Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Sodium Laktat Dari Molase Dengan Kapasitas Produksi 2.000 Ton/Tahun
LAMPIRAN A
NERACA MASSA
Pra-perancangan pabrik pembuatan Natrium Laktat dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 2000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut:
Waktu operasi : 330 hari/tahun 1 hari operasi : 24 jam/hari
Produk akhir : Natrium Laktat dengan kemurnian 50% Maka kapasitas produksi natrium laktat per jam adalah:
Untuk menghasilkan natrium laktat sebanyak 228,3105 kg/jam, maka dari hasil perhitungan mundur diperoleh bahwa molase yang diperlukan adalah 126,1410 kg/jam sebagai basis perhitungan.
Diagram proses untuk pembuatan natrium laktat dari molase dapat dilihat pada Gambar A.1.
(2)
Culture Tank (M-105)
Diamonium
fosfat CaCO3
Fermentor (R-107) CaCO3 Kultur bakteri Tangki Koagulasi (M-204) Tangki Mixer I (M-103) Maltsprout CO2 Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat air Kalsium laktat Molasse Evaporator (EV-208) Kalsium laktat air Tangki Acidifier (M-305)
H2SO4
air Filter Press II (F-307) Air Tangki NaOH 50% (T-401) NaOH Asam laktat Air NaOH Natrium Laktat Reaktor Natrium Laktat (R-403) Air
NaOH 50% =2,3574 ton/hari (cair) 30oC
monosakarida Diamonium fosfat Air maltsprout air monosakarida Diamonium fosfat Air Maltsprout CaCO3 Ca(OH)2 Air NH3 Monosakarida Maltsprout Kalsium fosfat air Kalsium laktat Tangki Mixer II (M-201) Ca(OH)2 Air
Filter Press I (F-206) air Kalsium laktat Monosakarida Maltsprout Kalsium fosfat air Kalsium laktat air Tangki Mixer III (M-303)
H2SO4 98%
Air Air Asam laktat CaSO4 Air Asam laktat CaSO4 Air Asam laktat Evaporator II (EV-310) Air
Asam laktat 70%
NaOH 50% air Tangki Mixer IV (M-406) Air Asam laktat Air NaOH
Natrium Laktat 50%
(3)
A.1 Neraca Tangki Mixer I (M-103)
6
3 5
Molase:
42% monosakarida 37% sukrosa 21% air
Diamonium fosfat H2O
Monosakarida 12% Maltsprout
Diamonium fosfat Air
4 Maltsprout
2
Tangki Mixer I berfungsi untuk mencampur molase dengan nutrien berupa diamonium fosfat dan malsprout serta air.
Asumsi sukrosa yang terkandung dalam molase terhidrolisis seluruhnya menjadi monosakarida.
C12H22O11 + H2O 2 C6H12O6 .... reaksi 1 Sukrosa air monosakarida
Nutrien yang ditambahkan yaitu diamonium fosfat sebanyak 0,5% berat molase dan Maltsprout 2 % sebanyak berat molase, dan monosakarida diencerkan hingga konsentrasi 12% (Prescott, 1959).
Neraca massa total
F6 = F2 + F3 + F4 + F5 …(1) Neraca alur 2
F2 = 126,1410 kg/jam
Tabel A.1 Komposisi Molase
Komposisi Kadar (%)
Glukosa 21
Fruktosa 21
Sukrosa 37
Air 21
Sumber: Hui, 2006
Dari Tabel LA.1 dapat dilihat bahwa kandungan sukrosa adalah 37%, sedangkan kandungan monosakarida adalah 42%, di mana kandungan glukosa dan fruktosa yang merupakan monosakarida dijumlahkan.
F2monosakarida = 0,42 × F2 = 52,9792 kg/jam F2 sukrosa = 0,37 × F2 = 46,6722 kg/jam
(4)
F2air = 0,21 × F2 = 26,4896 kg/jam
Mol masing-masing komponen alur 2 N2monosakarida = 52,9792 kg/jam / MrC6H12O6
= 52,9792 kg/jam / 180,16 kg/kgmol = 0,2941 kgmol/jam N2sukrosa = 46,6722 kg/jam / MrC12H22O11
= 46,6722 kg/jam / 320,3 kg/kgmol = 0,1363 kgmol/jam N2air = 26,4896 kg/jam / MrH2O
= 26,4896 kg/jam / 18 kg/kgmol = 1,4716 kgmol/jam Menurut reaksi 1
C12H22O11 + H2O 2 C6H12O6 Sukrosa air monosakarida
Asumsi seluruh sukrosa terhidrolisis sempurna menjadi monosakarida
Di mana X = konversi
N = jumlah mol reaktan
σ = koefisien stoikiometri reaktan
r1 = jumlah mol reaktan yang terkonversi pada reaksi 1
Fair setelah reaksi = 1,3353 kgmol/jam × Mrair = 1,3353 kgmol/jam ×18kg/kgmol = 24,0353kg/jam
Fmonosakarida setelah reaksi = 102,1084 kgmol/jam × MrC6H12O6
(5)
Nutrien yang ditambahkan yaitu diamonium fosfat sebanyak 0,5% berat molase dan Maltsprout 2 % sebanyak berat molase (Prescott, 1959).
Neraca alur 3
F3 = 0,005 × F2 = 0,005 × 126,1410 kg/jam = 0,6307 kg/jam
Neraca alur 4
F4 = 0,02 × F2 = 0,02 × 126,1410 kg/jam = 2,5228 kg/jam
Neraca alur 6
F6monosakarida = Fmonosakarida setelah reaksi = 102,1084 kg/jam
Monosakarida pada alur 5 diencerkan hingga konsentrasi 12% (Prescott, 1959). F6 monosakarida = F6 × 0,12
F6 = F6 monosakarida/0,12 = 102,1084 kg/jam /0,12 = 850,9036 kg/jam F6 diamonium fosfat = F3 = 0,6307 kg/jam
F6 maltsprout = F4 = 2,5228 F6 air = F5 + Fair setelah reaksi
Dari persamaan (1): F6 = F2 + F3 + F4 + F5 Diperoleh F5 = F6– F2– F3– F4
F5 = 850,9036 - 126,1410 - 0,6307 - 2,5228 = 721,6090 kg/jam sehingga
F6air = 721,6090 kg/jam + 24,0353 kg/jam = 745,6416 kg/jam
Tabel A.2 Data Laju Alir Tangki Mixer I (M-103)
Komponen
Masuk (kg/jam) Keluar
(kg/jam) Alur 2 Alur 3 Alur 4 Alur 5 Alur 6
Monosakarida 52,9792 102,1084
Sukrosa 46,6722
Air 26,4896 721,6090 745,6416
Maltsprout 2,5228 2,5228
Diamonium
fosfat 0,6307 0,6307
Total 126,1410 0,6307 2,5228 721,6090 850,9036
850,9036 850,9036
(6)
6 Monosakarida 12% Maltsprout
Diamonium fosfat Air
7
CaCO3
8 Culture
injection
9
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
CaCO3
Culture Tank (M-106) berfungsi untuk mencampur bahan baku dengan kultur bakter
Lactobacillus delbrueckii dan CaCO3 sebagai pengatur pH
CaCO3 yang ditambahkan adalah 5% dari CaCO3 yang dibutuhkan Neraca Total
F9 = F6 + F7 + F8
Menghitung CaCO3 yang dibutuhkan Reaksi yang terjadi pada fermentor
C6H12O6 2 CH3CHOHCOOH … reaksi 2 Monosakarida asam laktat
2 CH3CHOHCOOH + CaCO3 Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2O + CO2 ... reaksi 3
Asam laktat kalsium karbonat kalsium laktat air karbon dioksida
Konversi monosakarida sebesar 95% (Inskeep, 1954)
Asumsi seluruh asam laktat terkonversi menjadi kalsium laktat F6 monosakarida = 102,1084 kg/jam
N6monosakarida = 102,1084 kg/jam /180,16 kg/kgmol = 0,5668 kgmol/jam Menurut reaksi 2
C6H12O6 2 CH3CHOHCOOH konversi 95% (Inskeep,1954) Monosakarida asam laktat
Dengan menggunakan persamaan (2) Lactobacillus delbrueckii
(7)
Nasam laktat yang terbentuk dari reaksi 2 = 0 + (2) (0,5384 kgmol/jam) = 1,0769 kgmol/jam Nmonosakarida yang tersisa = 0,5668 + (-1) (0,5384) = 0,0283 kgmol/jam
Fmonosakarida yang tersisa = 0,0283 kgmol/jam× 180,16 kg/kgmol = 5,1054 kg/jam
Menurut reaksi 3
2 CH3CHOHCOOH + CaCO3 Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2O + CO2 Asam laktat kalsium karbonat kalsium laktat air karbon dioksida
Asumsi seluruh asam laktat bereaksi dengan kalsium karbonat membentuk kalsium laktat
Dengan menggunakan persamaan (2)
FCaCO3yang diperlukan = 0,5384 kgmol/jam × 100,09 kg/kgmol = 53,8427 kg/jam
Neraca alur 7
CaCO3 pada alur 7 adalah 5% dari jumlah CaCO3 yang diperlukan, sehingga F7 = 0,05× FCaCO3yang diperlukan = 0,05 ×53,8427 kg/jam = 2,6921 kg/jam
Menghitung kultur bakteri yang diinjeksikan x = Y (SR– S) (Stanbury, 1984) di mana:
x = konsentrasi biomassa yang dihasilkan Y= faktor yield
SR = konsentrasi substrat awal
S = konsentasi substrat akhir (Stanbury, 1984)
Untuk bakteri dengan substrat molase Y = 0,51 g sel/ g substrat (Stanbury, 1984)
(8)
SR = konsentrasi monosakarida = 12% = 0,12 x = Y (SR– S)
x = 0,51 (0,12 – 0,006) = 0,0583
konsentrasi bakteri pada awal fasa log dapat dicari dari persamaan berikut: ln xt = ln x0 + u t
xt = x =0,0583
u = 0,36 jam-1 (Stanbury, 1984) t = 24 jam
ln 0,0612 = ln x0 + 0,36 (24) x0 = 1,03×10-5
F6monosakarida = 102,1084 kg/jam
Kultur bakteri yang diinjeksikan = 102,1084 kg/jam × 1,03×10-5 = 0,0011 kg/jam
Neraca alur 8 F8 = 0,0011 kg/jam
Neraca alur 9 F9 = F6 + F7 + F8
F12 = 850,9036 + 2,6921 + 0,011 = 853,9568 kg/jam
F9 monosakarida = F6monosakarida = 102,1084 kg/jam F9 maltsprout = F6maltsprout = 2,5228 kg/jam
F9 diamonium posfat = F6diamonium posfat = 0,6307 kg/jam F9 air = F6air = 745,6416 kg/jam
F9 CaCO3 = F7 = 2,6921
Tabel A.3 Data Laju Alir Culture Tank (M-106)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 6 Alur 7 Alur 8 Alur 9
(9)
Air 745,6416 745,6416
Maltsprout 2,5228 2,5228
Diamonium
fosfat 0,6307 0,6307
CaCO3 2,6921 2,6921
Kultur 0,0011 0,0011
Total 850,9036 2,6921 0,0011 853,5968
853,5968 853,5968
A.3 Neraca Fermentor (R-108)
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
Kalsium Laktat Monosakarida
Maltsprout Diamonium fosfat Air
CaCO3 9
10 CaCO3
11 CO2
12
Fermentor (R-108) berfungsi sebagai tempat fermentasi mengubah monosakarida menjadi asam laktat dengan lama fermentasi 48 jam.
Reaksi:
C6H12O6 2 CH3CHOHCOOH … reaksi 2 Monosakarida asam laktat
Konversi monosakarida sebesar 95% (Inskeep, 1954)
2 CH3CHOHCOOH + CaCO3 Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2O + CO2 ... reaksi 3
Asam laktat kalsium karbonat kalsium laktat air karbon dioksida
Asumsi seluruh asam laktat terkonversi menjadi kalsium laktat
Dari LA.2 diperoleh
F6 monosakarida = 102,1084 kg/jam
N6monosakarida = 102,1084 kg/jam /180,16 kg/kgmol = 0,5668 kgmol/jam Menurut reaksi 2
(10)
C6H12O6 2 CH3CHOHCOOH konversi 95% (Inskeep,1954) Monosakarida asam laktat
Dengan menggunakan persamaan (2)
Nasam laktat yang terbentuk dari reaksi 2 = 0 + (2) (0,5384 kgmol/jam) = 1,0769 kgmol/jam Nmonosakarida yang tersisa = 0,5668 + (-1) (0,5384) = 0,0283 kgmol/jam
Fmonosakarida yang tersisa = 0,0283 kgmol/jam× 180,16 kg/kgmol = 5,1054 kg/jam
Menurut reaksi 3
2 CH3CHOHCOOH + CaCO3 Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2O + CO2 Asam laktat kalsium karbonat kalsium laktat air karbon dioksida
Asumsi seluruh asam laktat bereaksi dengan kalsium karbonat membentuk kalsium laktat
Dengan menggunakan persamaan (2)
FCaCO3yang diperlukan = 0,5384 kgmol/jam × 100,09 kg/kgmol = 53,8427 kg/jam
Nkalsium laktatyang terbentuk = 0 + (1) r3 = 0,5384 kgmol/jam Fkalsium laktatyang terbentuk = 0,5384 kgmol/jam × Mrkalsium laktat
= 0,5384 kgmol/jam × 218,212 kg/kgmol = 117,4912 kg/jam Nair yang terbentuk = 0 + (1) r3 = 0,5384 kgmol/jam
Fair yang terbentuk = 0,5384 kgmol/jam × Mrair
= 0,5384 kgmol/jam × 18 kg/kgmol = 9,6917 kg/jam Nkarbon dioksida yang terbentuk = 0 + (1) r3 = 0,5384 kgmol/jam
Fkarbon dioksidayang terbentuk = 0,5384 kgmol/jam × Mrkarbon dioksida
= 0,5384 kgmol/jam × 44 kg/kgmol = 23,6908 kg/jam Neraca total
(11)
Neraca Alur 10
Karena 5% dari jumlah CaCO3 yang diperlukan telah dimasukan pada Tangki Mixer (M-105) di LA.2, maka sisa 95% lagi yang harus ditambahkan
F10 = 0,95 × FCaCO3 yang dibutuhkan
= 0,95 × 53,8427 kg/jam = 51,1506 kg/jam
Neraca Alur 11
F11 = Fkarbon dioksidayang terbentuk =23,6908 kg/jam
Neraca Alur 12
F12 kalsium laktat = Fkalsium laktatyang terbentuk = 117,4912 kg/jam F12 air = Fair yang terbentuk + F9 air
= 9,6917 kg/jam + 745,6416 kg/jam = 755,3333 kg/jam
F12 monosakarida = Fmonosakarida yang tersisa = 5,1054 kg/jam F12 maltsprout = F9maltsprout = 2,5228 kg/jam
F12 diamonium posfat = F9diamonium posfat = 0,6307 kg/jam
F12 = F12 kalsium laktat + F12 air+ F12 monosakarida+ F12 maltsprout+ F12 diamonium posfat F12 = 881,0835 kg/jam
Tabel A.4 Data Laju Alir Fermentor (R-108)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 9 Alur 10 Alur 11 Alur 12
Kalsium laktat 117,4912
Monosakarida 102,1084 5,1054
Air 745,6416 755,3333
Maltsprout 2,5228 2,5228
(12)
fosfat
CO2 23,6908
CaCO3 2,6921 51,1506
Total 853,5957 51,1506 23,6908 881,0835
904,7463 904,7743
Reaksi 0,0280
Total 904,7743 904,7743
A.4 Neraca Tangki Koagulasi (M-203)
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
Kalsium Laktat 12
33 13
14 Ca(OH)2 0,1%
air
NH3
Monosakarida Maltsprout kalsium fosfat Air
Kalsium Laktat
Tangki Koagulasi (M-204) berfungsi untuk mengendapkan diamonium fosfat menjadi endapan kalsium fosfat.
F12 = F13
Ca(OH)2 yang ditambahkan kadarnya 0,1% (Inskeep, 1954)
2(NH4)2HPO4 + 3Ca(OH)2 Ca3(PO4)2 + 6H2O + 4NH3 …reaksi 4 Diamonium kalsium kalsium fosfat air ammonia
fosfat hidroksida
Asumsi seluruh diamonium fosfat bereaksi dengan kalsium hidroksida F12 diamonium fosfat = 0,6307 kg/jam
N12 diamonium fosfat = 0,6307 kg/jam / Mrdiamonium fosfat = 0,6307 kg/jam/132,07 kg/kgmol = 0,0048 kgmol/jam
(13)
F Ca(OH)2 yang diperlukan = 0,0072 kgmol/jam ×MrCa(OH)2 = 0,0072kgmol/jam× 74,1 kg/kgmol =0,5308 kg/jam
Neraca Alur 33
F33 Ca(OH)2 = F Ca(OH)2 yang diperlukan= 0,5308 kg/jam
Yang digunakan adalah suspensi Ca(OH)2 dengan konsentrasi 0,1%, sehingga F40 dapat dihitung
F33 = F33 Ca(OH)2/0,001= 0,5308 kg/jam /0,001 = 530,8010 kg/jam
F33 air = F33– F33 Ca(OH)2 = 53,8010 kg/jam - 0,5308 kg/jam= 530,2702 kg/jam Neraca Alur 14
NNH3 yang terbentuk dari reaksi 4 = 0 + 4r4 = 4 (0,0024 kgmol/jam) = 0,0096 kgmol/jam F14 = NNH3 yang terbentuk dari reaksi 4 × Mr NH3
= 0,0096 kgmol/jam × 17 kg/kgmol = 0,1624 kg/jam
Neraca Alur 14
F14 monosakarida = F12monosakarida = 5,1054 kg/jam F14 maltsprout = F12maltsprout = 2,5228 kg/jam
N Ca3(PO4)2 yang terbentuk dari reaksi 4 = 0 + (1)r4 = 0,0024 kgmol/jam
F14Ca3(PO4)2 = N Ca3(PO4)2 yang terbentuk dari reaksi 4 × Mr Ca3(PO4)2
=0,0024 kgmol/jam×310,20kg/kgmol =0,7421 kg/jam Nair yang terbentuk dari reaksi 4 = 0 + 6 r4 = 6 (0,0024 kgmol/jam) = 0,0143 kgmol/jam Fair yang terbentuk dari reaksi 4 = 0,0143 kgmol/jam×18kg/kgmol = 0,2579 kg/jam
F14air = FH2O yang terbentuk dari reaksi 4 + F12 air + F33 air
= 0,2579 kg/jam + 755,3333kg/jam + 530,2702 kg/jam = 1285,8613 kg/jam
(14)
= 117,4912 kg/jam
F14 = F14 monosakarida + F14 maltsprout +F14Ca3(PO4)2+ F14air +F14 kalsium laktat F14 = 1411,7230 kg/jam
Tabel A.5 Data Laju Alir Tangki Koagulasi (M-203)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 12 Alur 33 Alur 13 Alur 14
Kalsium laktat 117,4912 117,4912
Kalsium fosfat 0,7421
Monosakarida 5,1054 5,1054
Air 755,3333 530,2702 1285,8613
Maltsprout 2,5228 2,5228
Diamonium
fosfat 0,6307
Ammonia 0,1624
Ca(OH)2 0,5308
Total 881,0835 530,8010 0,1624 1411,7230
1411,8843 1411,8853
Reaksi 0,001
Total 1411,8853 1411,8853
A.5 Neraca Tangki Mixer II (M-201)
32 31
33 Ca(OH)2
Air
Ca(OH)2 0,1%
air
Tangki Mixer II (M-201) berfungsi untuk mencampur Ca(OH)2 serbuk dengan air untuk membentuk suspensi Ca(OH)2 0,1%
Dari LA.4 diperoleh bahwa alur 40 Neraca Alur 33
F33 Ca(OH)2 = 0,5308 kg/jam F33 air = 530,2702 kg/jam F33 = 530,8010 kg/jam
(15)
Neraca Alur 31
F31 = F33 Ca(OH)2 = 0,5308 kg/jam
Neraca Alur 32
F32 = F33 air = 530,2702 kg/jam
Tabel A.6 Data Laju Alir Tangki Mixer II (M-201)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 31 Alur 32 Alur 33
Air 530,2702 530,2702
Ca(OH)2 0,5308 0,5308
Total 530,2702 0,5308 530,8010 530,8010 530,8010
A.6 Neraca Filter Press I (F-205)
14
15
16 Monosakarida
Maltsprout kalsium fosfat Air
Kalsium Laktat
Monosakarida Maltsprout kalsium fosfat Air
Kalsium Laktat
Air
Kalsium Laktat
Filter Press I (F-206) berfungsi untuk memisahkan padatan berupa kalsium fosfat dan mempunyai effisiensi alat 98%, sehingga air dan kalsium laktat masing-masing terikut 2% pada alur 15.
Neraca Total F14 = F15 + F16
Neraca Alur 15
F15 monosakarida = F14 monosakarida = 5,1054 kg/jam F15 maltsprout = F14maltsprout = 2,5228 kg/jam F15Ca3(PO4)2 = F14Ca3(PO4)2 = 0,7421kg/jam
F15air = 2% × F14air = 0,02 × 1285,8613 = 25,7172 kg/jam F15kalsium laktat = 2% × F14kalsium laktat = 0,02 × 117,4912 = 2,3498 kg/jam F15 = F15 monosakarida+ F15 maltsprout + F15Ca3(PO4)2 + F15air + F15kalsium laktat
(16)
F15 = 36,4374 kg/jam
Neraca Alur 16
F16 air = F14 air – F15 air = 1285,8613 kg/jam + 25,7172 kg/jam = 1260,1441 kg/jam
F16 kalsium laktat = F14 kalsium laktat – F15 kalsium laktat =117,4912 kg/jam - 2,3498 kg/jam = 115,1414 kg/jam
F16 = F16 air - F16 kalsium laktat = 1375,2855 kg/jam
Tabel A.7 Data Laju Alir Filter Press I (F-205)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 14 Alur 15 Alur 16 Kalsium laktat 117,4912 2,3498 115,1414 Kalsium fosfat 0,7421 0,7421
Monosakarida 5,1054 5,1054
Air 1285,8613 25,7172 1260,1441
Maltsprout 2,5228 2,5228
Total 1411,7230 36,4374 1375,2855
1411,7230 1411,7230
(17)
17
16
18 Air
Air
Kalsium Laktat
Air
Kalsium Laktat 32%
Evaporator I (EV-209) berfungsi untuk menguapkan air, sehingga kadar kalsium laktat mencapai 32%(Inskeep, 1954).
Dari LA.6 diperoleh Neraca Alur 16
F16 air = 1260,1441 kg/jam F16 kalsium laktat = 115,1414 kg/jam F16 = 1375,2855 kg/jam Neraca Alur 18
F18 kalsium laktat = F16 kalsium laktat = 115,1414 kg/jam F18 = F18 kalsium laktat /32%
F18 = 115,1414 kg/jam /32% = 359,8169 kg/jam F18 air = F18– F18 kalsium laktat
= 359,8169 kg/jam – 115,1414 kg/jam = 244,6755 kg/jam Neraca Alur 17
F17 = F16– F18 = 1375,2855 kg/jam - 359,8169 kg/jam = 1015,4686 kg/jam
Tabel A.8 Data Laju Alir Evaporator I (EV-209)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 16 Alur 17 Alur 18
Kalsium laktat 115,1414 115,1414
Air 1260,1441 1015,4686 244,6755
Total 1375,2855 1015,4686 359,8169 1375,2855 1375,2855
(18)
18 Air
Kalsium Laktat 32%
21 H2SO4 0,01M
22
Air
Asam Laktat
CaSO4
F17 = F18
Tangki Acidifier (M-305) berfungsi untuk mereaksikan kalsium laktat sehingga menjadi asam laktat.
Reaksi
Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2SO4 CaSO4 + 2 CH3CHOHCOOH …reaksi 5 Kalsium laktat asam sulfat kalsium sulfat asam laktat
Asumsi kalsium laktat seluruhnya terkonversi menjadi kalsium sulfat F18 kalsium laktat = 115,1414 kg/jam
Nkalsium laktat = 115,1414 kg/jam / Mrkalsium laktat = 115,1414 kg/jam / 218,212kg/kgmol = 0,5277 kgmol/jam
dengan menggunakan persamaan (2)
Neraca Alur 21
Mol asam sulfat yang diperlukan untuk reaksi 5
F21 H2SO4 = NH2SO4 × Mr H2SO4 = 0,5277 kgmol/jam × 98,08 kg/kgmol = 51,7527 kg/jam
Konsentrasi larutan H2SO4 yang digunakan adalah 0,01M Vlarutan H2SO4 =NH2SO4 / MH2SO4 = 0,5277 kgmol/jam / 0,01M
= 52,7658 liter/jam Vlarutan H2SO4 = Vair + VH2SO4
Vair = Vlarutan H2SO4 - VH2SO4
(19)
Di mana ρH2SO4 = 1,84 kg/liter (Perry, 1999)
Vair = 52,7658 liter/jam – (51,7527 kg/jam / 1,84 kg/liter) = 24,6394 liter/jam
F21 air = Vair× ρair
Di mana ρair pada 30oC = 0,99568 kg/liter (Geankoplis, 1997)
F21 air = 24,6394 liter/jam × 0,99568 kg/liter = 24,5329 kg/jam F21 = F21 air + F21 H2SO4 = 51,7527 kg/jam+24,5329 kg/jam
= 76,2857 kg/jam Neraca Alur 22
mol CaSO4 yang terbentuk dari reaksi 5 adalah NCaSO4 = 0 + 1 r5 = 0,5277 kgmol/jam
F22CaSO4 = NCaSO4 × Mr CaSO4 = 0,5277 kgmol/jam×136kg/kgmol = 71,7165 kg/jam
mol asam laktat yang terbentuk dari reaksi 5 adalah
Nasam laktat = 0 + 2 r5 = 2(0,5277 kgmol/jam) = 1,0553 kgmol/jam F22asam laktat = Nasam laktat × Mr asam laktat
= 1,0553 kgmol/jam×90kg/kgmol = 94,9785 kg/jam F22air = F18 air + F21 air
= 244,6755 kg/jam + 24,5329 kg/jam = 269,2084 kg/jam F22 = F24 air + F24asam laktat + F24 CaSO4
F22 = 435,9485 kg/jam
Tabel A.9 Data Laju Alir Tangki Acidifier (M-305)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 18 Alur 21 Alur 22 Kalsium laktat 115,1414
Air 244,6755 24,5329 269,2084
H2SO4 51,7527
CaSO4 71,7615
Asam Laktat 94,9785
Total 359,8169 76,2857 435,9485
436,1025 435,9485
Reaksi 0,1541
Total 436,1025 436,1025
(20)
19 H2SO4 98%
air air
21 H2SO4 0,01M
20
Tangki Mixer 3 (M-303) berfungsi untuk mengencerkan asam sulfat dari 98% hingga konsentrasinya menjadi 0,01 M.
Dari LA.8 diperoleh Neraca Alur 21
F21 asam sulfat = 51,7527 kg/jam F21 air = 24,5329 kg/jam F21 = 76,2857 kg/jam
Neraca Alur 19
Kadar asam sulfat di alur 19 adalah 98%
F19asam sulfat = F21asam sulfat = 51,7527 kg/jam F19 = 51,7527 kg/jam /98% = 52,8089 kg/jam F19 air = 52,8089 kg/jam × 2% = 1,0562 kg/jam
Neraca Alur 20
F20 = F21– F19 =76,2857 kg/jam - 52,8089 kg/jam = 23,4767 kg/jam
Tabel A.10 Data Laju Alir Tangki Mixer 3 (M-303)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Alur 19 Alur 20 Alur 21
Air 1,0562 23,4767 24,5329
H2SO4 51,7527 51,7527
Total 52,8089 23,4767 76,2857
76,2857 76,2857
(21)
22
23
24 Air
Asam Laktat Kalsium sulfat
Air
Asam Laktat
Air
Asam Laktat Kalsium sulfat
Filter Press II (F-307) berfungsi untuk memisahkan padatan berupa kalsium sulfat dan mempunyai effisiensi alat 98%, sehingga air dan asam laktat masing-masing terikut 2% pada alur 23.
Neraca Total F22 =F23 + F24
Dari A.8 diperoleh Neraca Alur 22
F22CaSO4 = 71,7165 kg/jam F22asam laktat = 94,9785 kg/jam F22air = 269,2084 kg/jam F22 = 435,9485 kg/jam
Neraca Alur 23
F23CaSO4 = F22CaSO4 = 71,7165 kg/jam
F23air = 2% × F22air = 0,02 × 269,2084 kg/jam = 5,3842 kg/jam F23asam laktat = 2% × F22asam laktat = 0,02 × 94,9785 kg/jam = 1,8996 kg/jam F23 = F23 CaSO4+ F23air + F23asam laktat
F23 = 79,0453 kg/jam
Neraca Alur 24
F24 = F22– F23 = 435,9485 kg/jam - 79,0453 kg/jam = 356,9032 kg/jam F24 air = F22 air – F23 air = 269,2084 kg/jam - 5,3842 kg/jam = 263,8242 kg/jam F22 asam laktat = F22 asam laktat – F25 asam laktat =94,9785 kg/jam - 1,8996 kg/jam
= 93,0790 kg/jam
(22)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 22 Alur 23 Alur 24
Air 269,2084 5,3842 263,8242
CaSO4 71,7615 71,7615
Asam Laktat 94,9785 1,8996 93,0790
Total 435,9485 79,0453 356,9032
435,9485 435,9485
A.11 Evaporator II (EV-311)
24
26 Air
Air
Asam Laktat
25
Air
Asam Laktat 70%
Evaporator I (EV-311) berfungsi untuk menguapkan air sehingga kadar asam laktat mencapai 70%(Walsh,1939).
Neraca Alur 24
F24 = 356,9032 kg/jam F24 air = 263,8242 kg/jam F24 asam laktat 93,0790 kg/jam
Neraca Alur 26
Diinginkan pada alur 26 asam laktat 70% F26 asam laktat = F24 asam laktat = 93,0790 kg/jam
F26 = F26 asam laktat /0,70 = 93,0790 kg/jam /0,70 = 132,9699 kg/jam
F26 air = F26– F26 asam laktat
F26 air = 132,9699 kg/jam – 93,0790 kg/jam F26 air = 39,8910 kg/jam
Neraca Alur 25
(23)
Tabel A.12 Data Laju Alir Evaporator II (EV-311)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 24 Alur 25 Alur 26
Air 263,8242 223,9333 39,8910
Asam Laktat 93,0790 93,0790
Total 356,9032 223,9333 132,9699
356,9032 356,9032
A.12 Neraca Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Air
Asam Laktat 70% 26
27 NaOH 50% Air
Air
Asam Laktat NaOH
Natrium Laktat 28
Reaktor Natrium Laktat (R-403) berfungsi untuk mereaksikan larutan asam laktat 70% dengan larutan NaOH 50%.
NaOH + CH3CHOHCOOH CH3CHOHCOONa + H2O ....reaksi 6 Natrium hidroksida asam laktat natrium laktat air
Konversi 98,5% (Walsh, 1939) Dari A.11 diperoleh
Neraca Alur 26
F26 asam laktat = 93,0790 kg/jam F26 = 132,9699 kg/jam F26 air = 39,8910 kg/jam
Mol asam laktat alur 26
N26 asam laktat = F26 asam laktat / Mrasam laktat =93,0790 kg/jam / 90kg/kgmol N26 asam laktat = 1,0342 kgmol/jam
Neraca Alur 27
(24)
F27 = 19/30 × F30
F27 = 19/30 × 132,9699 kg/jam = 84,2143 kg/jam
Larutan NaOH 50% merupakan persentase berat sehingga F27 NaOH = 50% × F33 = 0,5×84,2143 kg/jam = 42,0171 kg/jam F27 air = 50% × F33 = 0,5×84,2143 kg/jam = 42,0171 kg/jam
Mol NaOH
F27 NaOH = 42,0171 kg/jam N27 NaOH = F27 NaOH / Mr NaOH
= 42,0171 kg/jam / 40 kg/kgmol = 1,0527 kgmol/jam
Menurut reaksi 6
NaOH + CH3CHOHCOOH CH3CHOHCOONa + H2O ....reaksi 6 Natrium hidroksida asam laktat natrium laktat air
Konversi 98,5% (Walsh, 1939) Dari persamaan (2)
Mol NaOH dan asam laktat yang tidak bereaksi
NNaOH sisa = 1,0527 kgmol/jam + (-1) 1,0187 kgmol/jam = 0,0340kgmol/jam Nasam laktat sisa = 1,0527 kgmol/jam + (-1) 1,0187 kgmol/jam = 0,0155 kgmol/jam
Mol natrium laktat dan air yang terbentuk dari reaksi
Nnatrium laktat = 0 + (1) 1,0187 kgmol/jam = 1,0187kgmol/jam Nair = 0 + (1) 1,0187 kgmol/jam = 1,0187 kgmol/jam
Neraca Alur28
F28 NaOH = NNaOH sisa × Mr NaOH
= 0,0340kgmol/jam × 40 kg/kgmol = 1,3592 kg/jam
F28 asam laktat = Nasam laktat sisa × Mr asam laktat = 0,0155 kgmol/jam × 90 kg/kgmol
(25)
= 1,3962 kg/jam
F28 natrium laktat = Nnatrium laktat sisa × Mr Natrium laktat = 1,0187kgmol/jam × 112,06 kg/kgmol = 114,1552 kg/jam
F28air = Fair yang terbentuk dari reaksi + F26 air + F27 air
= 1,0187 kgmol/jam × 18 kg/kgmol +39,8910 kg/jam+ 42,1071kg/jam = 100,3347 kg/jam
F28 = F28 NaOH + F28 asam laktat+ F28 natrium laktat+ F28air = 217,2453 kg/jam
Kadar Natrium laktat = 114,1552 kg/jam/217,2453 kg/jam ×100% = 52,55%
Tabel A.13 Data Laju Alir Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 26 Alur 27 Alur 28
NaOH 42,1071 1,3592
Natrium Laktat 114,1552
Air 39,8910 42,1071 100,3347
Asam Laktat 93,0790 1,3962
Total 132,9699 84,2143 217,2453
217,1842 217,2453
Reaksi 0,0611
Total 217,2453 217,2453
A.13 Neraca Tangki Mixer IV (M-405)
30 air
28 Air Asam laktat
NaOH
Natrium laktat 52,55%
29
Air Asam laktat
NaOH Natrium laktat 50%
Tangki mixer IV (M-405) berfungsi untuk mengencerkan kadar Natrium laktat dari 52,55% (alur 35) menjadi 50% dengan penambahan air.
Dari A.12 diperoleh Neraca Alur28
(26)
F28 NaOH = 1,3592 kg/jam F28 asam laktat = 1,3962 kg/jam F28 natrium laktat = 114,1552 kg/jam F28air = 100,3347 kg/jam F28 = 217,2453 kg/jam
Neraca Alur 30
F30 natrium laktat = F29 Natrium laktat = 114,1552 kg/jam
F30 × 50% = F30 Natrium laktat
F30 = F30 Natrium laktat /50% = 114,1552 kg/jam /0,5 = 228,3105 kg/jam F30 NaOH = F30 NaOH = 1,3592 kg/jam
F30 asam laktat = F30 asam laktat = 1,3962 kg/jam
F30 air = F30– F30 asam laktat - F30 NaOH - F30 Natrium laktat F30air = 111,3998 kg/jam
Neraca Alur 29 F29 = F28 - F30
F29 = 228,3105 kg/jam - 217,2453 kg/jam = 11,0651 kg/jam
Tabel A.14 Data Laju Alir Tangki Mixer IV (M-405)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 28 Alur 29 Alur 30
NaOH 1,3592 1,3592
Natrium Laktat 114,1552 114,1552
Air 100,3347 11,0651 111,3998
Asam Laktat 1,3962 1,3962
Total 217,2453 11,0651 228,3105
228,3105 228,3105
LAMPIRAN B
(27)
Perhitungan neraca panas pra rancangan pabrik pembuatan natrium laktat dari molase menggunakan ketentuan sebagai berikut:
Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kJ/jam
Temperatur basis : 25oC atau 298,15 °K
Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut:
Perhitungan Panas Bahan Masuk (Qin) dan Keluar (Qout) menggunakan rumus berikut (Reklaitis, 1983):
m Cp dT
Q i i …(1)
b 1 2 b T T T T (g) i i vl (l) ii Cp dT ΔH Cp dT m
Q …(2)
Persamaan (2) untuk menghitung panas bahan yang disertai dengan perubahan fasa
Perhitungan Panas Reaksi menggunakan rumus berikut (Felder, 2005)
produk reaktan o i f i o i f i oR υ ΔHˆ υ ΔHˆ Hˆ
Δ …(3)
Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi (Reklaitis, 1983) :
...(4) dT Cp m dT Cp m Hˆ rΔ dt dQ 2 1 2 1 T T in T T out o
R
B.1 Data Kapasitas Panas dan Panas Pembentukan
Data-data kapasitas panas komponen yang digunakan ditampilkan pada Tabel B.1 dan Tabel B.2
(28)
Komponen a b c d CO2 (g) 36,11 × 10-3 4,233 × 10-5 -2,877 × 10-8 7,464 × 10-12 NH3(g) 35,15 × 10-3 2,954 × 10-5 0,4421 × 10-8 - 6,686 × 10-12 H2SO4(l) 139,1 × 10-3 15,59 × 10-5 - -
H2O (l) 75,4 × 10-3 - - -
H2O (g) 33,46 × 10-3 0,688 × 10-5 0,7604 × 10-8 - 3,593 × 10-12
Ca(OH)2(c) 89,5 × 10-3 - - -
CaCO3 (c) 82,34 × 10-3 4,975 × 10-5 -12,87 × 10-8 - Sumber: Felder, 2005
Tabel B.2 Data Kapasitas Panas Komponen, Cp(J/g∙K)= a + bT + cT2 + dT3
Komponen a b c d Sumber
Kalsium
laktat (aq) 210,99 1,5833 -0,0042359 5,3444 × 10 -6
[1] Asam
laktat (l) 1,1028 0,0083968 -2,2154 × 10 -5
2,6347 × 10-8 [2] Sumber: [1] Harbec, 2010; [2] Yaws, 2003
Berikut adalah data kapasitas panas berbagai zat yang digunakan: Maltsprout = 0,4 kcal/kgoC (Hough et al, 1975) Sukrosa = 1,2552 kJ/kgoC (Cassel, 2002)
Glukosa = 1,6967 kJ/kgoC (Von Stockar et al., 1993) Kalsium fosfat = 0,8956 kJ/kgoC (Dean, 1999)
B.1.1 Perhitungan Kapasitas Panas Padatan dengan Metode Hurst and Harrison
(29)
Perhitungan estimasi Cps dengan menggunakan metode Hurst and Harrison dengan
rumus :
n
1 i
i i 1
1
s J gmol K N ΔE
Cp (Perry, 1999), di mana kontribusi elemen
atomnya dapat dilihat pada tabel B.3.
Tabel B.3 Nilai Elemen Atom pada Perhitungan Cp dengan Metode Hurst and Harrison
Elemen atom ΔEi
C 10,89
H 7,56
O 13,42
N 18,74
S 12,36
Ca 28,25
Na 26,19
P 26,63
Sumber: Perry, 1999
1. Diamonium fosfat [(NH4)2HPO4] Cp= 2ΔEN+ 9ΔEH+ ΔEP+ 4ΔEO
= 2(18,74) + 9 (7,56) + 26,63 + 4(13,42) = 185, 83 J/gmol K
2. Natrium hidroksida [NaOH] Cp = ∆ENa + ∆EO + ∆EH = 26,19 + 13,42 + 7,56 = 47,17 J/gmol.K 3. Kalsium sulfat [CaSO4] Cp = ∆ECa + ∆ES+ 4∆EO = 26,25 + 12,36 + 4(13,42) = 47,17 J/gmol.K
4. Natrium laktat [CH3CHOHCOONa] Cp = 3∆EC + 5∆EH+ 3∆EO+ ∆ENa
= 3(10,89) + 5(7,56) + 3(13,42) + 26,19 = 136,92 J/gmol.K
B.1.2 Data Kapasitas Panas Berdasarkan % mol
Data Kapasitas Panas NaOH dan H2SO4 berdasarkan % mol ditampilkan pada Tabel B.4 dan Tabel B5.
(30)
Tabel B.4 Kapasitas Panas NaOH Berdasarkan % mol pada Suhu 20oC %Mol NaOH Cp (kal/gmol∙oC)
0,5 0,985
1 0,97
9,09 0,835
16,7 0,80
28,6 0,784
37,5 0,782
Sumber: Perry,1999
Tabel B.5 Kapasitas Panas H2SO4 Berdasarkan % mol pada Suhu 20oC %Mol H2SO4 Cp (kal/gmol∙oC)
1,34 0,9877
5,16 0,9549
9,82 0,9177
15,36 0,8767
22,27 0,8275
26,63 0,7945
28,00 0,7837
Sumber: Perry,1999
B.1.3 Data-data Panas Pembentukan
Berikut adalah nilai dari panas pembentukan standard dari beberapa senyawa yang digunakan :
(31)
Tabel B.6 Data Panas Pembentukan Standard Komponen
Komponen Rumus Molekul Sumber
Sukrosa C12H22O11 -2221,2 kJ/gmol [1] Glukosa C6H12O6 -1264,2 kJ/gmol [2]
Air H2O -285,84 kJ/gmol [3]
Asam laktat CH3CHOHCOOH -682,96 kJ/gmol [4] Kalsium karbonat CaCO3 -1206,9 kJ/gmol [3] Kalsium laktat Ca(CH3CHOHCOO)2 -1686,1 kJ/gmol [5]
Karbon dioksida CO2 -393,5 kJ/gmol [3]
Diamonium
Fosfat (NH4)2HPO4 -1556,91 kJ/gmol [6] Kalsium
hidroksida Ca(OH)2 -986,59 kJ/gmol [3]
Kalsium Fosfat Ca3(PO4)2 -4138 kJ/gmol [3]
Ammonia NH3 -46,19 kJ/gmol [3]
Asam Sulfat H2SO4 -811,32 kJ/gmol [3] Kalsium Sulfat CaSO4 -1432,7 kJ/gmol [3] Natrium
hidroksida NaOH -426,6 kJ/gmol [3]
Natrium Laktat CH3CHOHCOONa -304 kJ/gmol [6] Sumber: [1] Clarke, 1939; [2] Von Stockar et al, 1993; [3] Felder, 2005; [4] Vatani et al, 2007; [5] Cable, 1971; [6] Dean, 1999
B.2 Perhitungan Neraca Panas Masing-masing Alat B.2.1 Tangki Mixer I (M-103)
(32)
2
3 5
Monosakarida Sukrosa
Air T=30 oC
Diamonium fosfat
T=30oC H2O
T=30oC
Monosakarida 12% Maltsprout
Diamonium fosfat Air
T = 100 oC 4
Maltsprout
T=30oC Saturated Steam
T = 110oC, 1,43 atm
Kondensat T = 110oC, 1,43 atm
6
Neraca panas masuk tangki mixer I (M-103)
Tabel B.7 Perhitungan Panas Masuk Tangki Mixer I (M-103)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 30 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 30 C 25 i o o
(kJ/jam) 2monosakarida 52,9792 50,9010 2696,6962
sukrosa 46,6722 37,6560 1757,4878
Air 26,4896 125,7000 3329,7451
3 Diamonium
fosfat 0,6307 426,5493 269,0269
4 Maltsprout 2,5228 50,208 126,6658
5 Air 721,6090 125,7000 90706,2510
Qin total = 98885,8727
Neraca panas keluar tangki Mixer I (M-103)
Tabel B.8 Perhitungan Panas keluar Tangki Mixer I (M-103)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 100 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0 10 C 25 i o o
(kJ/jam) 6Monosakarida 102,1084 169,6700 17324,7369
Maltsprout 2,5228 167,3600 422,2193
Diamonium
fosfat 0,6307 525,0433 331,1475
Air 745,6416 419,1000 312498,3993
Qout total = 330576,5031 Reaksi yang terjadi:
C12H22O11 + H2O 2C6H12O6 Sukrosa air glukosa
(33)
Perhitungan panas reaksi
o sukrosa f o
air f o
glukosa f o
R 2ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ
Hˆ
Δ
= 2(-1264200 kJ/kgmol) – (-285840 kJ/kgmol) – (-2221200 kJ/kgmol) = -21360 kJ/kgmol
Dari perhitungan di bagian A.1 Neraca Massa Tangki Mixer I (M-103) diperoleh r1 = 0,1363 kgmol/jam
Neraca energi keseluruhan
total in total out 1 o
R r Q Q Hˆ
Δ
dT
dQ
= (-21360)(0,1363)+ 330576,5031 – 98885,8727 = 228778,2206 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg maka massa steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 5189
, 102 2230,2
6 228778,220 msteam
(34)
E-105
Monosakarida 12% Maltsprout Diamonium fosfat Air
T = 100 oC
Monosakarida 12% Maltsprout
Diamonium fosfat Air
T = 40 oC 6
Air Pendingin T = 25 oC Air Pendingin Bekas
T = 70 oC
6a
Neraca panas masuk heat exchanger (E-105)
Tabel B.9 Perhitungan Panas Masuk Heat Exchanger (E-105)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 100 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0 10 C 25 i o o
(kJ/jam) 6aMonosakarida 102,1084 169,6700 17324,7369
Maltsprout 2,5228 167,3600 422,2193
Diamonium
fosfat 0,6307 525,0433 331,1475
Air 745,6416 419,1000 312498,3993
Qin total = 330576,5031
Neraca panas keluar heat exchanger (E-105)
Tabel B.10 Perhitungan Panas Keluar Heat Exchanger (E-105)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
40
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0 4 C 25 i o o
(kJ/jam) 6Monosakarida 102,1084 67,8680 6929,8948
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 745,6416 167,5000 124894,9699
Qout total = 132271,6536
dQ/dT = Qout total– Qin total
= 330576,5031 – 132271,6536 = -198304,8495 kJ/jam
(35)
Air pendingin yang digunakan mempunyai suhu 25oC, 1 atm dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 70oC, 1 atm yang kemudian dialirkan ke bagian utilitas. Data entalpi air pada suhu 25oC dan 70oC adalah sebagai berikut:
Hair (25oC, 1 atm) = 104,89 kJ/kg (Felder, 2005) Hair (70oC, 1 atm) = 293,0 kJ/kg (Felder, 2005)
= 293,0 kJ/kg – 104,89 kJ/kg =188,11 kJ/kg maka air pendingin yang dibutuhkan:
m dT
dQ air
kg/jam 1962
, 1054 167,3
5 198304,849
mair
B.2.3 Neraca Panas Culture Tank (M-106)
6
7
CaCO3
T=30 oC
9
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
CaCO3 T = 39,87oC Monosakarida 12%
Maltsprout Diamonium fosfat Air
T = 40oC
M - 106
Neraca Panas Masuk Culture Tank (M-106)
Tabel B.11 Perhitungan Panas Masuk Culture Tank (M-106)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
40
25o
CC o
(kJ/kg)
dT Cp m Q
C 0 4
C 25 i
o
o
(kJ/jam)
6
Monosakarida 102,1084 67,8680 6929,8948
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 745,6416 167,5000 124894,9699
7 CaCO3 2,6921 4,1768 11,2444
(36)
Neraca Panas Keluar Culture Tank (M-106)
Tabel B.12 Perhitungan Panas Keluar Culture Tank (M-106)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 40 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 87 , 39 C 25 i o o
(kJ/jam) 9Monosakarida 102,1084 67,8680 6929,8948
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 745,6416 167,5000 124894,9699
CaCO3 2,6921 4,1768 11,2444
Qout total = 132282,8981
B.2.4 Neraca Panas Fermentor (R-108)
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
Kalsium Laktat T=40oC
Monosakarida Maltsprout Diamonium fosfat Air
CaCO3 T=40oC 9
10 CaCO3 T=30oC
11 CO2 T=40 oC
12
R-108
Saturated steam T = 110 oC; 1,43 atm
Kondensat
T = 110 oC; 1,43 atm
Neraca Panas Masuk Fermentor (R-108)
Tabel B.13 Perhitungan Panas Masuk Fermentor(R-108)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 40 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0 4 C 25 i o o
(kJ/jam) 9Monosakarida 102,1084 67,8680 6929,8948
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 745,6416 167,5000 124894,9699
CaCO3 2,6921 4,1768 11,2444
10 CaCO3 51,1506 4,1768 213,6440
Qin total = 132519,1148 Neraca Panas Keluar Fermentor (R-108)
(37)
Tabel B.14 Perhitungan Panas Keluar Fermentor(R-108)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 40 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0 4 C 25 i o o
(kJ/jam)11 CO2 23,6908 12,7658 302,4327
12
Monosakarida 5,1054 67,8680 346,4947
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 755,3333 167,5000 126518,3273
Kalsium laktat 117,4912 17,7411 2084,4142 Qout total = 129698,4579
Perhitungan panas reaksi Ada 2 reaksi yang terjadi yakni:
1. Fermentasi glukosa menjadi asam laktat
C6H12O6 2 CH3CHOHCOOH Monosakarida asam laktat
o da monosakari f o laktat asam f o
R2 2ΔHˆ ΔHˆ
Hˆ
Δ
= 2(-682960 kJ/kgmol) - (-1264200 kJ/kgmol) = -101720 kJ/kgmol
2. Reaksi asam laktat dengan kalsium karbonat
2CH3CHOHCOOH + CaCO3 Ca(CH3CHOHCOO)2 + H2O + CO2
Asam laktat kalsium karbonat kalsium laktat air karbon dioksida o karbonat kalsium f o laktatt asam f o dioksida karbon f o air f o laktat kalsium f o
R3 ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ 2ΔHˆ ΔHˆ
Hˆ
Δ
= -1686100 + (-285840) + (-393500) – 2(-682960) – (-1206900)
= 207380 kJ/kgmol
Dari perhitungan di bagian A.3 Neraca Massa Fermentor (R-108) diperoleh r2 = 0,5384 kgmol/jam dan r3 = 0,5384 kgmol/jam
Neraca panas keseluruhan
(38)
total in total out 3 o R3 2
o
R2 r ΔHˆ r Q Q Hˆ
Δ
dT
dQ
= (-101720)(0,5384) + (207380)(0,5384) + (129698,4579) – (132519,1148) = 54069,5388 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg
maka massa saturated steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 2443
, 24 2230,2
4069,5388 5
msteam
(39)
12
35 13
14
Ca(OH)2
Air T = 30 oC
NH3 T = 85 oC
Monosakarida Maltsprout kalsium fosfat Air
Kalsium Laktat T = 85 oC Monosakarida
Maltsprout Diamonium fosfat Air
Kalsium Laktat T=40oC
Saturated steam T =110 oC; 1,43 atm
Kondensat
T=110 oC; 1,43 atm Neraca Panas Masuk Tangki Koagulasi (M-203)
Tabel B.15 Perhitungan Panas Masuk Tangki Koagulasi (M-203)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
40
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 40 C 25 i o o
(kJ/jam) 12Monosakarida 5,1054 67,8680 346,4947
Maltsprout 2,5228 66,9440 168,8877
Diamonium
fosfat 0,6307 440,61986 277,9012
Air 755,3333 167,5000 126518,3273
Kalsium laktat 117,4912 17,7411 2084,4142
35 Ca(OH)2 0,5308 6,0391 3,2056
Air 530,2702 125,7000 66654,9601
Qin total = 196054,1908
Neraca Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-203)
Tabel B.16 Perhitungan Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-203)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 5 8 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 85 C 25 i o o
(kJ/jam)13 NH3 0,1624 2,2073 0,3854
14
Monosakarida 5,1054 144,2195 736,3013
Maltsprout 2,5228 142,256 358,8864
Kalsium fosfat 0,7421 76,1268 56,4969
Air 1285,8613 355,9000 457638,0522
Kalsium laktat 117,4912 78,4029 9211,6519 Qout total = 468001,7472 Reaksi yang terjadi:
(40)
Diamonium kalsium kalsium fosfat air ammonia fosfat hidroksida
o
hidroksida kalsium f o
fosfat diamonium f
o ammonia f o
air f o
fosfat kalsium f o
R4 ΔHˆ 6ΔHˆ 4ΔHˆ -2ΔHˆ 3ΔHˆ
Hˆ
Δ
= -4138000 + 6(-285840) + 4(-46,190) - 2(-1556910) - 3(-986590) = 35790 kJ/kgmol
Dari perhitungan di bagian A.4 Neraca Massa Tangki Koagulasi (M-203) diperoleh r4 = 0,0024 kgmol/jam
Neraca panas keseluruhan
total in total out 4 o
R4 r Q Q Hˆ
Δ
dT dQ
= (35790)(0,0024) +(468001,7472) - (196054,1908) = 272033,0146 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg maka massa steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 9770
, 121 2230,2
6 272033,014 msteam
(41)
18 16
Uap air T =100,218 oC
Air
Kalsium Laktat T = 85 oC
Air
Kalsium Laktat T = 100,218 oC 17
Saturated Steam T =110 oC; 1,43 atm
Kondensat T =110 oC; 1,43 atm FE-209
Menentukan titik didih di dalam evaporator
Dari Lampiran A bagian A.7 Neraca Massa Evaporator I (FE-209) F17 air = 1260,1441 kg/jam
F17 kalsium laktat = 115,1414 kg/jam Tb larutan = Tbpelarut+ ΔTb
Di mana, b kb
P 1000 BM G ΔT
…(5) (Syukri, 1999)
G = massa zat terlarut P = massa pelarut
kb = konstanta air = 0,52 (Syukri, 1999) 0,52 1260,1441 1000 218,212 115,1414
ΔTb
ΔTb = 0,2180 oC
Tb larutan = 100 oC + 0,2180 oC = 100,2180oC
Neraca Panas Masuk Evaporator I (FE-209)
Tabel B.17 Perhitungan Panas Masuk Evaporator I (FE-209)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 5 8 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 85 C 25 i o o
(kJ/jam)16 Air 1260,1441 355,9000 448485,2912
Kalsium laktat 115,1414 78,429 9027,4189 Qin total = 457512,7101 Neraca Panas Keluar Evaporator I (FE-209)
(42)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
218 , 100
25o
CC o
(kJ/kg)
dT Cp m
Q
C 218 , 100
C 25 i
o
o
(kJ/jam)
17 Air 1015,4686 2676,4360 2717836,7978
18 Air 244,6755 420,0156 102767,5215
Kalsium laktat 115,1414 101,10168 11640,9894 Qout total = 2832245,3087
Neraca panas keseluruhan
total in total out Q Q
dT dQ
= 2832245,3087 - 457512,7101= 2374732,5986 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg maka massa steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 8070
, 1064 2230,2
86 2374732,59 msteam
(43)
19
H2SO4 98%
air T = 30 oC Air
T = 30oC
21 H2SO4 0,01M
T =?
20
M-303
Neraca Panas Masuk Tangki Mixer III (M-303)
Tabel B.19 Perhitungan Panas Masuk Mixer III (M-303)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 30 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 30 C 25 i o o
(kJ/jam)19 Air 1,0562 125,7000 132,7616
Asam sulfat 51,7527 7,3097 378,2975
20 Air 23,4767 125,7000 2951,0256
Qin total = 3462,0847
Neraca Panas Masuk Tangki Mixer III (M-303)
kgmol/jam 0,5277 kg/kgmol 98,08 kg/jam 51,7527 n 4 2SO H
21
kgmol/jam 3629 , 1 kg/kgmol 8 1 kg/jam 5329 , 4 2
n21air
27,91% 100% 1,3629 0,5277 0,5277 100% n n n SO H %mol air 21 SO H 21 SO H 21 4 2 4 2 4
2
Dengan interpolasi dari Tabel B.5 di bagian B.1.2 Data Kapasitas Panas Berdasarkan % mol diperoleh bahwa
Cp H2SO4, 27,91% mol = 0,784 kal/g oC = 3,2820 kJ/kg oC Mixer bersifat adiabatis,
Qin = Qout
3462,084687 = 76,2857 (3,2820) (T2– 20) T2 = 33,8280 oC
Maka suhu larutan H2SO4 0,01 M pada alur 21 adalah 33,8280 oC
(44)
18
Air
Kalsium Laktat T=100,218 oC
21
H2SO4 0,01M
T = 33,8280 oC
22
Air
Asam Laktat CaSO4
T=85oC
M-305
Air Pendingin T = 25 oC
Air Pendingin Bekas T = 70 oC
Neraca Panas Masuk Tangki Acidifier(M-305)
Tabel B.20 Perhitungan Panas Masuk Tangki Acidifier(M-305)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 218 , 100 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 218 , 100 C 25 i o o
(kJ/jam)18 Air 244,6755 420,0156 102767,5215
Kalsium laktat 115,1414 101,10168 11640,9894
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 8280 , 33 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 8280 , 33 C 25 i o o
(kJ/jam) 21 H2SO4 0,01 M 76,2857 111.0229 3462,0847Qin total = 117870,5956
Neraca Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-305)
Tabel B.21 Perhitungan Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-305)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 70 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 70 C 25 i o o
(kJ/jam) 22Air 269,2084 293,0000 78878,0613
CaSO4 71,7615 237,6643 17055,1561
Asam laktat 94,9785 65,3122 6203,2542
Qout total = 102136,4716
Reaksi yang terjadi:
(45)
Kalsium laktat asam sulfat kalsium sulfat asam laktat
Dari perhitungan A.8 Neraca Massa Tangki Acidifier (M-305) diperoleh nilai r5 = 0,5277 kgmol/jam
Panas reaksi
o sulfat asam f o
laktat kalsium f o
sulfat kalsium f o
laktat asam f o
R5 2ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ
Hˆ
Δ
= 2 (-682960) + (-1432700) – (-1686100) – (-811320) = -570823,7974 kJ/kgmol
Neraca Panas keseluruhan
total in total out 5 o
R5 r Q Q Hˆ
Δ
dT
dQ
= (-570823,7974) (0,5277) + 102136,4716 – 117870,5956 = -316934,124 kJ/jam
Air pendingin yang digunakan mempunyai suhu 25oC, 1 atm dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 70oC, 1 atm dialirkan ke bagian utilitas. Data entalpi air pada suhu 25oC dan 70oC adalah sebagai berikut:
Hair (25oC, 1 atm) = 104,89kJ/kg (Felder, 2005) Hair (70oC, 1 atm) = 293,0 kJ/kg (Felder, 2005)
= 293,0 kJ/kg – 104,89 kJ/kg =188,11 kJ/kg maka air pendingin yang dibutuhkan:
m dT
dQ air
kg/jam 8340
, 1684 188,1
316934,124
mair
(46)
Air
Asam Laktat T = 102,0366 oC 26
24
Uap Air T = 102,0366 oC
Air
Asam Laktat T = 70oC
25
Saturated Steam T = 110oC; 1,43 atm
Kondensat T = 110oC; 1,43 atm
EV-311
Menentukan titik didih di dalam evaporator F22 air = 263,8242kg/jam
F22 asam laktat = 93,0790kg/jam
Dengan menggunakan persamaan (5) pada bagian B.2.6 Neraca Panas Evaporator I (EV-209) (Syukri, 1999)
0,52 263,8242
1000 90,08
93,0790
ΔTb
ΔTb = 2,0366 oC
Tb larutan = 100 oC + 2,0366 oC = 102,0366oC
Neraca Panas Masuk Evaporator II (FE-311)
Tabel B.22 Perhitungan Panas Masuk Evaporator II (FE-311)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
70
25o
CC o
(kJ/kg)
dT Cp m Q
C 70
C 25 i
o
o
(kJ/jam)
24 Air 263,8242 293,0000 77300,5001
Asam laktat 93,0790 65,3122 6079,1891
Qin total = 83379,6892
(47)
Tabel B.23 Perhitungan Panas Keluar Evaporator II (FE-311)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
0366 , 102
25o
CC o
(kJ/kg)
dT Cp m
Q
C 0366 , 102
C 25 i
o
o
(kJ/jam)
25 Air 223,9333 2680,0733 600157,5242
26 Air 39,8910 427,5000 17053,3934
Asam laktat 93,0790 119,0252 11078,7452 Qout total = 628289,6601
Neraca panas keseluruhan
total in total out Q Q
dT dQ
= 628289,6601 - 83379,6892 = 544909,9709 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg maka massa steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 3323 , 244 2230,2
9 544909,970 msteam
(48)
Air
Asam Laktat T=102,0366 oC
26
27
NaOH 50% Air T=30oC
28 Air
Asam Laktat NaOH
Natrium Laktat T = 71 oC R-403
Saturated Steam T=110 oC, 1,43 atm
Kondensat T=110oC; 1,43 atm
Cp larutan NaOH 50% dapat dicari dengan interpolasi data dari Tabel B.4 diperoleh sebesar 47,17 J/gmol K= 1,1793 kJ/kg K.
Neraca Panas Masuk Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Tabel B.23 Perhitungan Panas Masuk Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 0366 , 102
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 0366 , 102 C 25 i o o
(kJ/jam)26 Air 39,8910 427,5000 17053,3934
Asam laktat 93,0790 119,0252 11078,7452
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 15 , 303 15 , 98 2
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 15 , 303 C 15 , 298 i o o
(kJ/jam)27 NaOH 50% 84,2143 357,4896 30105,7355
Qin total = 58237,8714
Neraca Panas Keluar Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Tabel B.24 Perhitungan Panas Keluar Reaktor Natrium Laktat (R-403)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
71
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 71 C 25 i o o
(kJ/jam) 28Air 100,3347 297,2000 29819,4658
Asam laktat 1,3962 66,9061 93,4132
NaOH 1,3592 405,8389 551,6358
Natrium Laktat 114,1552 166,0588 18956,4779 Qout total = 49420,9927 Reaksi yang terjadi:
(49)
Natrium hidroksida asam laktat natrium laktat air
Dari perhitungan A.12 Neraca Massa Reaktor Natrium Laktat (R-403) diperoleh nilai r6 = 1,0187 kgmol/jam
Panas reaksi
o laktat asam f o
hidroksida natrium f o
air f o
laktat natrium f o
R6 ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ ΔHˆ
Hˆ
Δ
= (-304000) + (-285840) – (-426600) – (-682960) = 519720 kJ/kgmol
Neraca panas keseluruhan
total in total out 6 o
r r Q Q Hˆ
Δ
dT dQ
6
= (519720)(1,0187) + 628289,6601 - 49420,9927 = 520620,5356 kJ/jam
Media pemanas yang digunakan adalah saturated steam dengan suhu 110 oC dan tekanan 1,43 atm, dan keluar sebagai kondensat pada suhu 110oC dan tekanan 1,43 atm.
Hsteam, (110oC, 1,43 atm) = 2691,5 kJ/kg (Felder, 2005) Hair, (110oC, 1,43 atm) = 461,3 kJ/kg (Felder, 2005)
= 2691,5 – 461,3 = 2230,2 kJ/kg maka massa steam yang dibutuhkan
m dT
dQ steam
kg/jam 4412
, 233 2230,2
6 520620,535 msteam
(50)
30 Air
T=30 oC
28 Air Asam laktat
NaOH Natrium laktat
T = 71 oC
29
Air Asam laktat
NaOH Natrium laktat
T = 30 oC
Air pendingin T = 25oC
Air pendingin bekas T = 70oC
M-405
Neraca Panas Masuk Tangki Mixer IV (M-405)
Tabel B.25 Perhitungan Panas Masuk Tangki Mixer IV (M-405)
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
71
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 71 C 25 i o o
(kJ/jam) 28Air 100,3347 297,2000 29819,4658
Asam laktat 1,3962 66,9061 93,4132
NaOH 1,3592 405,8389 551,6358
Natrium Laktat 114,1552 166,0588 18956,4779
Alur Komponen mi (kg/jam)
dT Cp
30
25
oC C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 30 C 25 i o o
(kJ/jam)29 Air 11,0651 125,7000 1390,8859
Qin total = 50811,8786
Neraca Panas Keluar Tangki Mixer IV (M-405)
Tabel B.26 Perhitungan Panas Keluar Tangki Mixer IV (M-405)
Alur Komponen mi (kg/jam) dT Cp 30 25o
C C o (kJ/kg) dT Cp m Q C 30 C 25 i o o
(kJ/jam) 30Air 111,3998 125,7000 125,7000
Asam laktat 1,3962 6,5873 9,1971
NaOH 1,3592 485,9171 485,9171
Natrium Laktat 114,1552 70,1659 14002,9547 Qout total = 22507,8483
(51)
total in total out Q Q
dT
dQ
= 22507,8483 - 50811,8786 = -28304,0302 kJ/jam
Air pendingin yang digunakan mempunyai suhu 25oC, 1 atm dan keluar sebagai air pendingin bekas pada suhu 70oC, 1 atm dialirkan ke bagian utilitas. Data entalpi air pada suhu 25oC dan 70oC adalah sebagai berikut:
Hair (25oC, 1 atm) = 104,89 kJ/kg (Felder, 2005) Hair (70oC, 1 atm) = 293,0 kJ/kg (Felder, 2005)
= 293,0 kJ/kg – 104,89 kJ/kg =188,11 kJ/kg maka air pendingin yang dibutuhkan:
m dT
dQ air
kg/jam 4813
, 150 188,11
28304,0302
mair
(52)
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN
C.1 Gudang Penyimpanan Bahan Baku Padatan
Fungsi : menyimpan bahan baku berbentuk padatan untuk keperluan proses
Bentuk : persegi empat
Bahan konstruksi : dinding dari beton dan atap dari seng
Jumlah : 1 bangunan
Perhitungan kapasitas : Keterangan:
Semua bahan baku ditempatkan dalam sak dengan berat 50 kg/sak. Ukuran umum sak kosong 50 kg adalah 70 cm × 40 cm, disusun dalam suatu rak dengan jumlah sak tertentu dan disusun ke atas (maksimal 10 tumpukan).
Faktor kelonggaran : 10% Areal bebas (jalan) : 15%
Tabel C.1 Kapasitas bahan baku padatan
Bahan baku F (kg/jam)
Keperluan (hari)
Berat total (kg)
Jumlah sak (50 kg/sak)
CaCO3 53,8427 15 19383,37 338
Maltsprout 2,5228 30 1816,43 36
Diamonium
fosfat 0,6307 30 454,11 9
Ca(OH)2 0,5308 15 191,09 4
Total 437
Perencanaan tinggi gudang:
Tinggi sak = 30 cm × 10 = 300 cm = 3 m Tinggi gudang = (1+0,1+0,15) × 3 m = 3,75 m
Tabel C.2 Perencanaan Susunan Bahan Baku
Bahan baku Jumlah sak Jumlah sak/rak Jumlah rak Deret rak
CaCO3 775 20 40 4
(53)
Maltsprout 18 20 1 1 Diamonium
fosfat 5 10 1 1
Ca(OH)2 8 10 1 1
Total 806 43 7
Lebar sisi sak = 40 cm
Lebar sak total = 40 cm × 7 = 280 cm = 2,8 m Lebar gudang = (1+0,1+0,15) × 2,8 m = 3,5 m Panjang sisi sak = 70 cm
Panjang sak total = 70 cm × 7 = 490 cm = 4,9 m Panjang gudang = (1+0,1+0,15) × 4,9 m = 6,125 m
C.2 Tangki Penyimpanan Molase (T-101)
Fungsi : menyimpan molase
Bentuk : silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : carbon steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Kondisi Penyimapanan : Suhu : 30oC
Tekanan : 1 atm = 14,696 psia Kebutuhan rancangan : 15 hari
Faktor kelonggaran : 20%
Densitas molase : 1400 kg/m3 (Hui, 2006) Laju alir : 126,1410 kg/jam
a. Volume larutan, Vl
3
m kg
hari jam jam
kg
l
1400
24 15hari 126,1410
V
Vl = 32,4363 m3
Volume Tangki, Vt
3 t (1 0,2) 32,4363m
V
(54)
b. Spesifikasi Tangki
Direncanakan tangki beralas datar dan bertutup ellipsoidal dengan perbandingan: Tinggi silinder : diameter (Hs : Ds) = 4 : 3
Tinggi head : diameter (Hh : Ds) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs)
s 2 s s D H
4
π
V 3 s s D
3
π
V (Perry, 1999)
- Volume tutup tangki (Vh)
h 2 s h D H
6
π
V 3 s h D
24
π
V (Brownell, 1959)
Volume Tangki (V) 3 s 3
s h
s
t D
24
π
D 3
π
V V
V
3 s 3
D 8 3π 38,9235m Ds= 3,2084 m Hs = 4,2778 m
c. Diameter dan tutup tangki
diameter tutup = diameter tangki = 3,2084 m
direncanakan Tinggi head : diameter (Hh : Ds) = 1 : 4
maka tinggi tutup, Hh = (3,2084m) 0,8021m 4
1
Tinggi total tangki, Ht = Hs + Hh = 4,2778 m + 0,8021 m = 5,0799 m
d. Tebal shell tangki
nC 0,6P) 2(SE
PD
t
(Perry, 1999)
(55)
t = tebal shell tangki (in) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (in) S = allowable stress (psia) E = joint efficiency
C = factor korosi (in/tahun) n = umur alat (tahun)
Volume larutan = 32,4363 m3 Volume tangki = 38,9235 m3
Tinggi larutan dalam tangki, h = 5,0779m 4,2333m m
38,9235 m 32,4363
3 3
Tekanan hidrostatik P = ρ × g × h
= 1400 kg/m3 × 9,8 m/s2 × 4,2333 m = 58119,95 Pa
Faktor kelonggaran 20%, Maka tekanan desain, Pdesain = (1+0,2) × Poperasi
= (1+0,2) × (101325 + 58119,95 ) = 191333,94 Pa = 27,7507 psi
Direncanakan bahan konstruksi carbon steel SA-285 Grade C, Dari Tabel 13.1, Brownell, 1959, diperoleh data
Allowable stress (S) : 13700 psia
Joint efficiency (E) : 0,80
Faktor korosi (C) : 0,0125 in/tahun Umur alat (n) : 10 tahun Tebal shell tangki:
0,0125in/tahun
0 1 ) 7507 , 27 0,6 8 , 0 2(13700
in) 3138 psia)(126, (27,7507
t
psia
t = 0,2852 in
(56)
e. Tebal tutup tangki
Tutup tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell tangki dan mempunyai ketebalan yang sama pula.
Tebal tutup tangki digunakan 5/16 in (Brownell, 1959)
C.3 Tangki Mixer I (M-103)
Fungsi : mengencerkan dan mensterilkan molase Jenis : Tangki berpengaduk dengan jaket pemanas
Bentuk : silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : carbon steel SA-285 Grade C
Jumlah : 1 unit
Kondisi Penyimapanan : Suhu : 100oC
Tekanan : 1 atm = 14,696 psia Waktu tinggal : 1jam
Faktor kelonggaran : 20%
Laju alir : 850,9036 kg/jam
Data :
Tabel C.3 Komposisi Bahan Pada Tangki Mixer I (M-103) Bahan F (kg/jam) ρ (kg/m3) V (m3/jam) Monosakarida 102,1084 1540 0,0663
Maltsprout 2,5228 4761 0,0005
Air 745,6416 995,68 0,7498
Diamonium
fosfat 0,6307 1620 0,0004
Total 850,9036 0,8161
Densitas campuran, ρcampuran =
/jam m 0,8161
kg/jam 850,9036
3 = 1042,6460 kg/m 3
a. Volume larutan, Vl Vl = 0,8161 m3 Volume Tangki, Vt
Vt = (1+0,2)×0,8161 = 0,9519 m3
b. Spesifikasi Tangki
Direncanakan tangki beralas datar dan bertutup ellipsoidal dengan perbandingan: Tinggi silinder : diameter (Hs : Ds) = 4 : 3
(57)
Tinggi head : diameter (Hh : Ds) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs)
s 2 s s D H
4
π
V 3 s s D
3
π
V (Perry, 1999)
- Volume tutup tangki (Vh)
h 2 s h D H
6
π
V 3 s h D
24
π
V (Brownell, 1959)
Volume Tangki (V) 3 s 3
s h
s
t D
24
π
D 3
π
V V
V
0,8161 3 D3s 24 9π m
Ds= 0,9401 m; Hs = 1,2535 m
c. Diameter dan tutup tangki
diameter tutup = diameter tangki = 1,2535 m
direncanakan Tinggi head : diameter (Hh : Ds) = 1 : 4
maka tinggi tutup, Hh = 4 1
(0,9401 m ) = 0,2350 m
Tinggi total tangki, Ht = Hs + Hh = 1,2535 m + 0,2350 m = 1,4885 m
d. Tebal shell tangki
nC 0,6P) 2(SE
PD
t
(Perry, 1999)
di mana:
t = tebal shell tangki (in) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (in)
(58)
S = allowable stress (psia) E = joint efficiency
C = factor korosi (in/tahun) n = umur alat (tahun)
Volume larutan = 0,8161 m3 Volume tangki = 0,9793 m3
Tinggi larutan dalam tangki, h = 1,4885m 1,2405m m
9793 , 0
m 8161 , 0
3 3
Tekanan hidrostatik P = ρ × g × h
= 1042,6460 kg/m3 × 9,8 m/s2 × 1,2405 m = 12683,5 Pa
Faktor kelonggaran 20%, Maka tekanan desain, Pdesain = (1+0,2) × Poperasi
= (1+0,2) × (101325 + 12683,5 ) = 136810,17 Pa = 19,8427 psi
Direncanakan bahan konstruksi carbon steel SA-285 Grade C Dari Tabel 13.1, Brownell, 1959, diperoleh data
Allowable stress (S) : 13700 psia
Joint efficiency (E) : 0,80
Faktor korosi (C) : 0,0125 in/tahun Umur alat (n) : 10 tahun
Tebal shell tangki:
0,0125in/tahun
0 1 ) 19,8427 0,6
8 , 0 2(13700
in) 131 psia)(37,0 (19,8427
t
psia
t = 0,1585 in
digunakan shell standar 3/16 in (Brownell, 1959)
(59)
Tutup tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell tangki dan mempunyai ketebalan yang sama pula.
Tebal tutup tangki digunakan 3/16 in (Brownell, 1959)
Perancangan sistem pengaduk
Jenis Pengaduk : flat 6 blade turbine impeller
Jumlah baffle : 4 unit
Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 Da = 1/3 × 0,9401 m = 0,3134 m E/Da = 1 E = 0,3134 m
L/Da = ¼ L = ¼ × 0,3134 m = 0,0783 m
W/Da = 1/5 W = 1/5 × 0,3134 m = 0,0627 m J/Dt = 1/12 J = 1/12 × 0,9401 m = 0,0783 m di mana:
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 = 115 rpm = 1,9167 putaran/detik Da = 0,3134 m =1,0281 ft
Dari tabel C.3 halaman LC-5 diperoleh ρcampuran =1042,6460 kg/m3 = 66,1556 lbm/ft3 gc = 32,17 lbm.ft/lbf.detik2 (McCabe, 1999)
= 1,095 cP = 0,00736 lbm/ft.detik (Kim, 2010)
bilangan reynold, NRe
9 , 177172 0,00736
66,1556 1,9167
1,0281 Nρ
D N
2 2
a
Re
NRe > 10.000, maka perhitungan daya pengadukan menggunakan rumus:
c 5 a 3 T
g
ρ
D n K
P (McCabe, 1999)
(60)
Maka daya yang dibutuhkan adalah:
hp 0,1905 /detik
lb ft 7940 , 104 32,17
66,1556 1,0281
1,9167 6,3
P f
5 3
Efisiensi motor 80%
Daya motor = 0,1905/0,80 = 0,2382 hp Dipilih motor standard ¼ hp
Jaket pemanas
Jumlah steam (110oC, 1 atm) = 102,5819 kg/jam
Densitas steam = 0,5237 kg/m3 (Geankoplis, 2003) Volume steam = 193,5128 m3/jam
Diameter luar tangki = Ds + 2 × t
= 37,0131 in + 2 × 0,1875 in
= 37,3881 in
Tinggi jaket = tinggi tangki = 1,2535 m = 4,1125 in Asumsi jarak jaket = 5 in
Diameter luar tangki dengan jaket (D) = 37,3881 in + 2 × 5 in = 47,3881 in Luas perpindahan panas jaket,
A= π.D.h = π (47,3881) (4,1125) = 7350 in2 Luas perpindahan panas yang dibutuhkan,
Panas yang dipindahkan oleh steam,Q= 228778,2206 kJ/jam = 216839,0618 Btu/jam Suhu awal steam, T1 = 110oC = 230oF
Suhu akhir steam, T2 = 110 oC = 230oF
Dari Tabel 8. Kern, 1965, diperoleh UD = 250 – 500 Diambil UD = 375 Btu/(jam.ft2.oF)
ΔT
U Q A
D
230 16,0622ft2 2312,95in2 3758 216839,061
A
Luas perpindahan panas jaket > luas perpindahan panas yang dibutuhkan, maka rancangan jaket tangki sudah layak.
Tebal dinding jaket (tj)
(61)
Tekanan maksimum diambil sebesar 25 Psi lebih besar dari tekanan normal sehingga: Pdesain= 14,696 + 25 = 39,696 psi
nC 0,6P) 2(SE
PD
tj
in 0,2110 0,0125
10 39,696) 0,6
0,8 2(13700
47,3881 39,696
tj
Dipilih tebal ¼ in.
C.4 Cooler (E-105)
Fungsi : mendinginkan molase sebelum diumpan ke tangki Culture Tank
Jenis : Double Pipe Heat Exchanger
Dipakai : Pipa 2 × 1¼ in IPS, 20 ft
Jumlah : 1 unit
Fluida panas
Laju alir fluida panas, W = 850,9036 kg/jam = 1875,9020 lbm/jam Suhu awal (T1) = 100 oC = 212 oF
Suhu akhir (T2) = 40 oC = 104oF
Fluida dingin
Laju alir fluida dingin, w = 1054,1962 kg/jam = 2324,0810lbm/jam Suhu awal (T1) = 25 oC = 77 oF
Suhu akhir (T2) = 70 oC = 158oF
Panas yang dipindahkan, Q = 198304,8495 kJ/jam = 187955,9925 Btu/jam
(1) LMTD, Δtm
Fluida panas Fluida dingin Selisih T1=212 oF lebih tinggi Suhu yang t1 = 158 Δt1 = 54 oF T2=104 oF Suhu yang
lebih rendah t2 = 77 Δt2 = 27 o
F T1-T2 = 108 oF Selisih t1– t2 = 81oF Δt1- Δt2= 27oF
(62)
LMTD, 2 1 2 1 m Δt Δt 2,3log Δt Δt
Δt (Walas, 1988)
F 38,9965 27 54 2,3log 27 Δt o m
(2) Temperatur kalorik
F 158 2 104 212 2 T T
T 1 2 o
C F 117,5 2 7 7 58 1 2 t t
t 1 2 o
C
Fluida panas: annulus Fluida dingin: pipa bagian dalam
(3’) luas aliran (3) luas aliran
D2 = 2,067 in = 0,1723 ft D = 1,38 in = 0,115 ft D1 = 1,66 in = 0,1383 ft
aa= π(D22– D12)/4 ap= πD2/4 aa = 0,0083 ft2 ap = 0,0104 ft2 diameter ekuivalen, De
De = (D22– D12)/ D1 De = 0,0761 ft
(4’) kecepatan massa (4) kecepatan massa
Ga = W/aa Gp = w/ap
Ga = 1875,9020/0,0083 Gp = 2324,0810/0,0104
Ga = 226649,1982 lbm/(jam.ft2) Gp = 223661,3409 lbm/(jam.ft2)
(5’) pada TC = 158oF (5) Pada tC = 117,5 oF
= 0,56 cP = 1,3552 lbm/ft.jam = 0,58 cP = 1,4036 lbm/ft.jam
G D
Re e a
a
DG Rep p Rea = 12735 Rep = 18325
(6’) jH = 40 (Walas, 1988) (6) jH = 43 (Walas, 1988)
(7’) pada TC = 158oF (7) Pada tC = 122 oF
c = 0,93 Btu/lboF (Geankoplis, 2003) c = 1 Btu/lboF (Walas,1988)
(63)
1,4709 0,396 3552 , 1 93 , 0 k
c 13 13
1,5588 0,3727 4036 , 1 1 k
c 13 13
(8’) 3
1 e H o k c D k j h
(8)
3 1 H i k c D k j h
ho = 40 (0,396/0,0761) (1,4709) hi = 43 (0,3727/0,115) (1,5588) ho = 305,9763 Btu/jam.ft2.oF hi = 215,9943 Btu/jam.ft2.oF (9) hio = hi × ID/OD
hio = 215,9943 (1,38/1,66) hio = 179,5615 Btu/jam.ft2.oF (10) koefisien keseluruhan bersih, UC
F ft Btu/jam 113,1561 305,9763 5615 , 79 1 305,9763 5615 , 79 1 h h h h
U 2 o
o io
o io
C
(11) Koefisien keseluruhan desain, UD
d C D R U 1 U
1
Rd ketentuan = 0,003 (Walas, 1988)
003 , 0 113,1561 1 U 1 D
UD = 84,4784
(12) Luas permukaan yang dibutuhkan
2m D ft 0538 , 7 5 32,8054 84,4784 5 187955,992 Δt U Q
A
Dari table 11 Walas 1965 diperoleh pipa 1¼ in IPS mempunyai luas permukaan luar per ft linear sebesar 0,435 ft2/ft
Maka panjang pipa yang dibutuhkan 131,1581ft 160ft /ft ft 0,435 ft 57,0538 2 2
Jumlah hairpin 20 ft yang dibutuhkan adalah 4 buah
Luas permukaan sebenarnya menjadi, A= (4×2×20ft)×0,435 ft2/ft = 69,6 ft2 Koefisien desain yang sebenarnya menjadi,
38,9965
82,3192Btu/jam ft F69,6 5 187955,992 t A Q
U 2o
m
D Rd hitung dapat diperoleh dengan,
(64)
Rd = 0,0033 82,3192 113,4227 82,3192 113,4227 U U U U D C D C
Rdhitung ≈ Rd ketentuan, maka spesifikasi cooler dapat diterima Pressure drop
Fluida panas : annulus Fluida dingin: pipa bagian dalam
(1’) De’= D2– D1 = 0,0339 ft (1) untuk Rep = 18325
Rea’ =
1,3552 82 2266492,19 0,0339 G ' De a
0,42p Re
0,264 0,0035
f
Rea’ = 5672
20603
0,00760,264 0,0035
f 0,42
5672
0,01050,264 0,0035
f 0,42 g = 1, ρ = 1×62,5 = 62,5
ρ = 1042,6460 kg/m3
= 65,0927 lbm/ft3
(2’) 13,6731ft
' D 2gρ L 4fG ΔF e 2 2 a
a (2) 11,6160ft
D 2gρ L 4fG ΔF 2 2 p p
(3’)
65,0927 3600 2 226649,198 3600ρ G
V 5,04psi
144 62,5 11,6160
ΔPp
V = 0,9672 fps ΔPp yang diperbolehkan < 10 psi
32,2
0,0436ft2 0,9672 3 2g' V 3 F 2
i
144 65,0927 0,9672 13,6731 ΔPa ΔPa = 6,2 psi
ΔPa yang diperbolehkan < 10 psi
Pressure drop untuk cairan yang diperbolehkan adalah antara 5 hingga 10 psi (Kern, 1965), sehingga perancangan alat penukar panas di atas dapat diterima karena
pressure drop berada di antara 5 hingga 10 psi.
C.5 Culture Tank (M-106)
Fungsi : Inkubasi Starter
Bahan konstruksi : carbon steel, SA-285 Grade C
Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup datar Jenis sambungan : double welded butt joins
(65)
Kondisi operasi : suhu : 40oC Tekanan : 1 atm
Tabel C.4 Komposisi Bahan Pada Culture Tank (M-106) Bahan F (kg/jam) ρ (kg/m3) V (m3/jam) Monosakarida 102,1084 1540 0,0663 Maltsprout 2,5228 4761 0,0005
Air 745,6416 993,69 0,7504
Diamonium fosfat
0,6307 1620 0,0004
CaCO3 2,6921 2707 0,0010
culture 0,0011
Total 853,5968 0,8186
Densitas campuran = 853,5968/0,8186 = 1042,7563 kg/m3 = 65,0996 lbm/ft3 Faktor kelonggaran : 20%
Waktu tinggal : 1 jam
a. Volume Tangki
Volume larutan, Vl = 0,8186 m3
Volume tangki, Vt = (1+0,2)×0,8186 m3 = 0,9823 m3
b. Spesifikasi Tangki
Direncanakan tangki dengan tutup dan alas datar Diambil Ds = Hs
- Volume shell tangki (Vs)
s 2 s s D H
4
π
V 3 s s D
4
π
V (Perry, 1999)
Volume Tangki (V) 3
s s D
4
π
V
3 s 3 D
4
π
m 0,9823
(66)
Ds= 1,0773 m; Hs = 1,0773 m
c. Tebal shell tangki
nC 0,6P) 2(SE
PD
t
(Perry, 1999)
di mana:
t = tebal shell tangki (in) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (in) S = allowable stress (psia) E = joint efficiency
C = factor korosi (in/tahun) n = umur alat (tahun)
Volume larutan = 0,8186 m3 Volume tangki = 0,9823 m3
Tinggi larutan dalam tangki, h = 1,0773m 0,8977 m m
9823 , 0
m 8186 , 0
3 3
Tekanan hidrostatik P = ρ × g × h
= 1042,7563 kg/m3 × 9,8 m/s2 × 1,0773 m = 9180,1777 Pa
Faktor kelonggaran 20%, Maka tekanan desain, Pdesain = (1+0,2) × Poperasi
= (1+0,2) × (101325 + 9180,1777) = 132606,2132 Pa = 19,2330 psi
Direncanakan bahan konstruksi carbon steel SA-285 Grade C Dari Tabel 13.1, Brownell, 1959, diperoleh data
Allowable stress (S) : 13700 psia
(1)
DAFTAR GAMBAR
Gambar 6.1 Instrumentasi pada Pompa ... VI-6 Gambar 6.2 Instrumentasi pada tangki cairan ... VI-6 Gambar 6.3 Instrumentasi pada mixer ... VI-7 Gambar 6.4 Instrumentasi pada Reaktor ... VI-7 Gambar 6.5 Instrumentasi pada fermentor ... VI-7 Gambar 6.6 Instrumentasi pada Cooler ... VI-8 Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Pembuatan Natrium Laktat ... VIII-7 Gambar 9.2 Bagan Struktur Organisasi – Pabrik Pembuatan Natrium
Laktat Dari Molase ... VIII-8 Gambar D.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas) ... LD-1 Gambar D.2 Sketsa pompa PU-01 (dilihat dari samping) ... LD-2 Gambar D.3 Sketsa Water Reservoir ... LD-5 Gambar D.4 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan
pada Cooling Tower (CT) ... LD-60 Gambar D.5 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*-Hy) ... LD-60 Gambar E.1 Linearisasi cost index dari tahun 2001-2008 ... LE-8
(2)
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1 Data Statistik Kebutuhan Sodium Laktat Indonesia
Tahun 2007-2011 ... I-1 Tabel 3.1 Neraca Massa Tangki Mixer I (M-103) ... III-1 Tabel 3.2 Neraca Massa Culture Tank (M-106) ... III-2 Tabel 3.3 Neraca Massa Fermentor (R-108) ... III-2 Tabel 3.4 Neraca Massa Tangki Koagulasi (M-203) ... III-3 Tabel 3.5 Neraca MassaTangki Mixer II (M-201) ... III-3 Tabel 3.6 Neraca Massa pada Filter Press I (F-205) ... III-4 Tabel 3.7 Neraca Massa di Evaporator (FE-209)... III-4 Tabel 3.8 Neraca Massa di Tangki Acidifier (M-305) ... III-5 Tabel 3.9 Neraca Massa di Tangki Mixer III (M-303) ... III-5 Tabel 3.10 Neraca Massa di Filter Press II (F-307) ... III-6 Tabel 3.11 Neraca Massa di Evaporator II (FE-311) ... III-6 Tabel 3.12 Neraca Massa di Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... III-6 Tabel 3.13 Neraca Massa di Tangki Mixer IV (M-405) ... III-7 Tabel 4.1 Neraca Panas Tangki Mixer I (M-103) ... IV-1 Tabel 4.2 Neraca Panas Heat Exchanger ( E-105) ... IV-1 Tabel 4.3 Neraca Panas Culture Tank (M-106) ... IV-2 Tabel 4.4 Neraca Panas Fermentor (R-108) ... IV-2 Tabel 4.5 Neraca Panas Tangki Koagulasi (M-203) ... IV-2 Tabel 4.6 Neraca Panas Evaporator I (EV-209)... IV-3 Tabel 4.7 Neraca Panas Tangki Mixer III (M-303) ... IV-3 Tabel 4.8 Neraca Panas Tangki Acidifier (M-305) ... IV-3 Tabel 4.9 Neraca Panas Evaporator II (EV-311) ... IV-4 Tabel 4.10 Neraca Panas Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... IV-4 Tabel 4.11 Neraca Panas Tangki Mixer IV (M-405) ... IV-4 Tabel 6.1 Daftar Penggunaan Instrumentasi pada Pra
Rancangan Pabrik Pembuatan Natrium Laktat ... VI-5 Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas ... VII-1 Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat ... VII-2
(3)
Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pada Alat ... VII-3 Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan Domestik ... VII-4 Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Cidanau, Banten ... VII-4 Tabel 7.6 Kebutuhan Daya Pada Unit Proses ... VII-12 Tabel 7.7 Kebutuhan Listrik Untuk Peralatan Utilitas ... VII-13 Tabel 7.8 Spesifikasi Pompa Pengolahan Limbah ... VII-23 Tabel 7.9 Spesifikasi Pompa Utilitas ... VII-24 Tabel 8.1 Perincian Luas Area Pabrik... VIII-6 Tabel 8.2 Keterangan Untuk Gambar 8.1 ... VIII-8 Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift ... IX-14 Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya ... IX-15 Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ... IX-16 Tabel A.1 Komposisi Molase ... LA-3 Tabel A.2 Data Laju Alir Tangki Mixer I (M-103) ... LA-5 Tabel A.3 Data Laju Alir Culture Tank (M-106) ... LA-9 Tabel A.4 Data Laju Alir Fermentor (R-108) ... LA-12 Tabel A.5 Data Laju Alir Tangki Koagulasi (M-203) ... LA-14 Tabel A.6 Data Laju Alir Tangki Mixer II (M-201) ) ... LA-15 Tabel A.7 Data Laju Alir Filter Press I (F-205) ... LA-16 Tabel A.8 Data Laju Alir Evaporator I (FE-209) ... LA-17 Tabel A.9 Data Laju Alir Tangki Acidifier (M-305) ... LA-19 Tabel A.10 Data Laju Alir Tangki Mixer III (M-303) ... LA-20 Tabel A.11 Data Laju Alir Filter Press II (M-307) ... LA-22 Tabel A.12 Data Laju Alir Evaporator II (FE-311) ... LA-23 Tabel A.13 Data Laju Alir Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... LA-25 Tabel A.14 Data Laju Alir Tangki Mixer IV (M-405) ... LA-26 Tabel B.1 Data Kapasitas Panas Komponen, Cp (kJ/gmol oC) ... LB-2 Tabel B.2 Data Kapasitas Panas Komponen, Cp (J/gmol K) ... LB-2 Tabel B.3 Nilai Elemen Atom pada Perhitungan Cp dengan
Metode Hurst and Harrison ... LB-3 Tabel B.4 Kapasitas Panas NaOH Berdasarkan % mol pada
(4)
Tabel B.5 Kapasitas Panas H2SO4 Berdasarkan % mol pada
Suhu 20oC ... LB-4 Tabel B.6 Data Panas Pembentukan Standard Komponen ... LB-5 Tabel B.7 Perhitungan Panas Masuk Tangki Mixer I (M-103) ... LB-6 Tabel B.8 Perhitungan Panas keluar Tangki Mixer I (M-103) ... LB-6 Tabel B.9 Perhitungan Panas Masuk Heat Exchanger (E-105) ... LB-8 Tabel B.10 Perhitungan Panas Keluar Heat Exchanger (E-105) ... LB-8 Tabel B.11 Perhitungan Panas Masuk Culture Tank (M-106) ... LB-9 Tabel B.12 Perhitungan Panas Keluar Culture Tank (M-106) ... LB-10 Tabel B.13 Perhitungan Panas Masuk Fermentor(R-108) ... LB-10 Tabel B.14 Perhitungan Panas Keluar Fermentor(R-108) ... LB-11 Tabel B.15 Perhitungan Panas Masuk Tangki Koagulasi (M-203) ... LB-13 Tabel B.16 Perhitungan Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-203) ... LB-13 Tabel B.17 Perhitungan Panas Masuk Evaporator I (Fe-209) ... LB-15 Tabel B.18 Perhitungan Panas Keluar Evaporator I (FE-209) ... LB-16 Tabel B.19 Perhitungan Panas Masuk Mixer III (M-303) ... LB-17 Tabel B.20 Perhitungan Panas Masuk Tangki Acidifier(M-305) ... LB-18 Tabel B.21 Perhitungan Panas Keluar Tangki Koagulasi (M-305) ... LB-18 Tabel B.22 Perhitungan Panas Masuk Evaporator II (FE-311) ... LB-20 Tabel B.23 Perhitungan Panas Keluar Evaporator II (FE-311) ... LB-21 Tabel B.24 Perhitungan Panas Masuk Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... LB-22 Tabel B.25 Perhitungan Panas Keluar Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... LB-22 Tabel B.26 Perhitungan Panas Masuk Tangki Mixer IV (M-405) ... LB-24 Tabel B.27 Perhitungan Panas Keluar Tangki Mixer IV (M-405) ... LB-24 Tabel C.1 Kapasitas bahan baku padatan... LC-1 Tabel C.2 Perencanaan Susunan Bahan Baku ... LC-2 Tabel C.3 Komposisi Bahan Pada Tangki Mixer I (M-103) ... LC-5 Tabel C.4 Komposisi Bahan Pada Culture Tank (M-106) ... LC-14 Tabel C.5 Komposisi Bahan Pada Fermentor (R-108) ... LC-18 Tabel C.6 Komposisi Bahan Pada Tangki Mixer II (M-201) ... LC-25 Tabel C.7 Komposisi Bahan Pada Tangki Koagulasi (M-203) ... LC-29
(5)
Tabel C.8 Komposisi Bahan pada Filtrat ... LC-34 Tabel C.9 Tabel C.9 Komposisi Bahan pada Cake ... LC-35 Tabel C.10 Komposisi Bahan Pada Bak Penampung Filtrat (T-207) ... LC-36 Tabel C.11 Komposisi Bahan Pada Tangki Mixer III (M-303) ... LC-42 Tabel C.12 Komposisi Bahan Pada Tangki Acidifier (M-305) ... LC-46 Tabel C.13 Komposisi Bahan Pada Filtrat ... LC-51 Tabel C.14 Komposisi Bahan Pada Cake ... LC-51 Tabel C.15 Komposisi Bahan Pada Bak Penampung Filtrat (T-309) ... LC-52 Tabel C.16 Komposisi Bahan Pada Reaktor Natrium Laktat (R-403) ... LC-57 Tabel C.17 Komposisi Bahan Pada Tangki Mixer IV (M-303) ... LC-62 Tabel C.18 Komposisi Bahan Pada Tangki Penyimpan (T-408) ... LC-67 Tabel C.19 Data Pompa ... LC-76 Tabel D.1 Data Pompa Utilitas ... LD-5 Tabel E.1 Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya ... LE-2 Tabel E.2 Harga Pompa Proses Non-Impor ... LE-3 Tabel E.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Non-Impor ... LE-5 Tabel E.4 Harga Pompa Utilitas Non-Impor... LE-6 Tabel E.5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Non-Impor ... LE-7 Tabel E.6 Harga Indeks Marshall dan Swift ... LE-8 Tabel E.7 Estimasi Harga Peralatan Proses ... LE-10 Tabel E.8 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah ... LE-11 Tabel E.9 Estimasi Harga Pembangkit Listrik ... LE-11 Tabel E.10 Biaya Sarana Transportasi ... LE-14 Tabel E.11 Perincian Gaji Pegawai ... LE-18 Tabel E.12 Perincian Biaya Kas... LE-19 Tabel E.13 Perincian Modal Kerja ... LE-21 Tabel E.14 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia
No. 17 Tahun 2000 ... LE-22 Tabel E.15 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI
No. 17 Tahun 2000 ... LE-23 Tabel E. 16 Data Perhitungan Internal Return Rate (IRR) ... LE-31
(6)
DAFTAR LAMPIRAN
LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ... LA-1 LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS ... LB-1 LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN ... LC-1 LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN
UTILITAS ... LD-1 LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI ... LE-1