 130752,9568 KJ/jam

(49)

Panas Keluar =



  C 30 C 5 2 26_.Cp.dT N

Tabel LB.30 Perhitungan panas keluar Cooler IV ( E-513 )

∆T N.Cp.∆T Asam sulfat 70,4875 0,7193 528,8500 5 1901,9040

Air 125,3111 1,3053 74,8900 5 488,7785

Total 195,7986 2,0246 2390,6825

Panas keluar = 2390,6825 KJ/jam Panas yang dilepaskan :

dt dQ

= Qi – Qo

= 130752,9568 - 2390,6825 = 128362,2743 KJ/mol

Tabel LB.31 Neraca Panas Cooler IV ( E-513 )

Umpan 130752,9568 -

Produk - 2390,6825

(50)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

Rumus densitas campuran, ρcampuran

Ρcampuran = ∑%berati.ρi (Reid, et all., 1977)

Rumus densitas campuran, μcampuran

Ln µcamp = Σ(ln µi.%berat) (Reid, et all., 1977)

µcamp = exp (Ln µcamp)

Data densitas dan viskositas masing-masing zat diperoleh dari program teknik kimia Hysys version 3,2.

1. Tangki Penyimpanan H2SO4 (F-122)

Fungsi : Menyimpan H2SO4 untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi : Carbon steel, SA – 285 Grade. C

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi :

Tekanan : 1atm

Temperatur : 30C

Laju alir massa = 210,5362 kg/jam

H2SO4 = 1.2610 kg/m3 (Perry & Green, 1999)

Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 2610 . 1 / 24 30 / 5362 , 210 m kg hari jam x hari x jam kg = 12,0211 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 12,0211 m3 = 14,4253 m3

(51)

b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan :

 Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2) (Brownell&Young,1959)

 Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) (Brownell&Young,1959)

- Volume shell tangki ( Vs)

Vs =  4 1 Di2 H Vs = 3 8 3 D  = 1,1775 D3 - Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3 24D  = 0,1308 D3 _{(Peters, et.al., 2004)} - Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 14,4253 m3 = 1,3084 D3 D3 =11,0257 m3 D = 2,2257 m = 7,3022ft Hs = 3,3386 m = 10,9533ft

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 2,2257 m = 7,3022 ft Hh = 0,5564 m = 1,8256 ft

Ht = Hs + Hh = 3,8950 m = 12,7789 ft

d. Tebal shell tangki

Volume cairan = 12,0211m3 Volume tangki = 14,4253 m3

Tinggi cairan dalam tangki = ₃

3 4253 , 14 12,0211 m m x 3,3386 m = 3,2458 m Tekanan hidrostatik : P =  x g x l = 1.2610 kg/m3_{x 9,8 m/det}2_{x 3,2458 m} = 401.113,2190 Pa = 58,1767 Psi

(52)

Faktor kelonggaran = 20%

Tekanan udara luar = 1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 58,1767) = 87,4472 psi = 602,9259 Kpa

Joint efficiency (E) = 0,85 (Peters, et.al., 2004)

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004)

Faktor korosi (Cc) = 0,125 in/tahun x 10 tahun = 1,25 in = 0,032 m (Perry&Green,1999)

Tebal shell tangki :

t = Cc P SE PD _  21, 2 (Peters, et.al., 2004) =

_



_

_



_



_

m x 602,9259Kpa 0,032 2 , 1 85 , 0 Kpa 94500 2 m 2,2257 Kpa 602,9259 _  = 0,0401 m = 1,5791 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1 3/4 in (Brownell&Young,1959)

e. Tebal tutup tangki

_



_

_



_



_

m x 602,9259Kpa 0,032 2 , 1 85 , 0 Kpa 94500 2 m 2,2257 Kpa 602,9259 _  = 0,0401 m = 1,5791 in

2. Tangki Penyimpanan Toluena (F-312)

Fungsi : Menyimpan Toluena untuk kebutuhan 1 hari Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi :

Tekanan : 1atm

Temperatur : 30C

(53)

Toluena = 866,186 kg/m3 (Perry & Green, 1999)

Kebutuhan perancangan = 7 hari Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 866,186 / 24 7 / 14549,4221 m kg hari jam x hari x jam kg = 2821,9139 m3 Volume larutan dalam 1 unit tangki, Vl = 2821,9139 m3/2 = 1410,9570 m3

Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 2821,9139 m3 = 3386,2967 m3 _{Volume larutan dalam 1 unit tangki, V}

l = 3386,2967 m3/2 =1693,1484 m3

 Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2)

 Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4)

Vs =  4 1 Di2 H Vs = 3 8 3 D  = 1,1775 D3

- Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3 24D  = 0,1308 D3 (Peters, et.al., 2004) - Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 1693,1484 m3 = 1,3084 D3 D3 = 1294,1261 m3 D = 10,8975 m = 35,7528 ft Hs = 16,3462 m = 53,6293 ft

(54)

Hh = 2,7244m = 8,9382 ft

Ht = Hs + Hh = 19,0706 m = 62,5675 ft

Volume cairan = 1410,9570 m3 Volume tangki = 1693,1484 m3

3 1693,1484 1410,9570 m m x 19,0706 m = 15,8921 m Tekanan hidrostatik : P =  x g x l = 866,186 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 15,8921 m = 134902,3997 Pa = 19,5660 Psi Faktor kelonggaran = 20 %

Tekanan udara luar = 1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 19,5660) = 41,1143 psi = 283,4728796 Kpa

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004) Faktor korosi (Cc) = 0,125 in/tahun x 10 tahun =1,25 in = 0,032 m

Tebal shell tangki :

t = Cc P SE PD   21, 2 (Peters, et.al., 2004) =









94500Kpa



0,85



1,2



313,523384KPa



0,032m 2 m 10,8975 Kpa 313,523384 _  = 0,0522 m = 2,0547 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 2 1/8 in (Brownell&Young,1959)









94500Kpa



0,85



1,2



313,523384 KPa



0,032m 2 m 10,8975 Kpa 313,523384 _  = 0,0522 m = 2,0547 in

Maka tebal tutup standar yang digunakan = 2 1_/

(55)

3. Tangki Penyimpanan Furfural (F-610)

Fungsi : Menyimpan Furfural untuk kebutuhan 30 hari Bahan konstruksi : Low alloy steel SA- 387

Kondisi operasi :

Tekanan : 1atm

Temperatur : 30C

Laju alir massa = 147,0588 kg/jam

campuran = 1097,5988 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 30 hari Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 1097,5988 / 24 30 / 147,0588 m kg hari jam x hari x jam kg = 96,4672 m3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 96,4672 m3 = 115,7607 m3

 Tinggi shell : diameter (Hs : D = 3 : 2)

 Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4)

Vs =  4 1 Di2 H Vs = 3 8 3 D  = 1,1775 D3

- Volume tutup tangki (Vh)

Vh = 3

24D 

(56)

- Volume tangki (V) V = Vs + Vh = 1,3083 D 3 115,7607 m3 = 1,3084 D3 D3 = 88,4795 m3 D = 4,4560 m = 14,6195 ft Hs = 6,6840 m = 21,9293 ft

Diameter tutup = diameter tangki = 4,4560 m Hh = 1,1140 m = 3,6549 ft

Ht = Hs + Hh = 7,7980 m = 25,5841 ft

Volume cairan = 96,4672 m3 Volume tangki = 115,7607 m3

3 7607 , 115 4672 , 96 m m x 4,4560 m = 6,4984 m Tekanan hidrostatik : P =  x g x l = 1097,5988 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 6,4988 m = 69899,5015 Pa = 10,1381Psi Faktor kelonggaran = 20 %

Tekanan udara luar =1 atm = 14,6960 psi maka :

Pdesign = (1,2) (14,6960 + 10,1381) = 178,7868 psi = 1232,6896 Kpa

Allowable stress (S) = 13706,091 psia = 94500 KPa (Peters, et.al., 2004) Faktor korosi (Cc) = 0,125 in/tahun x 10 tahun= 1,25 inc = 0,032 m Tebal shell tangki :

t = Cc P SE PD _  21, 2 (Peters, et.al., 2004)

(57)

=

_



_{ }



_



_

0,032m Kpa 1232,6986 2 , 1 8 , 0 Kpa 94500 2 m 1,4079 Kpa 1232,6896 _  = 0,0660 m = 2,5982 in

_



_{ }



_



_

0,032m Kpa 1232,6986 2 , 1 8 , 0 Kpa 94500 2 m 1,4079 Kpa 1232,6896   = 0,0660 m = 2,5982 in

4. Cutting Machine (C-112)

Fungsi : Mengecilkan ukuran kulit kapas sebelum masuk kedalam tangki pencampur (M-110).

Jenis : Rotary knife

Bahan konstruksi : Baja karbon

Diameter awal umpan ( kulit kapas ) = 50000 (http:viewtopic.php/kapas, 2009) m Diameter akhir setelah proses = 3000 m

Dari persamaan 12.3 (Walas, 1988)

) / 1 / 1 ( 10W_i d d_i W  

Dimana : di = diameter awal umpan

d = diameter akhir umpan Wi = tegangan dari material

Berdasarkan tabel 12.2 dipilih untuk semua material

Wi = 13,81 (Walas, 1988)

Maka W 10x13,81(1/ 3000 1/ 50000)1,9037Hp Maka dipilih daya motor 2 hp.

(58)

5. Screw Conveyor (J-113)

Fungsi : transportasi kulit kapas dari cutting machine (C-112) menuju mixer

Jenis : horizontal screw conveyor

Bahan konstruksi : Baja karbon Jumlah : 1unit

Data :

Bahan masuk (kulit kapas) = 1.423,83 kg/jam = 3138,9953 lb/jam

Densitas kulit kapas =0,24 gr/cm3 _{(www.ift.co.za)}

_₁₄_,₉₈₂₇_lb_/ _ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Panjang screw conveyor diperkirakan = 12 m = 39,37 ft

sekon ft jam ft ja jam x ft lb jam lb conveyer volumetrik Laju / 1,3967 / 5028,1945 ker 12 / 1 2 / 9827 , 14 / 3138,9953 3 3 3    Daya = 000 . 33 CxLxF

Dimana : C = kapasitas conveyor (ft3_/menit)

L = panjang conveyor (ft)

W= berat material (lb/ft3) = 40 lb/ft3 (Walas, 1988) F = Faktor material = 2 (Walas, 1988)

Daya = ft sekon ft lb ft 0,1333Hp 000 . 33 2 / 40 37 , 39 / 1,3967 3 3    

Maka dipilih daya motor 0,25 hp.

6. Screw Conveyor (J-131)

Fungsi : transportasi campuran kulit kapas kulit kapas dan asam sulfat dari Mixer (M-110) menuju Filter Press (H-130)

Jenis : horizontal screw conveyor Bahan konstruksi : Baja karbon

(59)

Data :

Bahan masuk = 1.708,59 kg/jam = 3766,7943 lb/jam Densitas campuran = 0,389gr/cm3

__24,2844_lb_/ _ft3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Panjang screw conveyor diperkirakan = 12 m = 39,37 ft

sekon ft jam ft ja jam x ft lb jam lb conveyer volumetrik Laju / 1,0341 / 3722,6736 ker 12 / 1 2 / 24,2844 / 3766,7943 3 3 3    Daya = 000 . 33 CxLxF

Dimana : C = kapasitas conveyor (ft3/menit) L = panjang conveyor (ft)

W= berat material (lb/ft3) = 40 lb/ft3 (Walas, 1988) F = Faktor material = 2 (Walas, 1988)

Daya = ft sekon ft lb ft 0,0987 Hp 000 . 33 2 / 40 37 , 39 / 1,0341 3 3    

Maka dipilih daya motor 0,125 hp.

7. Bucket Elevator (J-111)

Fungsi : mengangkut kulit kapas dari cutting machine (C-112) menuju mixer (M-110)

Jenis : Spaced-Bucket Centrifugal-Discharge Elevator

Bahan : Malleable-iron

Jumlah : 1 unit Kondisi operasi :

- Temperatur (T) : 30 0C

- Tekanan (P) : 1 atm (14,699 psi) Laju bahan yang diangkut = 1.423,826 kg/jam

Faktor kelonggaran, fk = 12 % (Perry & Green, 1999) Kapasitas = 1,12 x 1.423,826 kg/jam = 1594,68512 kg/jam = 1,5947 ton/jam Untuk bucket elevator kapasitas < 14 ton/jam, spesifikasi :

(60)

- Ukuran bucket = (6 x 4 x 4¼) in (Perry & Green, 1999) - Jarak antar bucket = 12 in = 0,305 m

- Kecepatan bucket = 225 ft/mnt = 68,6 m/mnt = 1,143 m/s - Kecepatan putaran = 43 rpm

- Lebar belt = 7 in = 0,1778 m =17,78 cm Perhitungan daya yang dibutuhkan (P):

ΔZ m 0,07

P_ 0,63 _{(Peters, et.al., 2004)}

Dimana: P = daya (kW)

m = laju alir massa (kg/s) ∆Z = tinggi elevator (m) m = 1.423,826 kg/jam = 0,3955 kg/s ∆Z = 25 ft = 7,62 m Maka : P = 0,07 x (0,3955)0,63 x 7,62 = 0,2973 kW = 0,3987 hp Maka dipilih daya motor 0,5 hp.

8. Tangki pengenceran H2SO4 (M-120)

Fungsi : Untuk mengencerkan H2SO4 dari 36 % menjadi 26,6%.

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi : Tekanan : 1 atm Temperatur : 30C

Laju alir massa total = 284,7652 kg/jam

campuran = 1209,4053 kg/m3

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan:

(61)

Volume larutan, Vl = ₃ / 1209,4053 / 284,7652 m kg jam kg _{= 0,2355 m}3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 0,2355 m3 = 0,2826 m3

b. Diameter dan tinggi shell

Karena sistem pengadukan menggunakan turbin berdaun enam dengan rancangan standar, maka tinggi larutan (H) harus = Di

H = Di

, dimana HT = hs + hh

HT = x H

Volume silinder tangki (Vs)

Volume alas tutup tangki (Vh) ( Perry & Green, 1999)

HT x VL =

x π D

i3

(h

s

+ h

h

)

VL =

x π D

i3 Di = = = 0,5646 m H = Di =0,5646 m = 1,8523 ft HT = x 0,5646 = 0,6775 m Direncanakan : hh : Di = 1: 4

(62)

Dimana : hh = tinggi head

Di = diameter dalam tangki

Tinggi tutup = hh = ¼ Di

= ¼ x 0,6775 m

= 0,1411 m = 0,4642 ft

Tinggi shell tangki hs= hT - hh = 0,6775 - 0,1411

= 0,5364 m d. Tebal shell tangki

Volume cairan = 0,2355 m3

Volume tangki = 0,2826 m3

Tinggi cairan dalam tangki = H = 0,5646 m Tekanan hidrostatik :

P =  x g x l

= 403,4307 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,5646 m = 6691,6029 Pa = 0,9870 psi

Faktor kelonggaran = 20% Tekanan udara luar = 14,9458 psi

maka : Pdesign = (1,2) (14,9458 + 0,9870) = 19,1194 psi

Untuk bahan konstruksi Carbon steel, SA – 283, Gr. C:

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell & Young,1959) Allowable stress (S) = 12650 (Brownell & Young,1959) Umur Alat (n) = 10 tahun

Faktor korosi (CA) = 0,125 in/tahun Tebal shell tangki :

t = nCA

P SE

PD _

 21,

2 (Brownell & Young,1959)

=

 





psi

 



psi



in ft in x ft psi ) 125 , 0 ( 10 19,1194 2 , 1 8 , 0 16250 2 1 / 12 1,8523 19,1194 _  = 1,2710 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell & Young,1959)

(63)

t = nCA P

SE

PD _

 20,

2 (Brownell & Young,1959)

=

 





psi

 



psi



in ft in x ft psi ) 125 , 0 ( 10 19,1194 2 , 1 8 , 0 16250 2 1 / 12 1,8523 19,1194   = 1,2710 in

Maka tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell & Young,1959)

Perencanaan sistem pengaduk

Jenis pengaduk : turbin daun enam datar Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,5646 m = 0,1882 m E/Da = 1 ; E = 0,1882 m L/Da = ¼ ; L = ¼ x 0,1882 m = 0,0470 m W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,1882 m = 0,0376 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,5646 m = 0,1544 m Dt = diameter tangki Da = diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 10 putaran/det Bilangan Reynold,

 

   i 2 Re D N N (Geankoplis, 2003)



 



_2443294,49₅ 0,0126 1,8523 10 403,4307 2 Re   N

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

(Geankoplis, 2003) Dari figure 3.4-4 (Geankoplis, 2003) dengan menggunakan kurva 1 untuk pengaduk jenis Marine propeller daun tiga dengan 4 baffle, diperoleh

Np = 5 5 3 _Da N Np P  

(64)

P = 5 x 1209,4053 x (10)3 x (0,1882)5 = 1,42757 kg. m2/s2

= 0,0019 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

8 , 0 0,0019

= 0,0024 hp Maka dipilih daya motor penggerak 0,125 hp.

9. Tangki pencampur H2SO4 dan kulit kapas (M-110)

Fungsi : Untuk mencampur H2SO4 dan kulit kapas untuk kebutuhan 1

jam proses berlangsung

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi : Tekanan : 1 atm Temperatur : 30C

Komponen Massa (kg/jam) % berat  (kg/m3₎

H2SO4 75,7930 0,0444 1842 H2O 208,9722 0,1223 995,2 Kulit kapas 1423,8260 0,8333 240 Total 1708,5912 1 campuran = 0,0444 x 1842 + 0,1223 x 995,2 + 0,8333 x 240 = 403,4307 kg/m3 Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor kelonggaran = 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume larutan, Vl = ₃ / 403,4307 / 1708,5912 m kg jam kg _{= 4,2352 m}3 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 4,2352 m3 = 5,0822 m3

(65)

b. Diameter dan tinggi shell

Karena sistem pengadukan menggunakan turbin berdaun enam dengan rancangan standar, maka tinggi larutan (H) harus = Di

H = Di

, dimana HT = hs + hh

HT = x H

Volume silinder tangki (Vs)

Volume alas tutup tangki (Vh) ( Perry & Green, 1999)

HT x VL =