LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi = 15000 ton/tahun
Satuan massa = kg/jam
Waktu operasi pertahun = 330 hari Sehingga kapasitas produksi :
= 15000 tahun
ton
x 1000 ton
kg x
hari 330
tahun 1
x
jam 24
hari 1
=
1.893,9394 kg/jamTabel LA.1 Komposisi Sabut Kelapa Sawit
NO Komposisi %
1 Selulosa 59,6 0,596
2 Lignin 28,5 0,285
3 Lemak 1,9 0,019
4 Protein 3,6 0,036
5 Abu 5,6 0,056
6 Impuritis 0,8 0,008
Untuk basis bahan baku 1000 kg/jam dihasilkan glukosa sebanyak 715,4037 kg/jam, maka untuk kapasitas produksi 15000 ton/tahun di peroleh kapasitas bahan baku sebanyak 2.647,3716 kg/jam. Dengan faktor pengalinya:
Faktor pengali : x1000kg/ jam
kg/jam 715,4037
kg/jam 1.893,9394
LA.1 Hammer Mill (HM-01)
Neraca massa total : F1 + F2 = F3 Neraca massa komponen : a. Selulosa
F1 Selulosa = 0,596 x F1
= 0,596 x 2.647,3716 kg/jam = 1.577,8335 kg/jam
F3 Selulosa = F1 Selulosa
= 1.577,8335 kg/jam b. Lignin
F1 Lignin = 0,285 x F1
= 0,285 x 2.647,3716 kg/jam = 754,5009 kg/jam
F3 Lignin = F1 Lignin
= 754,5009 kg/jam c. Lemak
F1 Lemak = 0,019 x F1
= 0,019 x 2.647,3716 kg/jam = 50,3001 kg/jam
F3 Lemak = F1 Lemak = 50,3001 kg/jam
3 2 1
F1 Selulosa
Lignin Lemak Protein Abu Impuritis
F3 Selulosa
Lignin Lemak Protein Abu H2O
Impuritis F
2
d. Protein
F1 Protein = 0,036 x F1
= 0,036 x 2.647,3716 kg/jam = 95,3054 kg/jam
F3 Protein = F1 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu
F1 Abu = 0.056 x F1
= 0,056 x 2.647,3716 kg/jam = 148,2528 kg/jam
F3 Abu = F1 Abu
= 148,2528 kg/jam f. Impuritis
F1 Impuritis = 0,008 x F1
= 0,008 x 2.647,3716 kg/jam = 21,1790 kg/jam
F3 Impuritis = F1 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O
Air yang masuk pada alur 2 (F2) adalah sebanyak 1:2 dari alur 1 (F1). F2 H2O = ½ x F1
= ½ x 2.647,3716 kg/jam = 1.323,6858 kg/jam F3 H2O = F2 H2O
Tabel LA.2 Neraca Massa Hammer Mill (HM-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 1 (kg/jam) Alur 2 (kg/jam) Alur 3 (kg/jam)
Selulosa 1.577,8335 - 1.577,8335
Lignin 754,5009 - 754,5009
Lemak 50,3001 - 50,3001
Protein 95,3054 - 95,3054
Abu 148,2528 - 148,2528
Impuritis 21,1790 - 21,1790
H2O - 1.323,6858 1.323,6858
Sub Total 2.647,3716 1.323,6858 3.971,0574
Total 3.971,0574 3.971,0574
LA.2 Reaktor Hidrolisa (RH-01)
HCl 37%
Reaksi : (C6H10O5)n + H2O n(C6H12O6) Konversi : 99.5%
Neraca massa total : F3 + F4 = F5 Neraca massa komponen : a. Lignin
F5 Lignin = F3 Lignin
= 754,5009 kg/jam 5 4
3
F5 C6H12O6
Lignin Lemak Protein Abu Impuritis
H2O F3
Selulosa Lignin Lemak Protein Abu H2O
Impuritis
b. Lemak
F5 Lemak = F3 Lemak = 50,3001 kg/jam c. Protein
F5 Protein = F3 Protein = 95,3054 kg/jam d. Abu
F5 Abu = F3 Abu
= 148,2528 kg/jam e. Impuritis
F5 Impuritis = F3 Impuritis = 21,1790 kg/jam f. HCl
HCl yang ditambahkan pada alur 4 (F4) sebanyak 10% dari alur 1 (F1).
F4 = 0,1 x F1
= 0,1 x 2.647,3716 kg/jam = 264,7372 kg/jam
F4 HCl = 37% x F4
= 0,37 x 264,7372 kg/jam = 97,9527 kg/jam
F5 HCl = F4 HCl
= 97,9527 kg/jam g. Selulosa
Mencari BM Selulosa : (C6H10O5)n = (C6H10O5)1000
Derajat polimerisasi selulosa (n) = 1.000 (Weilen, tanpa tahun) Maka : C = 6 x 1.000 x 12 = 72.000
H = 10 x 1.000 x 1 = 10.000 O = 5 x 1.000 x 16 = 80.000
Total = 162000 kg/kmol Sehingga BM selulosa = 162.000 kg/kmol
N3 Selulosa =
Selulosa BM
=
kg/kmol 162.000
kg/jam 1.577,8335
= 0,00974 kmol/jam
r =
∂
Selulosa X.N2
=
1
kmol/jam 0,00974
x 0,995
= 0,00969 kmol/jam
Banyaknya air yang masuk ke dalam reaktor hidrolisa : F4 H2O = F4 – F4 HCl
= 264,7372 kg/jam – 97,9527 kg/jam = 166,7844 kg/jam
Total air yang masuk = F4 H2O + F3 H2O
= 166,7844 kg/jam + 1323,6858 kg/jam = 1490,4702 kg/jam
= 82,8039 kmol/jam
Air yang bereaksi = 0,0097 x 1000 = 9,6910 kmol/jam
HCl 95%
(C6H10O5)n + H2O n(C6H12O6)
M 0,00974 82,8039
R 0,00969 9,6910 9,6910 S 4,86986E-05 73,1129 9,6910
F5 Selulosa = 4,86986E-05 kmol/jam x BM Selulosa = 4,86986E-05 kmol/jam x 162000 kg/kmol = 7,8892 kg/jam
F5 H2O = 73,1129 kmol/jam x BM H2O
F5 C6H12O6 = 9,6910 kmol/jam x BM C6H12O6
= 9,6910 kmol/jam x 180 kg/kmol = 1.744,3825 kg/jam
Tabel LA.3 Neraca Massa Reaktor Hidrolisa (RH-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 3 (kg/jam) Alur 4 (kg/jam) Alur 5 (kg/jam)
Selulosa 1577,8335 - 7,8892
Lignin 754,5009 - 754,5009
Lemak 50,3001 - 50,3001
Protein 95,3054 - 95,3054
Abu 148,2528 - 148,2528
Impuritis 21,1790 - 21,1790
H2O 1323,6858 166,7844 1316,0319
C6H12O6 - - 1744,3825
HCl - 97,9527 97,9527
Sub Total 3971,0574 264,7372 4235,7945
Total 4235,7945 4235,7945
LA.3 Cooler (C-01)
.
Neraca massa total : F5 = F6 Neraca massa komponen : a. Selulosa
F6 Selulosa = F5 Selulosa = 7,8892 kg/jam
6 5
F6 Selulosa
Lignin Lemak Protein Abu Impuritis
H2O HCl C6H12O6
HMF F5
C6H12O6 Lignin Lemak Protein Abu Impuritis
b. Lignin
F6 Lignin = F5 Lignin
= 754,5009 kg/jam c. Lemak
F6 Lemak = F5 Lemak = 50,3001 kg/jam d. Protein
F6 Protein = F5 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu
F6 Abu = F5 Abu
= 148,2528 kg/jam f. Impuritis
F6 Impuritis = F5 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O
F6 H2O = F5 H2O
= 1.316,0319 kg/jam h. HCl
F6 HCl = F5 HCl
= 97,9527 kg/jam i. HMF (Hidroksi Metil Furfural)
Hidroksi metil furfural terbentuk beberapa saat setelah reaksi terjadi yang berasal dari 1% glukosa yang terbentuk. Terbentuknya HMF menyebabkan perubahan warna pada produk.
F6 HMF = 1% x F6 C6H12O6
= 0,01 x 1.744,3825 kg/jam = 17,4438 kg/jam
j. C6H12O6
F6 C6H12O6 = F5 C6H12O6 – F6 HMF
FP - 102
Tabel LA.4 Neraca Massa Cooler (C-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 5 (kg/jam) Alur 6 (kg/jam)
Selulosa 7,8892 7,8892
Lignin 754,5009 754,5009
Lemak 50,3001 50,3001
Protein 95,3054 95,3054
Abu 148,2528 148,2528
Impuritis 21,1790 21,1790
H2O 1316,0319 1316,0319
C6H12O6 1744,3825 1726,9387
HCl 97,9527 97,9527
HMF - 17,4438
Total 4235,7945 4235,7945
LA.4 Filter Press (FP-01)
Asumsi : Semua bahan padatan dapat dipishkan dari cairan, dan cairan yang terikut bersama padatan sebanyak 0.1%.
b. Lignin
F7 Lignin = F6 Lignin
= 754,5009 kg/jam c. Lemak
F7 Lemak = F6 Lemak = 50,3001 kg/jam d. Protein
F7 Protein = F6 Protein = 95,3054 kg/jam e. Abu
F7 Abu = F6 Abu
= 148,2528 kg/jam f. Impuritis
F7 Impuritis = F6 Impuritis = 21,1790 kg/jam g. H2O
F7 H2O = 0,1% x F6 H2O
= 0,001 x 1.316,0319 kg/jam = 1,3160 kg/jam
F8 H2O = F6 H2O – F7 H2O
= 1.316,0319 kg/jam – 1,3160 kg/jam = 1.314,7159 kg/jam
h. HCl
F7 HCl = 0,1% x F6 HCl
= 0,001 x 97,9527 kg/jam = 0,0980 kg/jam
F8 HCl = F6 HCl – F7 HCl
= 97,9527 kg/jam – 0,0980 kg/jam = 97,8548 kg/jam
i. HMF
F7 HMF = 0,1% x F6 HMF
= 0,0174 kg/jam F8 HMF = F6 HMF – F7 HMF
= 17,4438 kg/jam – 0,0174 kg/jam = 17,4264 kg/jam
j. C6H12O6
F7 C6H12O6 = 0,1% x F6 C6H12O6
= 0,001 x 1.726,9387 kg/jam = 1,7269 kg/jam
F8 C6H12O6 = F6 C6H12O6 – F7 C6H12O6
= 1.726,9387 kg/jam – 1,7269 kg/jam = 1.725,2118 kg/jam
Tabel LA.5 Neraca Massa Filter Press (FP-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 6 (kg/jam) Alur 7 (kg/jam) Alur 8 (kg/jam)
Selulosa 7,8892 7,8892 -
Lignin 754,5009 754,5009 -
Lemak 50,3001 50,3001 -
Protein 95,3054 95,3054 -
Abu 148,2528 148,2528 -
Impuritis 21,1790 21,1790 -
H2O 1.316,0319 1,3160 1.314,7159
C6H12O6 1.726,9387 1,7269 1.725,2118
HCl 97,9527 0,0980 97,8548
HMF 17,4438 0,0174 17,4264
Sub Total 4.235,7945 1.080,5857 3.155,2089
LA.5 Reaktor Netralisasi (RN-01)
Reaksi : HCl + NaOH NaCl + H2O Konversi : 100% terhadap HCl
Neraca massa total : F8 + F9 = F10 Neraca massa komponen : a. C6H12O6
F10 C6H12O6 = F8 C6H12O6
= 1.725,2118 kg/jam b. HMF
F10 HMF = F8 HMF
= 17,4264 kg/jam c. NaOH
F10 HCl = F8 HCl – (r.ԏ.M)
0 = 97,8548 kg/jam – (r x 1 x 36,458) r = 2,6840 kmol/jam
F10 NaOH = F9 NaOH – (r.ԏ.M)
0 = F9 NaOH – (2,6840 kmol/jam x 1 x 40 kg/kmol) F9 NaOH = 107,3617 kg/jam
F9 NaOH = 37% x F9
10 9
8
F10 H2O
NaCl C6H12O6
HMF F9
NaOH 37% H2O 63 %
F8 H2O
HCl C6H12O6
107,3617 kg/jam = 0,37 x F9
F9 = 290,1667 kg/jam d. NaCl
F10 NaCl = F8 NaCl + (r.ԏ.M)
= 0 + (2,6840 kmol/jam x 1 x 58,45 kg/kmol) = 156,8822 kg/jam
e. H2O
F10 = F8 + F9
= 3.155,2089 kg/jam + 290,1667 kg/jam = 3.445,3756 kg/jam
F10 H2O = F10 – (F10 NaCl + F10 C6H12O6 + F10 HMF)
= 3.445,3756 kg/jam – (156,8822 kg/jam + 1.725,2118 kg/jam + 17,4264 kg/jam)
= 1.545,8551 kg/jam F9 H2O = F9 – F9 NaOH
= 290,1667 kg/jam – 107,3617 kg/jam = 182,8050 kg/jam
Tabel LA.6 Neraca Massa Reaktor Netralisasi (RN-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 8 (kg/jam) Alur 9 (kg/jam) Alur 10 (kg/jam)
H2O 1.314,7159 182,8050 1.545,8551
C6H12O6 1.725,2118 - 1.725,2118
HCl 97,8548 - -
HMF 17,4264 - 17,4264
NaOH - 107,3617 -
NaCl - - 156,8822
Sub Total 3.155,2089 290,1667 3.445,3756
LA.6 Dekanter (DK–01)
Asumsi : Semua NaCl dapat dipisahkan, tetapi C6H12O6, H2O dan HMF terikut
sebanyak 0.1% bersama NaCl. Neraca massa total : F10 = F11 + F12
Densitas dari : ρH2O = 1 gr/cm3
ρHMF = 1.29 gr/cm3 ρC6H12O6 = 1.54 gr/cm3
ρNaCl = 2.16 gr/cm3 Neraca massa komponen :
a. C6H12O6
F11 C6H12O6 = 0,1% x F10 C6H12O6
= 0,001 x 1.725,2118 kg/jam = 1,7252 kg/jam
F12 C6H12O6 = F10 C6H12O6 – F11 C6H12O6
= 1.725,2118 kg/jam – 1,7252 kg/jam = 1.723,4866 kg/jam
b. H2O
F11 H2O = 0,1% x F10 H2O
= 0,001 x 1.545,8551 kg/jam = 1,5459 kg/jam
F12 H2O = F10 H2O – F11 H2O
12
11 10
F11 H2O
NaCl C6H12O6
HMF
F12 H2O
C6H12O6
HMF F10
H2O
NaCl C6H12O6
TDL -101
= 1.545,8551 kg/jam - 1,5459 kg/jam = 1.544,3093 kg/jam
c. HMF
F11 HMF = 0,1% x F10 HMF
= 0,001 x 17,4264 kg/jam = 0.0174 kg/jam
F12 HMf = F10 HMF – F11 HMF
= 17,4264 kg/jam - 0.0174 kg/jam = 17,4090 kg/jam
d. NaCl
F11 NaCl = F10 NaCl
= 156,8822 kg/jam
Tabel LA.7 Neraca Massa Tangki Dekanter (DK-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 10 (kg/jam) Alur 11 (kg/jam) Alur 12 (kg/jam)
H2O 1.545,8551 1,5459 1.544,3093
C6H12O6 1.725,2118 1,7252 1.723,4866
HMF 17,4264 0,0174 17,4090
NaCl 156,8822 156,8822 -
Sub Total 3.445,3756 160,1707 3.285,2048
Total 3.445,3756 3.445,3756
LA.7 Tangki Decolorizing (TDL-01)
14 13
12 F13
-Karbon Aktif
F14 -H2O
-C6H12O6
-Karbon Aktif F12
H2O
C6H12O6
Asumsi : HMF yang menyebabkan warna, habis terserap oleh karbon aktif. Neraca massa total : F12 + F13 = F14
Neraca massa komponen : a. C6H12O6
F14 C6H12O6 = F12 C6H12O6
= 1.723,4866 kg/jam b. H2O
F14 H2O = F12 H2O
= 1.544,3093 kg/jam c. Karbon aktif
Karbon aktif yang ditambahkan pada alur 13(F13) adalah 2.2% dari alur 1(F1).
F13 Karbon aktif = 2,2% x F1
= 0,022 x 2647,3716 kg/jam = 58,2422 kg/jam
F14 Karbon aktif = F13 Karbon aktif + F12 HMF = 58,2422 kg/jam + 17,4090 kg/jam = 75,6511 kg/jam
Tabel LA.8 Neraca Massa Tangki Decolorizing (TDL-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 12 (kg/jam) Alur 13 (kg/jam) Alur 14 (kg/jam)
H2O 1.544,3093 - 1.544,3093
C6H12O6 1.723,4866 - 1.723,4866
HMF 17,4090 - -
Karbon aktif - 58,2422 75,6511
Sub Total 3.285,2048 58,2422 3.343,4470
FP - 102
LA.8 Filter Press (FP-02)
Asumsi : Semua karbon aktif dapat dipisahkan, tetapi cairan C6H12O6 dan H2O
terikut sebanyak 0.1% bersama karbon aktif. Neraca massa total : F14 = F15 + F16
Neraca massa komponen: a. C6H12O6
F15 C6H12O6 = 0,1% x F14 C6H12O6
= 0,001 x 1.723,4866 kg/jam = 1,7235 kg/jam
F16 C6H12O6 = F14 C6H12O6 – F15 C6H12O6
= 1.723,4866 kg/jam- 1,7235 kg/jam = 1.721,7631 kg/jam
b. H2O
F15 H2O = 0,1% x F14 H2O
= 0,001 x 1.544,3093 kg/jam = 1,5443 kg/jam
F16 H2O = F14 H2O – F15 H2O
= 1.544,3093 kg/jam – 1,5443 kg/jam = 1.542,7650 kg/jam
c. Karbon aktif
F15 Karbon aktif = F14 Karbon aktif = 75,6511 kg/jam
F15 H2O
C6H12O6
Karbon aktif
F16 H2O
C6H12O6
16
15 14
F14 H2O
C6H12O6
EV - 101
Tabel LA.9 Neraca Massa Filter Press (FP-02)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 14 (kg/jam) Alur 15 (kg/jam) Alur 16 (kg/jam)
H2O 1.544,3093 1,5443 1.542,7650
C6H12O6 1.723,4866 1,7235 1.721,7631
Karbon aktif 75,6511 75,6511 -
Sub Total 3.343,4470 78,9189 3.264,5281
Total 3.343,4470 3.343,4470
LA.9 Evaporator (EV-01)
Fungsi : Untuk memekatkan larutan C6H12O6.
Kepekatan : 78%
Neraca massa total : F16 = F17 + F18 Neraca massa komponen :
a. C6H12O6
F18 C6H12O6 = F16 C6H12O6
= 1.721,7631 kg/jam b. H2O
F18 H2O = 22% x F16 H2O
= 0.22 x 1.542,7650 kg/jam = 339,4083 kg/jam
F17 Uap Air = F16 H2O – F18 H2O
= 1.542,7650 kg/jam – 339,4083 kg/jam = 1.203,3567 kg/jam
17
18 16
F17 Uap air
F18 H2O
C6H12O6
F16 H2O
CR-101
Tabel LA.10 Neraca Massa Evaporator (EV-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 16 (kg/jam) Alur 17 (kg/jam) Alur 18 (kg/jam)
H2O 1.542,7650 - 339,4083
C6H12O6 1.721,7631 - 1.721,7631
Uap air - 1.203,3567 -
Sub Total 3.264,5281 1.203,3567 2.061,1714
Total 3.264,5281 3.264,5281
LA.10 Crystallizer (CR-01)
Neraca massa total : F18 = F19 Neraca massa komponen : a. C6H12O6.H2O
= 1.893,9394 kg/jam – 1.721,7631 kg/jam = 172,1763 kg/jam
F19 H2O = F18 H2O – Komposisi H2O dalam C6H12O6.H2O
RD - 101
Tabel LA.11 Neraca Massa Crystallizer (CR-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 18 (kg/jam) Alur 19 (kg/jam)
H2O 339,4083 167,2320
C6H12O6 1.721,7631 -
C6H12O6.H2O - 1.893,9394
Total 2.061,1714 2.061,1714
LA.11 Rotry Dryer (RD-01)
Pengurangan air sampai 89% Neraca massa total : F19 = F20 + F21 Neraca massa komponen :
a. C6H12O6.H2O
F21 C6H12O6.H2O = F19 C6H12O6.H2O
= 1.893,9394 kg/jam b. H2O
F20 H2O = 86% x F19 H2O
= 0.86 x 167,2320 kg/jam = 143,8195 kg/jam
F21 H2O = F19 H2O – F20 H2O
= 167,2320 kg/jam – 143,8195 kg/jam = 23,4125 kg/jam
Tabel LA.12 Neraca Massa Rotary Dryer (RD-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 19 (kg/jam) Alur 20 (kg/jam) Alur 21 (kg/jam)
H2O 167,2320 143,8195 23,4125
C6H12O6.H2O 1.893,9394 - 1.893,9394
Sub Total 2.061,1714 143,8195 1.917,3519
Total 2.061,1714 2.061,1714
21 20
19
F21 H2O
C6H12O6.H2O
F20 H2O
F19 H2O
LA.12 Rotary Cooler (RC-01)
Neraca massa total : F21 = F22
Neraca massa komponen : a. C6H12O6.H2O
F22 C6H12O6.H2O = F21 C6H12O6.H2O
= 1.893,9394 kg/jam b. H2O
F22 H2O = F21 H2O
= 23,4125 kg/jam
Tabel LA.13 Neraca Massa Rotary Cooler (RC-01)
Komponen Alur Masuk Alur Keluar
Alur 21 (kg/jam) Alur 22 (kg/jam)
H2O 23,4125 23,4125
C6H12O6.H2O 1.893,9394 1.893,9394
Total 1.917,3519 1.917,3519
F21 H2O
C6H12O6.H2O
22 21
F22 H2O
C6H12O6.H2O
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Kapasitas produksi = 15.000 ton/tahun
Basis perhitungan = 1 hari produksi (24 jam) Suhu refrensi = 25oC = 298 K
Basis perhitungan = kJ/jam
Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut : - Perhitungan panas yang masuk dan keluar
Q =
∫
- Perhitungan panas penguapanQ = n.HVL (Smith, 2005)
- Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah :
- Perhitungan energy untuk sistem yang melibatkan reaksi:
- = +
∫
−∫
Dalam hubungan ini :
Cp = Kapasitas panas cairan, J/mol, K
T = Suhu, K
A,B,C,D = Konstanta
Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas dan Cairan
Senyawa A B C D E
H2O(g) 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12
HCl(g) 30,3088 -7,60900E-03 1,32608E-05 -4,33363E-09 -
H2O(l) 18,2964 4,72118E-01 -1,3387E-03 1,31424E-06 -
HCl(l) 17,7227 9,04261E-01 -5,64496E-03 1,13383E-05 -
(Reklaitis, 1983)
LB.1.2 Estimasi Cps Dengan Metode Hurst dan Harrison
Perhitungan estimasi kapasitas panas padatan, Cps (J/mol.K), menggunakan
metode Hurst dan Harrison dengan rumus :
∑
=
= n
1 i
Ei NiΔ Cps
Dimana : CpS = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K)
n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa
Ni = Jumlah unsur atom i dalam senyawa
= Nilai dari kontribusi unsur atom i pada Tabel LB.2
Tabel LB.2 Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison
Nilai Konstribusi Atom ∆E (J/mol.K)
C 10,89
O 13,42
H 7,56
S 12,36
N 18,74
Na 26,19
Berdasarkan rumus diatas maka didapatlah kapsitas panas padatan T = 298,15.K :
Selulosa (C6H10O5)
Cps = 6.∆EC + 10.∆EH + 5.∆EO
Cps = 6 (10,89) + 10 (7,56) + 5 (13,42)
Cps = 65,34 + 75,6 + 67,1
Cps = 208,04 J/mol.K
Glukosa (C6H12O6)
Cps = 6.∆EC + 12.∆EH + 6.∆EO
Cps = 6 (10,89) + 12 (7,56) + 6 (13,42)
Cps = 65,34 + 90,72 + 80,52
Cps = 236,58 J/mol.K
Lignin (C9H10O2(OCH3))
Cps = 10.∆EC + 13.∆EH + 3.∆EO
Cps = 10 (10,89) + 13 (7,56) + 3 (13,42)
Cps = 108,9 + 98,28 + 40,26
Cps = 247,44 J/mol.K
Hidroksi Metil Furfural (C6H6O3)
Cps = 6.∆EC + 6.∆EH + 3.∆EO
Cps = 6 (10,89) + 6 (7,56) + 3 (13,42)
Cps = 65,34 + 45,36 + 40,26
Cps = 150,96 J/mol.K
Natrium Hidroksida (NaOH)
Cps = 1.∆ENa + 1.∆EH + 1.∆EO
Cps = 1 (26,19) + 1 (7,56) + 1 (13,42)
Cps = 26,19 + 7,56 + 13,42
LB.1.3 Perhitungan Cp dengan menggunakan metode Chuch dan Swanson Perhitungan estimasi kapasitas panas (Cp) dengan menggunakan metode Chueh and Swanson, dimana kontribusi elemen atomnya dapat dilihat pada tabel berikut :
Tabel LB.3 Nilai Gugus pada Perhitungan Cp dengan Metode Chueh and Swanson
Gugus Cp (J/mol.K)
-CH2- 30,38
-CH- 20,92
-COOH 79,91
-NH2 58,58
(Perry & Green, 1999)
Berdasarkan gugus diatas maka didapatlah kapsitas panas T = 298,15.K : Protein
Cp = 1 (-NH2) +16 (-CH2-) + 1 (-COOH) + 1 (-CH-)
Cp = 1 (58,58) + 16 (30,38) + 1 (79,91) + 1 (20,92)
Cp = 58,58 + 468,08 + 79,91 + 20,92
Cp = 627,49 J/mol.K
Kapasitas panas abu
Cp = 0,180 + 7,78 x 10-5 T (Reklaitis, 1983)
Untuk nilai kapasitas panas (Cp) komponen yang lainnya, dapat dilihat pada tabel dibawah ini :
Tabel LB.4 Kapasitas panas (Cp), dalam kJ/kg.K
Komponen Cp (kJ/kg.K)
Lemak 2,0408
Impuritis 1,9958
NaCl 0,8698
LB.1.4 Perhitungan estimasi ∆H f o (kJ. mol -1) dengan menggunakan metode Joback yang didasarkan pada kontribusi gugusnya dengan rumus :
∆Ho
f = 68,29
∑
= n
1 i
Ei NiΔ
Keterangan : n = nilai atom yang terdapat dalam molekul Ni = nilai grup atom i yang terdapat dalam molekul Hi = nilai dari unsur i
Nilai gugus fungsi dapat dilihat pada tabel di bawah ini :
Tabel LB.5 Nilai Gugus pada Perhitungan ∆Hf o dengan Metode Joback
Gugus Hof298,15 (kJ/kmol.K)
-CH2- -20,64
-OH- -208,04
-CH- 29,89
O
-CH 2,09
-O- -132,22
(Perry & Green, 1999)
Berdasarkan rumus dan gugus diatas maka didapatlah kapsitas panas padatan T = 298,15.K :
∆Hof Selulosa (C6H10O5) ∆Ho
f = 68,29 + 5 (-CH-) + 3 (-OH-) + 2 (-O-) + 1 (-CH2-)
∆Hof = 68,29 + 5 (29,89) + 3 (-208,04) + 2 (-132,22) + 1 (-20,64) ∆Ho
f = 68,29 + 149,45 – 624,12 – 264,44 – 20,64 ∆Ho
f = -691,46 kJ/kmol.K
Glukosa (C6H12O6) ∆Ho
f = 68,29 + 6 (-OH-) + 1 (COH) + 4 (-CH-) + 1 (-CH2-) ∆Ho
f = 68,29 + 6 (-208,04) + 1 (2,09) + 4 (29,89) + 1 (-20,64) ∆Hof = 68,29 – 1248,24 + 2,09 + 119,56 – 20,64
∆Ho
2
3
Untuk nilai panas pembentukan (ΔH0f298) dapat dilihat pada tabel di bawah ini :
LB.2 PERHITUNGAN NERACA PANAS LB.2.1 Hammer Mill (HM-01)
Panas masuk
Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Hammer Mill (HM-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
303
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
1
Selulosa 1.577,8335 6,4210 1.013,2492
Lignin 754,5009 6,8354 5.157,2846
Lemak 50,3001 10,2038 513,2518
Protein 95,3054 9,1002 867,2980
Tabel LB.7 Perhitungan Panas Masuk pada Hammer Mill (HM-01)…..(Lanjutan)
Abu 148,2528 4,2575 631,1914
Impuritis 21,1790 9,9788 211,3416
H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878
Total 45.068,1042
Panas keluar
Tabel LB.8 Perhitungan Panas Keluar pada Hammer Mill (HM-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
303
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
3
Selulosa 1.577,8335 6,4210 1.013,2492
Lignin 754,5009 6,8354 5.157,2846
Lemak 50,3001 10,2038 513,2518
Protein 95,3054 9,1002 867,2980
Abu 148,2528 4,2575 631,1914
Impuritis 21,1790 9,9788 211,3416
H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878
Total 45.068,1042
Tabel LB.9 Neraca Panas pada Hammer Mill (HM-01)
Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 45.068,1042 -
Produk - 45.068,1042
3
4
5 LB.2.2 Reaktor Hidrolisa (RH-01)
Reaksi :
HCl 37%
(C6H10O5)1000 + H2O (C6H12O6)1000
Panas masuk
Tabel LB.10 Perhitungan Panas Masuk pada Reaktor Hidrolisa (RH-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
303
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
3
Selulosa 1.577,8335 0,6421 1.013,1249
Lignin 754,5009 7,4335 5.157,2846
Lemak 50,3001 10,2038 513,2518
Protein 95,3054 10,5284 867,2980
Abu 148,2528 3,9629 631,1914
Impuritis 21,1790 9,3512 211,3416
H2O 1.323,6858 20,8180 27.556,4878
4 HCl 97,9527 11,9711 1.172,5976
H2O 166,7844 20,8180 3.472,1175
Total 49.712,8193
Panas Keluar
Tabel LB.11 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Hidrolisa (RH-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
408
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
5
Selulosa 7,8892 141,2617 111,4437
Lignin 754,5009 150,3779 113.460,2613
Lemak 50,3001 224,4836 11.291,5385
Protein 95,3054 200,2044 19.080,5558
Abu 148,2528 95,5469 14.165,0894
Impuritis 21,1790 1,9958 4.649,5147
H2O 1.316,0319 464,4625 611.247,4729
HCl 97,9527 417,9002 40.934,4696
C6H12O6 1.744,3825 144,5767 252.197,0141
Total 1068140,3539
Panas reaksi (QR)
Panas reaksi pada suhu 25OC (293 K) r = 0,0097 Kmol/jam
HCl 37%
Reaksi : (C6H10O5)1000 + 1000 H2O 1000(C6H12O6)
QR = [ΔHR 298KProduk - ΔHR 298KReaktan] x r
= [[1000 x ΔHOf C6H12O6] - [ΔHOf C6H10O5 + (1000 x ΔHOf H2O)]] x
0,0097 Kmol/jam
= [[1000 x -1078,94] – [(1 x -691,46 ) + (1000 x -285,8508)]] x 0,0097 = -7679,1369 kJ/jam
Panas yang diserap (Q) adalah :
Panas masuk = 49.712,8193 + (-7.679,1369 kJ/jam) = 42.033,6823 kJ/jam
QSteam = Panas keluar – Panas Masuk
5 6
Maka jumlah steam yan dibutuhkan : MSteam =
Tabel LB.12 Neraca Panas pada Reaktor Hidrolisa (RH-101) Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 49.712,8193 -
Produk - 1068140,3539
Steam 1026106,6716 -
Panas reaksi -7679,1369 -
Total 1068140,3539 1068140,3539
Panas masuk :
Tabel LB.13 Perhitungan Panas Masuk pada Cooler (C-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
408
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
5
Selulosa 7,8892 141,2617 111,4437
Lignin 754,5009 150,3779 113.460,2613
Lemak 50,3001 224,4836 11.291,5385
Protein 95,3054 200,2044 19.080,5558
Abu 148,2528 95,5469 14.165,0894
Impuritis 21,1790 1,9958 4.649,5147
H2O 1.316,0319 464,4625 611.247,4729
HCl 97,9527 417,9002 40.934,4696
C6H12O6 1.744,3825 144,5767 252.197,0141
Total 1068140,3539
Tabel LB.14 Perhitungan Panas Keluar pada Cooler (C-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
323
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
6
Selulosa 7,8892 32,1049 80,2623
Lignin 754,5009 34,1768 25.786,4230
Lemak 50,3001 51,0190 2566,2588
Protein 95,3054 45,5010 4.336,4900
Abu 148,2528 21,3691 3.168,0295
Impuritis 21,1790 49,8942 1056,7079
H2O 1.316,032 104,3902 137380,8521
HCl 97,9527 64,3398 6.302,2638
C6H12O6 1.726,9387 32,8583 56.744,3282
HMF 17,4438 29,9524 522,4841
Panas yang diserap air pendingin (Q) adalah : Qair pendingin = Qout – Qin
= 238.666,4607 Kj/jam – 1068140,3539 Kj/jam = -829.473,8932 Kj/jam
Kondisi air pendingin masuk pada T = 30oC ; P = 1 atm Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; P = 1 atm
H (40oC) = 167,5 kJ/kg (Reklaitis, 1983) H(30oC) = 125,8 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan : MAir pendingin =
C) 30 (H C) 40 (H
Q o
o −
=
kJ/kg 125,8 -kJ/kg 167,5
kJ/kg 32 829.473,89
= 19.891,4603 Kg/jam
Tabel LB.15 Neraca Panas pada Cooler (C-01)
Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 1068140,3539 -
Produk - 238.666,4607
Steam -829.473,8932 -
8
9
10 LB.2.4 Rektor Netralisasi (RN-01)
Reaksi :
HCl + NaOH NaCl + H2O
Panas masuk
Tabel LB.16 Perhitungan Panas Masuk pada Reaktor Netralisasi (RN-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
323
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
8
H2O 1.314,7159 104,3902 137.243,4712
HCl 97,8548 64,3398 6.295,9615
C6H12O6 1.725,2118 32,8583 56.687,5839
HMF 17,4264 29,9524 521,9616
9 NaOH 107,3617 5,8953 633,0313
H2O 182,8050 20,8180 3.805,6343
Total 205.187,6437
Q10
H2O
NaCl C6H12O6
HMF T = 60 P = 1 atm
Q9
NaOH 95% H2O 5 %
T = 30oC P = 1 atm
Q8
H2O
HCl C6H12O6
HMF T = 50oC
P= 1 atm
Steam T = 140⁰C P = 3,57 atm
Kondensat T = 100⁰C P = 1 atm
Panas Keluar
Tabel LB.17 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Netralisasi (RN-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
333
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
10
H2O 1.545,8551 146,3371 226.215,9039
NaCl 156,8822 30,4449 4.776,2604
C6H12O6 1.725,2118 46,0017 79.362,6174
HMF 17,4264 41,9333 730,7463
Total 311.085,5280
Panas reaksi (QR)
Panas reaksi pada suhu 25OC (293 K)
r = 2.6840 Kmol/jam Reaksi :
HCl + NaOH NaCl + H2O
QR = [ΔHR 298KProduk - ΔHR 298KReaktan] x r
QR = [ΔHOf NaCl+ ΔHOf H2O] - [ΔHOf HCl + ΔHOf NaOH]
QR = [[(1 x -407,1116) + (1 x -285,8509)] – [(1 x -167,4437 ) + (1 x469,4448)]]
x 2.6840 Kmol/jam QR = -150,5049 kJ/jam
Panas yang diserap (Q) adalah :
Panas masuk = 205.187,6437 kJ/jam + (-150,5049 kJ/jam) = 205.037,1389 kJ/jam
QSteam = Panas keluar – Panas Masuk
= 311.085,5280 kJ/jam – 205.037,1389 kJ/jam = 106.048,3892 kJ/jam
Kondisi steam masuk pada T = 140oC ; P = 3,5658 atm Kondisi kondesat T = 100oC ; P = 1 atm
H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
12 13
14
HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
Maka jumlah steam yan dibutuhkan : MSteam =
Tabel LB.18 Neraca Panas pada Reaktor Netralisasi (RN-101) Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 205.187,6437 -
Produk - 311.085,5280
Steam 106.048,3892 -
Panas reaksi -150,5049 -
Total 311.085,5280 311.085,5280
LB.2.5 Tangki Decolorizing (TDL-01)
Panas masuk :
Tabel LB.19 Perhitungan Panas Masuk pada Tangki Decolorizing (TDL-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
Total 306.207,6539
Tabel LB.20 Perhitungan Panas Keluar pada Tangki Decolorizing (TDL-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
Karbon aktif 75,6511 267,2384 2.924,6848
Total 483.517,6361
Panas yang diserap (Q) adalah : QSteam = Qout – Qin
= 483.517,6361 Kj/jam – 306.207,6539 Kj/jam = 177.309,9821 Kj/jam
Kondisi steam masuk pada T = 140oC ; P = 3,5658 atm Kondisi kondesat T = 100oC ; P = 1 atm
H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan :
16
17
18 =
kJ/kg) 419 kJ/kg (2660 kJ/kg)
2660 kJ/kg
(2734
kJ/jam 21 177.309,98
− +
−
= 76,5918 Kg/jam
Tabel LB.21 Neraca Panas pada Tangki Decolorizing (TDL-01) Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 306.207,6539
Produk 483.517,6361
Steam 177.309,9821
Total 483.517,6361 483.517,6361
LB.2.6 Evaprator (EV-01)
Kondensat T = 100oC P = 1 atm Steam T = 140oC P = 3.565 atm
Q17
Uap air
Q16
H2O
C6H12O6
T = 80oC P = 1 atm
Q18
H2O
C6H12O6
T = 120oC
P = 1 atm EV-01
Panas masuk
Tabel LB.22 Perhitungan Panas Masuk pada Evaporator (EV-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
Total 480112,3583
Panas keluar
Tabel LB.23 Perhitungan Panas Keluar pada Evaporator (EV-101) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
393
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
17 Uap air 1.203,3567 178,8167 135.840,0093
18 C6H12O6 1.721,7631 124,8617 214.982,2084
H2O 339,4083 400,2262 215.180,2320
Total 566.002,5380
Panas yang diserap (Q) adalah : QSteam = Qout – Qin
= 566.002,5380 Kj/jam – 480.112,3583 Kj/jam = 85.890,1797 Kj/jam
Kondisi steam masuk pada T = 140oC ; P = 3,5658 atm Kondisi kondesat T = 100oC ; P = 1 atm
H (140oC) = 2734 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
HV (100oC) = 2660 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
HL (100oC) = 419 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
CR-101
18
19
Tabel LB.24 Neraca Panas padaEvaporator (EV-01)
Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 489.833,8310 -
Produk - 497.862,8844
Steam 3.5574 -
Total 1437255,2931 1437255,2931
LB.2.7 Crystallizer (CR-01)
Panas masuk
Tabel LB.25 Perhitungan Panas Masuk pada Crystallizer (CR-101) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
393
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
18 H2O 339,4083 400,2262 215.180,2302
C6H12O6 1.721,7631 124,8617 214.982,2084
Total 430.162,4386
Air pendingin bekas T = 40oC
P = 1 atm
Q19
H2O
C6H12O6H2O
T = 30oC P = 1 atm
Q18
H2O
C6H12O6
T = 120oC P = 1 atm
Air pendingin T = 30oC P = 1 atm
Panas keluar
Tabel LB.26 Perhitungan Panas Keluar pada Crystallizer (CR-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
303
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
19 C6H12O6.H2O 1.893,9394 6,6839 12.658,9773
H2O 167,232 20,8180 3.481,4351
Total 16.140,4124
Panas yang diserap air pendingin adalah : QAir pendingin = Qout – Qin
= 16.140,4124 Kj/jam – 430.162,4386 Kj/jam = -414.022,0262 Kj/jam
Kondisi air pendingin masuk pada T = 40oC ; P = 1 atm
Kondisi air pendingin keluar T = 30oC ; P = 1 atm H (30oC) = 125,8 kJ/kg (Reklaitis, 1983) H (40oC) = 167,5 kJ/kg (Reklaitis, 1983)
Maka, jumlah air pendingin yang dibutuhkan : mAir pendingin =
C) 30 H C 40 (H
Q o
o −
=
kJ/kg) 125,8 kJ/kg
(167,5
kJ/jam 62
414.022,02
−
= 9.928,5858 Kg/jam
Tabel LB.27 Neraca Panas pada Crystallizer (CR-01)
Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 430.162,4386 -
Produk - 16.140,4124
Air pendingin -414.022,0262 -
RD - 101
19
20
21 LB.2.8 Rotary Dryer (RD-01)
Panas masuk
Tabel LB.28 Perhitungan Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-101) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
Total 223.575,1045
Panas keluar
Tabel LB.29 Perhitungan Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-101) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
Total 13.146,3782
Panas yang diserap (Q) QUdara panas = Qout – Qin
= 13.146,3782 Kj/jam – 223.575,1045 Kj/jam = 252.756,4338 Kj/jam
Maka, untuk memenuhi kebutuhan panas ini digunakan udara panas dengan Udara panas yang diperlukan adalah : mUdara panas = Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 16.140,4124 -
Produk - 268.896,8462
Air pendingin 252.756,4338 -
Total 268.896,8462 268.896,8462
LB.2.9 Rotary Cooler (RC-01)
Panas masuk
Tabel LB.31 Perhitungan Panas Masuk pada Rotary Dryer (RD-01)..(Lanjutan)
H2O 167,2320 20,8180 8.372,4909
Total 223.575,1045
Panas keluar
Tabel LB.32 Perhitungan Panas Keluar pada Rotary Dryer (RD-01) Alur Komponen F (kg/jam)
∫
303
298
Cp.dT(kJ/kg) Q (kJ/jam)
22 C6H12O6.H2O 1.893,9394 6,6839 12.658,9773
H2O 23,4125 20,8180 487,4009
Total 13.146,3782
Panas yang diserap (Q) adalah : QSteam = Qout – Qin
= 13.146,3782 Kj/jam – 223.575,1045 Kj/jam = -210.428,7263 Kj/jam
Kondisi masuk air pendingin pada T = 30oC ; P = 1 atm (Reklaitis, 1983) Kondisi air pendingin keluar pada T = 40oC ; P = 1 atm (Reklaitis, 1983) H (30oC) = 125,8 kJ/kg
H (40oC) = 167,4 kJ/kg λ = H (30oC) – H (40oC) = 125,8 kJ/kg - 167,4 kJ/kg
= -41,6 kJ/kg
Jumlah air pendingin yang diperlukan : mair pendingin =
λ Q
=
kJ/kg 41,6
-kJ/jam 6
210.428,72
Tabel LB.33 Neraca Panas pada Rotary Dryer (RD-01) Masuk (kJ/jam) Keluar (kJ/jam)
Umpan 223.575,1045 -
Produk - 13.146,3782
Air pendingin -210.428,7263 -
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT
LC.1 Gudang Bahan Baku (GBB-01)
Fungsi : Menyimpan bahan baku sabut kelapa sawit Bentuk bangunan : Gedung berbentuk persegi panjang ditutup atap Bahan : -Dinding = Batu bata
-Lantai = Beton -Atap = Asbes
Jumlah : 1 unit
Lama persediaan : 7 hari = 168 jam Kondisi operasi : -Temperatur = 30oC
-Tekanan = 1 atm Densitas sabut kelapa sawit = 1100 kg/m3
Laju bahan masuk = 2647,3716 kg/jam Faktor kelonggaran = 20%
Perhitungan desain bagunan
Total massa bahan dalam bagunan = 2647,3716 kg/jam x 168 jam = 444758,4251 kg
Volume bahan dalam gudang = 3
kg/m 1100
kg 1 444758,425
= 404,3258 m3
Volume gudang, Vg = (1+0,2) x 404,3258 m3 = 485,1910 m3
Bangunan diperkirakan dibangun dengan lebar 20 m dengan tinggi 5 m, sehingga: V = p x l x t
P =
x t l
V
P =
m 5 x m 20
m 485,1910 3
Tinggi bangunan direncanakan 2 x tinggi tumpukan bahan baku =10 m. Jadi ukuran bangunan gedung yang digunakan adalah :
Panjang = 4,8519 m Lebar = 20 m Tinggi = 10 m
LC.2 Bucket Elevator (BE)
Ada 3 Bucket Elevator yang digunakan dalam pabrik glukosa yaitu :
1. BE-01 : Untuk mengangkut sabut kelapa sawit dari gudang bahan baku ke
hammer mill.
2. BE-02 : Untuk mengangkut bahan baku campuran dari belt conveyer ke reaktor hidrolisa.
3. BE-03 : Untuk mengangkut glukosa dari belt conveyer ke storage tank. Bahan konstruksi : Malleable cast iron
Perhitungan untuk BE-01
Laju padatan = 2.647,3716 kg/jam = 2,6474 ton jam Faktor kelonggaran = 20%
Kapasitas total padatan sabut sawit = (1+0,2) x 2.647,3716 kg/jam = 3.176,8459 kg/jam
= 0,8825 kg/s Spesifikasi
Tinggi elevasi = 25 ft = 62 m (Tabel 21-9, Perry,1999) Ukuran bucket = 6 x 4 x 4¼ in
Jarak antar bucket = 12 in Kecepatan putaran = 43 rpm Perhitungan daya
P = 0.07m0.63∆Z (Timmerhaus, 2003)
Dimana : P = Daya (kW)
m = Laju alir massa (kg/s)
= 0.07 (0,8825 kg/s) 0.63 (7,62 m) = 0,4930 Hp
Analog perhitungan dapat dilihat pada BE-01, sehingga diperoleh : Tabel LC.1 Spesifikasi Bucket Elevator
Bucket elevator
Kapasitas (ton/jam)
Daya (Hp)
Jumlah (Unit)
BE-01 2,6474 0,4930 1
BE-02 2,6474 0,4930 1
BE-03 1,9174 0,4023 1
LC.3 Hammer Mill (HM-01)
Fungsi : Untuk mengahancurkan dan menghaluskan sabut kalapa sawit menjadi bubur.
Jenis : Hunged hammer pulverized
Bahan konstruksi : Malleable iron
Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi : -Temperatur = 30oC -Tekanan = 1 atm Laju alir masuk : Laju bahan masuk + laju air
= 2.647,3716 kg/jam + 1.323,6858 kg/jam = 3.971,0574 kg/jam
Faktor kelonggaran = 20%
Perhitungan desain bangunan
Kapasitas bahan masuk = (1+0,2) x 3.971,0574 kg/jam = 4.765,2688 kg/jam
= 4,7653 ton/jam Spesifikasi hammer mill
Untuk kapasitas 4,7653 ton/jam digunakan spesifikasi hammer mill sebagai berikut :
Perhitungan daya
Daya bersih, E = [{1,64L – 1}k + 1] [{1,64D}2.5 x Es] Dimana : L = Panjang mill
D = Diameter mill K = Konstanta (0,85)
Es = Daya skala laboratorium (0,6)0,6 Maka :
E = [{1,64L – 1}k + 1] [{1,64D}2.5 x Es]
= [{1,64 (11,6 ft) – 1}(0,85) + 1] [{1,64 (11,16 ft)}2.5 x (0,6)0,6] = 34,47 Hp
LC.4 Belt Conveyer (BLC)
Ada 2 Belt Conveyer yang digunakan dalam pembuatan glukosa yaitu :
1. BC-01 : Mengangkut sabut kelapa sawit dari hammer mill ke bucket elevator
2. BC-02 : Mengangkut glukosa yang keluar dari rotary cooler ke bucket elevator.
Tipe : Fla belt
Bahan konstruksi : Karet Perhitungan untuk BC-01
Laju alir : 3.971,0574 kg/jam Faktor kelonggaran : 20%
Kapasitas belt conveyer (T)
Kapasitas total padatan sabut (T) = (1+0,2) x 3.971,0574 kg/jam
= 4.765,2688 kg/jam
= 4,7653 ton/jam
Spesifikasi belt conveyer (Perry, 1997)
- Lebar (L1) = 14 in
- Kecepatan belt conveyer (v) = 200 rpm
- Tebal belt conveyer = 3 in
- Panjang belt conveyer (L) = 10 m - W = 0,5 lb/in
- Lo = 100 - ∆Z = 16,9 ft
Perhitungan daya belt conveyer
P =
[
{
}
]
Analog perhitungan dapat dilihat pada BLC-01, sehingga diperoleh : Tabel LC.2 Spesifikasi Belt Conveyer
Belt
LC.5 Reaktor Hidrolisa (RH-01)
Fungsi : Tempat terjadinya reaksi hidrolisa Jenis : Mixed flow reactor
Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal serta dilengkapi dengan pengaduk dan jeket.
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi : -Temperatur = 135oC atm
-Tekanan = 1 atm
Faktor kelonggaran : 20% Umur alat : 10 tahun
Reaksi :
HCl 37%
Tabel LC.3 Komposisi Bahan Masuk Reaktor Hidrolisa
Komposisi Massa
(kg/jam)
Densitas, ρ
(kg/m3) Xi Xi. ρ
Sabut kelapa sawit 2.647,3716 1100 0,6250 687,5 Air di hammer mill 1.323,6858 995,68 0,3125 311,15
Air di hidrolisa 166,7844 995,68 0,0394 39,2049
HCl 98 1.178,8570 0,0231 27,2611
Total 4.235,7945 - 1 1.065,1160
Waktu tinggal = 2 jam = 120 menit Densitas campuran, ρ = 1.065,1160 kg/m3
= 66,4929 lbm/ft3
Laju alir massa = 4.235,7945 kg/jam Volume tangki
Volume larutan, V1 = 3,9768 m3/jam x 2 jam = 7,9735 m3
Volume tangki, Vt = (1+0,2) x 7,9735 m3 = 9,5444 m3
Diameter dan tinggi shell Direncanakan :
-Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) -Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -Volume shell tangki (Vs)
Vs =
490 H
ΠDi
4 1
s 2
Vs = ΠD3
16 5
-Volume tutup tangki (Vh)
Vh = D3 24
Π
-Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh
9,5444 m3 = 3
D 96 34
Π
Hs = 2,5593 m
Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = Diameter reaktor = 2,0491 m
Hh = D
Tinggi cairan dalam tangki =
3 Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell, maka tebal shell
Perencanaan sistem pengaduk
Jenis pengaduk : Turbin daun enam datar (six flate blade turbine) Jumlah baffle : 4 buah
Untuk turbin standar diperoleh :
Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 6,7172 ft = 1,3434 ft H/Da = 1 ; H = 1,3434 ft L/Da = 1/4 ; L = 1/4 x 1,3434 ft = 0,3359 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,3434 ft = 0,2687 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 6,7172 ft = 0,5598 ft Dimana ;
Dt = Diameter tangki Da = Diameter impeller
H/Da = Tinggi turbin dari dasar tangki L = Panjang blade pada turbin W = Lebar balde pada turbin J = Lebar baffle
Menentukan power motor yang dibutuhkan Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Bilangan reynold :
NRe = µ
ρ 2
N(Da)
=
00055 , 0
434) 0)(1)(21,3
(1.065,116 2
= 3495587,9025 P =
=
= 56,9772 ft.lbf/det = 0,1036 Hp Dimana : ԎT = 6
=
= 0,1295 Hp Efisiensi motor = 80% Menghitung jaket pemanas
Laju alir steam = 443,2426 kg/jam
Densitas steam = 930,8842 kg/m3 = 58,1131 lb/ft3
Laju steam =
= 0,4762 m3/jam Ditetapkan jarak jaket = 5 in
Diameter dalam jaket = diameter dalam + (2 x jarak jaket) = 80,6064 in + (2 x 5 in)
= 90,6064 in
= 2,3014 m
Tebal dinding jaket
Bahan : Carbon steel palte SA-285 grade C H jaket = 6,7172 ft
PHidrostatik =
=
= 2,3073 psia
PDesain = (1+0,2) [(14,7 psia x 1) + 2,3073]
= 20,4087 psia = 140,7131 kPa Maka :
Tebal dinding jaket : t =
=
= 1,3324 in
Diameter luar jaket (D2) = D1 + (2 x tebal jaket)
= 90,6064 in + (2 x 1,3324 in)
= 93,2711 in
Luas yang dilalui steam (A) : A =
=
= 0,4963 m2
Kecepatan superficial steam (v) : V =
=
= 0,9594 m/jam
LC.6 Tangki (T)
Ada 2 tangki digunakan dalam pabrik glukosa yaitu :
3. T-01 : Menyimpan larutan asam klorida (HCl) untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal
4. T-02 : Menyimpan natrium hidroksia (NaOH) untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan tutup datar dan alas kerucut.
5. T-02 : Menyimpan karbon akrif untuk kebutuhan 7 hari Jenis : Silinder vertikal dengan tutup datar dan alas kerucut. Bahan konstruksi : Stainless steel SA-285 grade C
Kondisi penyimpanan : -Temperatur = 30oC -Tekanan = 1 atm Perhitungan untuk T-101
Laju alir massa HCl = 97,9527 kg/jam Densitas HCl = 1178,8570 kg/m3 Lama penyimpanan = 7 hari = 168 jam Faktor kelonggaran = 20%
Massa HCl dalam tangki = 97,9527 kg/jam x 168 jam
= 16456,0617 kg
Volume HCl dalam tangki =
= 13,9593 m3
Volume tangki = (1+0,2) x 13,9593 m3
= 16,7512 m3
Diameter dan tinggi shell Direncanakan :
-Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) -Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -Volume shell tangki (Vs)
Vs =
Vs =
-Volume tutup tangki (Vh)
Vh =
-Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh
16,7521 m3 =
Di = 2,4697 m = 97,2303 in
Hs = 3.0871 m
Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = Diameter reaktor = 2,4697 m
Hh =
=
= 0,6174 m
Ht = Hs + 2 Hh
= 3,0871 m + (2 x 0.6174 m)
Tebal shell tangki
Tinggi cairan dalam tangki = x 3,0871 m = 2,5726 m
PHidrostatik = ρ x g x l
= 1178,8570 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,5726 m
= 29720,2300
= 29,7202 kPa
Po = Tekanan operasi = 101,325 kPa
PDesain = (1+0,2) x (29,7202 kPa + 101,325 kPa)
= 157,2543 kPa
Join efficienc, E = 0,8 (Brownell, 1959)
Allowable stress, S = 12.500 psia = 86184,5000 kPa (Brownell, 1959) Faktor korosi = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki : t =
=
= 1,3610 in
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell, 1959) Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell, maka tebal standar yang digunkan = 1 ½ in. (Brownell, 1959)
Analog perhitungan dapat dilihat pada (T-01), sehingga diperoleh : Tabel LC.4 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Tangki
Waktu (hari)
Volume tangki
(m3)
Diameter Tangki
(m)
Tinggi Tutup (m)
Tinggi Tangki (m)
Jumlah (unit)
T-01 7 16,7512 2,4697 0,6174 4,3219 1
T-02 7 14,2583 2,3405 0,5851 4,0959 1
T-03 7 7,5752 1,8956 - 3,3173 1
LC.7 Cooler (C–01)
Jumlah : 1 unit
Tipe : Horizontal Shell and Tube Exchanger Perhitungan LMTD :
Tabel LC. 5 Perhitungan LMTD Cooler Fluida Panas
(0F) Temperatur Fluida Dingin ( 0
F) Selisih (0F)
275 Temperatur Tinggi 104 171
122 Temperatur Rendah 86 36
153 Beda Temperatur 18 135
LMTD =
(Kern, 1965) Dimana: t1 = Temperatur fluida dingin masuk
t2 = Temperatur fluida dingin keluar
T1 = Temperatur fluida panas masuk
T2 = Temperatur fluida panas keluar
Maka: LMTD =
LMTD = 86,6415
Faktor koreksi untuk fluida panas (R):
R = (Kern, 1965)
=
=
4,75Faktor koreksi untuk fluida dingin (S):
S = (Kern, 1965)
=
=
0,2105= 0,92 Maka,
∆t = FT x LMTD
= 0,92 x 86,6415 = 77,9769
Temperatur fluida rata – rata:
a. Fluida panas (Ta) = = = 198,5
b. Fluida dingin (ta) = = = 95
Penempatan fluida:
a. Fluida panas adalah campuran hasil reaksi berada dalam shell side. b. Fluida dingin adalah air pendingin berada dalam tube side.
Dari tabel 8, Kern, 1965, diperoleh harga UD 50-125 Btu / jam.ft .
Asumsi: UD 50 Btu / jam.ft . (Kern, 1965)
Luas perpindahan panas, A:
A = Q (Kern, 1965)
UD .∆t
Dimana: Q = Panas steam (kkal/jam)
UD = Koefisiem perpindahan panas (kkal/jam)
∆t = Beda temperatur (0F)
Q = 829473,8932 kJ/jam = 786186,4664 Btu/jam
Sehingga luas permukaan (A): A = 786186,4664 Btu/jam
50 Btu /ft2 jam 0F x 86,641 0F A = 181,4803 ft2
Ukuran tube:
Dari tabel 10, Kern, 1965, diperoleh ukuran tube: OD = 1 1/4 in
a’t = 0,985 in2
a’’ = 0,3271 ft2 / 1 in ft
L = 10 ft
Jumlah tube: Nt = A
L x a’’ (Kern, 1965)
= 786186,4664 ft2 10 ft x 0,3271 ft2 / in ft = 55,4816 = 56 tubes Yang mendekati Nt = 58
Dari jumlah tube, diambil pendekatan pada tabel 9 kern untuk menentukan spesifikasi shell : 2 tubes pass. ID shell 17 ¼ , 16 BWG pada 1 9/16 in triangular pitch.
Pitch = 1.5625 in Shell ID = 13.15 in
Koreksi design overall coefficient of heat transfer, UD
A koreksi = Nt x L x a’’ (Kern, 1965)
= 56 x 10 ft x 0,3271 ft2 / 1 in ft = 183,176 ft2
UDkoreksi = Q
A koreksi x ∆t
= 786186,4664 Btu/jam 183,176 ft2 x 86,6415 0F
= 49,5372 Btu. Jam ft 0F
Karena UD mendekati asumsi, maka dari tabel 9 Kern diperoleh data sebagai
berikut: Ukuran Shell
Dari tabel 9 Kern, 1965, diperoleh data – data sebagai berikut: Jumlah passes = 2 passes
Pitch, PT = 1 9/16 in triangular pitch
Jumlah tube, NT = 73 tubes
= (1 – OD tube) = 1 – ¾ in = 1/4 in Baffle space = 2 in
SHELL SIDE: fluida panas, glukosa.
Menghitung flow area fluida panas yang mengalir pada shell side, as.
as = ID x C’’ x B
144 x PT (Pers. 7.1. Kern, 1956)
=13,15 x 0,3125 x 2 144 x 1,5625 = 0,2402 ft2 Kecepatan massa, Gs
Gs = Ws
as
Ws = 19891,4603 kg/jam
= 12298,729 lb/jam Sehingga:
Gs = 12298,729 lb/jam
0,2402 ft2
Gs = 51208,40208 lb/jam ft2
Th = 198,5 0F
Viskositas fluida panas, µ = 19 cP
= 19 cP x 2,4191 lb/ ft jam 1 cP
= 45,963 lb/ft jam D = 0,91 in = 0,0758 ft
Menghitung bilangan reynold fluida pada shell side, Res
NRE = D x G
µ
NRE = 0,91 ft x 51208,402 lb / jam ft2
= 1013,8535
Heat transfer faktor, JH = 7 (Fig. 28, Kern, 1965)
Menghitung koefisien perpindahan panas, h0
c = 0,65 Btu/lb ft
k = 0,164 Btu/jam ft2 (0F/ft)
h0 = JH . (Pers. 615, Kern, 1965)
dimana =
h0 = 36 x = 51,4903 Btu/jam ft20F
Temperatur pada dinding tube: TW = TC + h0 / (TH – TC)
hi / + h0 /
= 95 0F + 51,4903 Btu/ft2 jam 0F (198,5 – 95)0F (1343,9370 + 51,4903) Btu/ft2 jam 0F
= 98,81 0F µW = 50 cP
= = 0,8733
Koefisien koreksi, h0 = 51,4903 Btu/jam ft 0F x 0,8733
= 44,966 Btu/jam ft20F Friction factor, f
Res = 11013,8535
Retnold umber yang diperoleh digunakan untuk menghitung friction factor f = 0,0001033 (Fig. 29, Kern, 1956)
s = 1 (Tabel 6, Kern, 1956)
Jumlah lintasan
Jumlah sekat (bundle) yang dilalui (N + 1), dimana N, yaitu jumlah baffle dan L, yaitu panjang tube.
N1 + 1 = 73. L
= 73 x 10 ft 2 ft = 360
Pressure drop
∆Ps = 0,0001033 x (51208,40208)2 x 1,0958 x 24
5,22 x 1010 x 0,0758 x 1 x 0,8733
= 2,0616 Psi (Pers. 7.44, Kern, 1965) TUBE SIDE: Fluida dingin, air
Menghitung flow area fluida dingin yang mengalir pada tube side, at
at = Nt at
144 in2 / ft . n (Pers. 7.44, Kern, 1965)
= 72,6114 x 0,985 in2 144 in2 / ft . 2 = 0,2483 ft2
Menghitung laju alir massa fluida dingin pada tube side, Gt
Gt = Wt
at (Pers. 7.44, Kern, 1965)
Wt = 26032,90939 kg/jam x 2,2046 lb/jam
= 57292,152 lb/jam Sehingga:
Gt = 57292,152 lb/jam
0,2483 ft2
Gt = 231102,0067 lb/ft2 jam
Menghitung bilangan reynold fluida pada tube side, Ret
Pada temperatur rata – rata, tc = 95 0F diperoleh data sebagai berikut:
µ = 0,7 cP
µ
= 231102,0067 lb / jam ft2 x 0,0933 ft 1,6934 lb/ft jam
= 12737,6301
Heat transfer faktor, JH = 36
Menghitung koefisien perpindahan panas inside fluida, h10
k = 0,066 Btu. ft2 jam (0F / ft) c = 0,42 Btu/lb 0F
ht = JH
= 40 x x 1
= 62,4998 Btu. ft2 jam 0F
Nilai ht yang diperoleh digunakan untuk menghitung heat transfer koefisien
outside diameter, hio
hio = hi x (ID / OD)
= 62,4998 Btu. ft2 jam 0F x (1,12/ 1,25) = 26,82523 Btu. ft2 jam 0F
Friction factor, f
NRet = 12737,6301
Reynold number yang diperoleh digunakan untuk menghitung friction factor
f = 0,00031 (fig. 26, Kern, 1965)
s = 1 Pressure drop
∆Pt = f x Gt2 x L x n
5,22 x 1010 x De x s x (Pers. 7.47, Kern, 1965)
= 0,00031 x (39490,8934)2 x 5 x 2 5,22 x 1010 x 0,11671 x 1 = 2,1531 Psi
Persamaan velocity head: Gt = 231102,0067 lb/ft2 jam
∆Pr = = x 0,35 = 2,8 Psi
Total tube side preeure drop (∆PT) menjadi:
∆PT = ∆Pt + ∆Pt
= (2,1531 + 2,8) Psi = 4,9531 Psi
LC.8 Filter Press (FP)
Ada 2 Filter Press yang digunakan pada pembuatan glukosa yaitu :
3. FP-01 : Untuk memisahkan sisa selulosa, protein, lignin, lemak dan impuritis yang bercampur didalam larutan glukoa.
4. FP-02 : Untuk memisahkan karbon aktif yang bercampur didalam larutan glukosa.
Bahan : Carbon steel SA-333 Jenis : Plate and frame
Perhitungan untuk FP-01
Tabel LC.6 Komposisi Bahan Masuk Filter Press
Komposisi Massa
(kg/jam)
Densitas, ρ
(kg/m3) Xi Xi. ρ
Selulosa 7,8892 720 0,0019 1,3410
Lignin 754,5009 630 0,1781 112,2188
Lemak 50,3001 905,6 0,0119 10,7540
Protein 95,3054 1320 0,0225 29,7
Abu 148,2528 1547 0,0350 54,145
Impuritis 21,1790 2532 0,0050 12,66
H2O 1316,0319 995,68 0,3107 309,3509
C6H12O6 1726,9387 1544 0,4077 629,4907
HCl 97,9527 1178,86 0,0231 27,2611
HMF 17,4438 1285 0,0041 5,2919
Total 4235,7945 - 1 1192,2134
Laju alir massa masuk, G = 4235,7945 kg/jam
Densitas campuran, g = 1192,2134 kg/m3
= 74,4273 lb/ft3
Porositas bahan, P = 0,6 (Brownell, 1959)
Tabel LC.7 Komposisi Filtrat Filter Press
Komposisi Massa
(kg/jam)
Densitas, ρ
(kg/m3) Xi Xi. ρ
H2O 1314,7159 995,68 0,4167 414,8810
C6H12O6 1725,2118 1544 0,5468 844,2316
HCl 97,8548 1178,86 0,0310 36,5608
HMF 17,4264 1285 0,0055 7,0971
Total 3155,2089 - 1 1302,7706
Tabel LC.8 Komposisi Cake Filter Press
Komposisi Massa
(kg/jam)
Densitas, ρ
(kg/m3) Xi Xi. ρ
Selulosa 7,8892 720 0,0073 5,2566
Lignin 754,5009 630 0,6982 439,8870
Lemak 50,3001 905,6 0,0465 42,1547
Protein 95,3054 1320 0,0882 116,4212
Abu 148,2528 1547 0,1372 212,2433
Impuritis 21,1790 2532 0,0196 49,6260
H2O 1,3160 995,68 0,0012 1,2126
C6H12O6 1,7269 1544 0,0016 2,4675
HCl 0.0980 1178,86 9,06478E-05 0,1069
HMF 0.0174 1285 1,61429E-05 0,0207
Total 1080,5857 - 1 869,3966
Densitas filtrat = 1302,7706 kg/m3
= 81,3291 lb/ft3
= 54,2745 lb/ft3 Massa padatan tertahan , Mp = 869,3966 kg/jam
= 869,3966 kg/jam x
= 1916,6891 lb/jam
Tebal cake tiap frame, Wc = 1 in Volume cake, Vc =
=
= 88,2868 ft3/jam = 88,2868 ft3/jam x = 2,5000 m3/jam Cake frame, S =
=
= 21,7098 lb/ft3 Jumlah frame, F =
=
= 25 unit
Lebar, P = 1,55 ft
= 04724 m
Panjang, P = 2 x 1,55 ft
= 3,1 ft x
= 0,9449 m
Luas filter, A = p x l
= 3,1 ft x 1,55 ft
= 4,8050 ft2
Analog perhitungan dapat dilihat pada (FP-01), sehingga diperoleh : Tabel LC.9 Spesifikasi Filter Press
Filter press
Massa padatan
Jumlah frame
Lebar (m)
Panjang (m)
Luas (ft2)
(lb/jam) (unit)
FP-01 1916,6891 25 0,4724 0,9449 4,8050 1
FP-02 173,9862 25 0,4724 0,9449 4,8050 1
LC.9 Reaktor Netralisasi (RN-01)
Fungsi : Untuk menetralkan larutan HCl yang terkandung dalam glukosa.
Jenis : Mixed flow reactor
Bentuk : Silinder vertikal dengan tutup dan alas berbentuk ellipsoidal serta dilengkapi dengan pengaduk dan jeket.
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285 grade C Jumlah : 1 unit
Kondisi operasi : -Temperatur masuk = 60oC
-Tekanan = 1 atm
Faktor kelonggaran : 20% Umur alat : 10 tahun
Reaksi :
HCl + NaOH NaCl + H2O
Tabel LC.10 Komposisi Bahan Masuk Reaktor Netralisasi
Komposisi Massa
(kg/jam)
Densitas, ρ
(kg/m3) Xi Xi. ρ
H2O 1497,5209 995,68 0,4346 432,7690
C6H12O6 1725,2118 1544 0,5007 773,1311
HCl 97,8548 1178,86 0,0284 33,4817
HMF 17,4264 1285 0,0051 6,4994
NaOH 107,3617 1518 0,0312 47,3025
Total 3445,3756 - 1 1293,1837
Volume tangki
Volume larutan, V1 = 2,6643 m3/jam x 1 jam = 2,6643 m3
Volume tangki, Vt = (1+0,2) x 2,6643 m3 = 3,1971 m3
Diameter dan tinggi shell Direncanakan :
-Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4) -Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 4) -Volume shell tangki (Vs)
Vs =
Vs =
-Volume tutup tangki (Vh)
Vh =
-Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh
3,1971 m3 =
Di = 1,4219 m = 55,9808 in
Hs = 1,7774 m
Diameter dan tinggi tutup
Diameter tutup = Diameter reaktor = 1,4219 m
Hh =
=
= 0.3555 m Ht = Hs + 2 Hh
= 1,7774 m + (2 x 0.3555 m) = 2,4883 m
Tebal shell tangki
= 1293,1837 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,4812 m = 18771,0469
= 18,7710 kPa
Po = Tekanan operasi = 101,325 kPa
PDesain = (1+0,2) x (18,7710 kPa + 101,325 kPa)
= 144,1153 kPa
Join efficienc, E = 0,8 (Brownell, 1959)
Allowable stress, S = 12.500 psia = 86184,5000 kPa (Brownell, 1959) Faktor korosi = 0,125 in/tahun
Tebal shell tangki : t =
=
= 1,3086 in
Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell, 1959) Tebal tutup tangki
Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell, maka tebal shell
standar yang digunakan = 1 ½ in (Brownell, 1959) Perencanaan sistem pengaduk
Jenis pengaduk : Turbin daun enam datar (six flate blade turbine) Jumlah baffle : 4 buah
Untuk turbin standar diperoleh :
Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 4,6651ft = 1,1663 ft H/Da = 1 ; H = 1,1663 ft L/Da = 1/4 ; L = ¼ x 1,1663 ft = 0,2916 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 1,1663 ft = 0,2333 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 4,6651ft ft = 0,3888 ft Dimana ;
Dt = Diameter tangki Da = Diameter impeller
W = Lebar balde pada turbin J = Lebar baffle
Menentukan power motor yang dibutuhkan Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Bilangan reynold :
NRe =
=
= 5619,6735
P = =
= 34,1084 ft.lbf/det = 0,0620 Hp Dimana : ԎT = 6
gc = 32,174 ft/det2 Daya motor (Pm) =
=
= 0,0775 Hp Efisiensi motor = 80% Menghitung jaket pemanas
Laju alir steam = 45,8092 kg/jam
Densitas steam = 930,8842 kg/m3 = 58,1131 lb/ft3
Laju steam =
= 0,0492 m3/jam Ditetapkan jarak jaket = 5 in
Diameter dalam jaket = diameter dalam + (2 x jarak jaket) = 55,9808 in + (2 x 5 in)
= 65,9808 in
Tebal dinding jaket
Bahan : Carbon steel palte SA-285 grade C H jaket = 4,6651 ft
PHidrostatik =
=
= 1,4791 psia
PDesain = (1+0,2) [(14,7 psia x 1) + 1,4791]
= 18,5749 psia = 128,0695 kPa Maka :
Tebal dinding jaket : t =
=
= 1,3020 in
Tebal jaket standar yang digunakan = 1 1/2 (Brownell, 1959) Diameter luar jaket (D2) = D1 + (2 x tebal jaket)
= 65,9808 in + (2 x 1,3020 in)
= 68,5849 in
= 1,7421 m
Luas yang dilalui steam (A) : A =
=
= 0,1775 m2
Kecepatan superficial steam (v) : V =
=