Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bioetanol dari Jerami Padi dengan Kapasitas 1000 Ton /tahun

  

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

  Kapasitas bahan baku (Jerami padi) : 1000 ton / tahun Waktu operasi : 330 hari / tahun Satuan berat : newton (N) Basis perhitungan : 1 jam operasi 1 hari produksi : 24 jam Kapasitas produksi dalam 1 jam operasi :

  1000 ton 1000 kg

1 tahun

1 hari = x x x 1 tahun

  1 ton 330 hari 24 jam

  = 126,2626 kg/jam etanol Kemurnian produk = 95 % Bioetanol sebagai produk : 95% x 126,2626 kg/jam = 119,95 kg/jam

  LA.1 Knife cutter (KC-103) Fungsi : mengecilkan ukuran jerami padi menjadi ukuran dengan diameter 1 mm.

  sebelum masuk kedalam vibrating screen (vs).

  1 KC-102

  4

  2 Gambar LA.1 Diagram Alir Unit Persiapan Bahan Baku Efisiensi pengecilan ukuran jerami padi oleh Knife Cutter = 80%. (Walas, . Dalam knife cutter ini hanya 80% jerami padi yang berhasil dikecilkan

  1988) menjadi ukuran diameter 1 mm.

  Alur masuk Jerami padi yang harus disuplay setiap jam adalah 1000 kg/jam Didalam knife cutter hanya berhasil dihaluskan 80 % sehingga 20 % lagi akan di recycle kembali dari VS ke Knife cutter.

  Jerami padi yang harus disuplai dari penyimpanan:

  80

  1

  = 1000 = 800 / 100

  1

  = 800 kg/jam Jerami padi yang direcycle

  20

  4

  = 1000 = 200 / 100

4 F = 200 kg/jam

  Alur keluar dari knife cutter (alur 3)

  2

  1

  4

• =

2 F = 800 + 200

  2

  = 1000 kg/jam Tabel LA.1 Neraca Massa pada Unit Persiapan Bahan Baku

  Masuk (kg/jam) keluar (kg/jam) Komponen alur 1 alur 4 alur 2

  Jerami Padi 800 200 1000

  1000 1000 Total

  LA.2 Vibrating Screen (VS-104)

  Fungsi: Menyaring jerami padi yang telah dihaluskan oleh Knife Cutter (KC) yang berukuran 1 mm

  2 VS-103

  4

  3 Gambar LA.2 Diagram Alir Vibrating Screen (VS-103)

  Asumsi Efisiensi penyaringan jerami padi pada Vibrating Screen adalah 80%. Dalam vibrating screen akan dipisahkan semua jerami padi yang ukurannya 1 mm dari jerami padi yang ukurannya lebih besar dari 1 mm.

  Persamaan Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-103)

  2

  3

  4 F = F + F

  2 F = 1000 kg/jam

  4 F = 200 kg/jam

  3

  2

4 F = F – F

  = 1000 - 200 = 800 kg/jam

  Tabel LA.2 Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-104)

  keluar (kg/jam) masuk (kg/jam) Komponen alur 2 alur 3 alur 4

  Jerami Padi 1000 800 200

  1000 1000 Total LA.3 Tangki Berpengaduk ( MT-118)

H SO 5%

₂

₄

Selulosa 39%

  Selulosa Hemiselulosa 27% Hemiselulosa

  5 Lignin 12% Lignin

  3

  8 Tangki

  Abu 11% Abu Air 11% Air Asam sulfat

  Asam sulfat yang sudah diencerkan hingga 70% dengan penambahan air. Neraca total

  3

  5

  8 F + F = F

  3 F = 800 kg/jam

  Untuk neraca massa tiap komponen

  3

  8 Selulosa : F = F = 39% x 800 kg/jam = 312 kg/jam S S

  3

  8 Hemiselulosa : F = F = 27 % x 800 kg/jam = 216 kg/jam H H

  3

  8 Lignin : F = F = 12 % x 800 kg/jam = 96 kg/jam L L

  3

  8 Abu : F = F = 11% x 800 kg/jam = 88 kg/jam Abu Abu

  3

  8 Air : F = F = 11 % x 800 kg/jam = 88 kg/jam A A

  5

  8 H SO : F = F = 5% x800 kg/jam = 40 kg/jam

  2

  4 H2SO4 H2SO4

  Tabel LA.3 Neraca Massa Tangki Berpengaduk Alur keluar

  Alur Masuk ( kg/jam) Komponen

  ( kg/jam )

  3

  5

  8

• Selulosa 312 312 Hemiselulosa - 216 216

  96 - Lignin

  96

  88 - Abu

  88 Air

  88

  88

• H SO

  40

  40

  2

  4 Total 800 40 840

LA.5 REAKTOR HIDROLISA

  _o Steam 180 C Air

  Selulosa Hemiselulosa Selulosa

  7 Lignin Hemiselulosa

8 Lignin

  12 Abu Reaktor

_o

  Glukosa Abu 100 C 45°C Xylosa

  Air Asam Sulfat Asam Sulfat

_o

Air Kondensat 180 C

  Neraca massa total

  12

  8

  7 F = F + F

  8 F = 1050 kg/jam

  Alur 7 Berdasarkan literatur air yang ditambahkan sebanyak 50% dari jumlah bahan baku yang masuk (Novitri, Amelia dan Listiyani, 2009), maka

  7

  8 H O : F = 0,50 x F = 0,50 x 1050

  2 A

  = 525 kg/jam Alur 12 Komposisi pada alur 8 :

  8 F = 312 kg/jam S

  8 F = 16 kg/jam H

  8 F = 96 kg/jam L

  8 F = 88 kg/jam Abu

  8 F = 88 kg/jam A

  8 F = 40 kg/jam H2SO4

  

8

  7 Total air pada saat reaksi berlangsung = F + F A A

  = 88 kg/jam + 525 kg/jam = 613 kg/jam

  Didalam reaktor hidrolisis berlangsung reaksi penguraian selulosa menjadi glukosa, dengan reaksi sebagai berikut :

  ( C H O ) + 100 H O 100 C H O

  6

  10 5 100

  2

  6

  12

  6 Selulosa Air Glukosa

  Dengan konversi reaksi 76 %. ( Badger, 2002 )

  8 390

  N = = 0,024

  S

  /

  162 100 613

  N = = 34,055

  Air /

  18 _{in in out} N _{s s s s} X = N − N (Reklaitis, 1983)

  8

  8

12 N

  X =N – N

  S S S S

  12

  8 N = N ( 1 - X ) S S S

  12 N = 0,024 ( 1 – 0,76 ) S

  12 N = 0,00576 kmol/jam S

  12 N yang bereaksi = 0,024 – 0,00576 S

  12 N yang bereaksi = 0,01824 kmol/jam S

  ( C H O ) + 100 H O 100 C H O

  6

  10 5 100

  2

  6

  12

  6 Selulosa Air Glukosa

  Mula-mula : 0,024 kmol 34,055 kmol - Reaksi : 0,024 kmol 2,4 kmol 1,824 kmol Hasil : - 31,655 kmol 1,824 kmol

  12

  12 F = N x BM Glukosa G G

  = 2,4 kmol/jam x180 = 432 kmol/jam

  12

  14 F = N x BM selulosa S S

  12 F = 0,00576 x 162 x100 = 93,312 kg/jam S

  12

  11 F = N x BM air A A

  12 F = 31,655 x 18 = 569,79 kg/jam A

  Di dalam reaktor hidrolisa berlangsung reaksi penguraian hemiselulosa menjadi xylose, dengan reaksi sebagai berikut:

  H SO _{2 4}

  ( C H O ) + n H O n C H O

  5

  8 4 n

  2

  5

  10

  5 Hemiselulosa Air Xylosa

  dimana, n = 100 – 200 (Ullman’s, 1980) diambil n = 100, maka persamaan reaksi menjadi: ( C H O ) + 100 H O 100 C H O

  5

  8 4 100

  2

  5

  10

  5 Hemiselulosa Air Xylosa

  (BM hemiselulosa = 132, BM xylosa = 150, BM H O = 18)

  2

  dengan konversi reaksi : 90%. (Badger, 2002)

  613

  N = = 34,055

  Air

  /

  18 8 270

  N = = 0,0204

  H

  /

  132 100 _{in in out} N _{s s s s} X = N − N (Reklaitis, 1983)

  8

  8

14 N

  X =N – N

  H H H H

  12

  8 N = N ( 1 – X ) H H H

  12 N = 0,0204 ( 1 – 0,9 ) H

  12 N = 0,00204 kmol/jam H

  12 N yang bereaksi = 0,0204 – 0,00204 H

  12 N yang bereaksi = 0,01836 kmol/jam H

  ( C H O ) + 100 H O 100 C H O

  5

  8 4 100

  2

  5

  10

  5 Hemiselulosa Air Xylosa

  Mula-mula : 0,0204 kmol 34,055 kmol - Reaksi : 0,0204 kmol 2,04 kmol 0,204 kmol Hasil : - 32,015 kmol 0,204 kmol

  12

12 F = N x BM xylosa

  X H

  = 0,204 kmol/jam x150 = 30,6 kmol/jam

  12

  12 F = N x BM hemiselulosa H H

  12 F = 0,01836 x 132 x100 = 242,352 kg/jam H

  12

  12 F = N x BM air A A

  12 F = 32,015 x 18 = 576,27 kg/jam A

  Maka neraaca massa tiap komponen di alur 12 :

  12 Selulosa : F = 93,312 kg/jam S

  12 Hemiselulosa : F = 242,352 kg/jam H

  12

  8 Lignin : F = F = 96 kg/jam L L Abu : F

  Abu

  12

  = F

  Abu

  8

  = 88 kg/jam Air : F

  A

  12

  = 613 + (569,79 + 576,27) = 1759,06 kg/jam

  H

  4

  : F

  12

  = 40 kg/jam Glukosa : F

H2SO4

2 SO

  12

  = 432 kmol/jam Xylose : F

  X

  12

  = 30,60 kmol/jam Tabel LA.4 Neraca Massa Reaktor Hidrolisa

  Komponen Alur Masuk (Kg/jam) Alur Keluar ( Kg/jam)

  8

  7

  12 Selulosa 312 - 93,312

  Hemiselulosa 216 - 247,352 Lignin 96 -

  96 Abu 88 -

  88

  G

2 SO

  17 F

  16

  17 H ₂ SO ₄ Xylose Glukosa air

  15

  Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Glukosa Xylosa H ₂ SO ₄ air

  7 Filter Press I Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Glukosa Xylosa

  = 2786,32kg/jam Alur 16 ( filtrat) Asumsi : efesiensi filter press 90% Neraca massa tiap komponen dialur 16

  15

  16

  Air 88 525 1759,06 H

  = F

  15

  Diharapkan semua abu dapat terpisah dari jerami padi dan mengandung air sekitar 10%. Neraca massa total F

  LA.6 FILTER PRESS I

  2786,32 2786,32

  40 Glukosa - - 432 Xylose - - 30,60 840 525 2786,32

  40 -

  4

• F

  16

  15 Air : F = F x 0,90 Air Air

  16 F = 1759,06x 0,90 = 1583,154 kg/jam Air

  16

  15 H SO : F = F x 0,90

  2

  4 H2SO4 H2SO4

  16 F = 40 x 0,90 = 36 kg/jam H2SO4

  16

  15 Xylose : F = F x 0,90 Xylose Xylose

  16 F = 30,60 x 0,90 = 27,54 kg/jam Xylose

  16

  15 Glukosa : F = F x 0,90 Glukosa Glukosa

  16 F = 432x 0,90 = 388,80 kg/jam Glukosa

  Maka neraca massa total dialur 16 :

  16

  16

  16

  16

  16 F = F + F + F + F Air H2SO4 Xylose Glukosa

  = 1583,154 + 36 + 27,54 + 388,80 = 2035,494kg/jam

  Alur 17

  17

  15

16 F = F – F

  = 2786,32– 2035,494= 750,826 kg/jam

  17

  15 Selulosa : F = F = 93,312 kg/jam S S

  17

  15 Hemiselulosa : F = F = 247,352 kg/jam H H

  17

  15 Lignin : F = F = 96 kg/jam L L

  17

  15 Abu : F = F = 88 kg/jam Abu Abu

  17

  15

  16 Air : F = F - F Air Air Air

  = 1759,06– 1583,154 = 175,906 kg/jam

  17

  15

  16 Glukosa : F = F - F Glukosa Glukosa Glukosa

  = 432- 388,80 = 43,2 kg/jam

  17

  15

  

16

Xylosa : F = F - F Xylose Xylose Xylose

  = 30,60 - 27,54 = 3,06 kg/jam H

• F

  4

  : F

  17

  = F

  15

  16

H2SO4

H2SO4

H2SO4

2 SO

  15

  17 Selulosa

  93,312 - 93,312 Hemiselulosa

  247,352 - 247,352 Lignin 96 -

  96 Abu 88 -

  88

  Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam)

  = 40 – 36 = 4 kg/jam Tabel LA.5 Neraca Massa pada Filter Press I

  16

• 1759,06 1759,06 H O

  2

• 40

  40 H SO

  2

  4

  30,60 - 30,60 Xylose

  32,832 - 328,32 Glukosa

  Filtrat

• 175,906 H O

  2

• 36 -

  H SO

  2

  4

• 27,54 Xylose - 388,80 - glukosa

  

Total 2786,32 2035,494 2786,32

  2786,32

  LA.7 Evaporator

• F

  x 0,80 = 88 x 0,80 = 70,4 kg/jam

  H2SO4

  11

  = 40 – 32= 8 kg/jam F

  Air

  11

  = F

  Air

  9

  F

  H2SO4

  Air

  10

  = F

  Air

  9

  Air

  11

  = 88– 70,4 = 17,6 kg/jam Tabel LA.6 Neraca Massa Menara Evaporator

  9

  = F

  Input Output (kg/jam)

  10

  FE-217

  Kaprolaktam H ₂ O H ₂ SO ₄ H ^{2 O} H2SO4 Kaprolaktam H ₂ O H ₂ SO ₄

  9

  10

  11 Neraca massa evaporator

  F

  9

  = F

  11 Asumsi , efisiensi evaporator 80 %

  10

  F

  H2SO4

  11

  = F

  H2SO4

  9

  x 0,80 = 40 x 0,80 = 32 kg/jam

  F

• F
• F

Komponen (kg/jam) Aliran 9 Aliran 10 Aliran 11

  H2SO4

  H

  2 SO

  4

  40

  8

  32 H

  2 O

  88 17,6 70,4 Total 128 25,6 102,4

  128 128

LA.7 MIXER

  S

  Xylose

  Air

  19

  = 1759,06kg/jam F

  Glukosa

  17

  = F

  Glukosa

  19

  = 32,832 kg/jam F

  17

  17

  = F

  Xylose

  19

  = 30,06 kg/jam

  MIXER Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu Air Glukosa Xylosa

  Asam sulfat Urea

  Glukosa Xylosa Air Gypsum

  19

  17

  18

  = F

  Air

  17

  = 247,352 kg/jam F

  = F

  S

  19

  = 93,312 kg/jam F

  H

  17

  = F

  H

  19

  L

  = 88 kg/jam F

  17

  = F

  L

  19

  = 96 kg/jam F

  Abu

  Komposisi pada alur 17: F

  = F

  Abu

  19

  17

  17

  19 F = F = 4kg/jam H2SO4 H2SO4

17 F = 2786,32

  Komposisi di alur 18 : Berdasarkan literatur Urea yang ditambahkan sebanyak 30% dari jumlah bahan baku yang masuk. Maka : Alur 18:

  18

  17 F = F x 0,30 Urea

  = 2786,32x 0,30 = 835,896 kg/jam

  Asam sulfat yang tersisa dari pemisahan evaporasi akan bereaksi dengan Ca(OH)

  2

  menghasilkan gipsum (CaSO ) dengan reaksi sebagai berikut:

4 H SO + (NH ) CO 2NH + 2H O

  2

  4

  2

  2

  3

  2

  = -1 σ Asam

  = -1 σ Urea

  = 1 σ Gipsum

  = 2 σ Air

  17

  17 N x

  X N x

  1 Asam Asam Asam

  

14

  r = − = − = N

  Asam

  σ −

  1 Asam

  17

  17 N = F : 620,76 kg/kmol………….(1) Asam Asam

  17

  19

  19 F = F + (N x 2 x 18 kg/kmol) Air Air Asam

  19

  19

  88kg/jam = F + (36 x N ) kg/jam

  Air Asam

  19

  19 F = (88 – (36 x N )) kg/jam………….(2) Air Asam

  Alur 19

  17

  17 N = N Gipsum Asam

  17

  17 F = N x 136 kg/kmol………….(3) Gipsum Asam

  17

  17 N = N urea Asam

  17

  17 F = N x 74 kg/kmol………….(4) urea Asam LA. 8 FERMENTOR

  (NH ) SO _{4 2 4} H PO _{3 4 22 24} Saccharomyces _{25 21} Etanol Glukosa ^{26 Air} Xylosa Glukosa

  Fermentor Air

  Xylosa ₂₃ Saccharomyces CO ² Pada fermentor, glukosa terkonversi 90% membentuk etanol dan CO 2.

  Reaksi pembentukan etanol : C H O

  2C H O + 2CO

  6

  12

  6

  2

  6

  2 Glukosa dari hasil hidrolisa = 432 kmol x 180

  = 77,760 kg

  21 Glukosa pada alur 21, F = 432 G

  26

  

21

Total glukosa F = F + Glukosa hasil hidrolisa G G

  = (432+ 77,760) kg = 78,192 kg

  Glukosa pada alur 21 sebanyak 432 kg karena yang terkonversi 90% , maka:

  90 Yang bereaksi sebanyak : x 432 kg =388,8 kg/jam 100

  26

  21 Glukosa pada alur 26,F = 0,1F G G

  = 0,1 x 432 kg = 43,2 kg/jam

  21 Glukosa yang bereaksi , N = 388,8-43,2 = 345,6 kmol G

  Berdasarkan stokiometri 1,283 kmol glukosa ekivalen dengan 2,566 kmol etanol dan ekivalen dengan 2,556 kmol CO .

  2

  26 Etanol : F = 2,556 kmol x 46 kg/kmol E

  = 118,036 kmol

  23

  23 CO = F = 2,556 kmol x 44 kg/kmol

  2 C02

  = 112,902 kg

  26 Air pada alur 26 ,F = air pada alur 21 = 88 kg air

  Total substrat = glukosa + air = (432 + 88) kg = 520 kg

  Fermentasi menggunakan saccaromyces cereviseae sebagai bakteri pengurai dan H PO dan ( NH ) SO sebagai nutrisi untuk bakteri. ( Wanto,1980 )

  3

  4

  4

  2

4 Saccaromyces cerevisiae = 5% total substrat ( Wanto,1980 )

  ( NH ) SO = 0,4% total substrat ( E. Gumbira sa’id, 1984 )

  4

  2

4 H PO 0,4% total substrat

  3 4 =

  25 Saccaromyces : F = 5 % x total substrat sc

  = 0,05 x 520 kg = 26 kg/jam ( NH ) SO = 0,4% total substrat

  4

  2

  4

  = 0,4 % x 520 kg = 208 kg

  H PO 0,4% total substrat

  3 4 =

  = 0,4 x 520 kg = 208 kg

  26

  25

  24

  22 Saccaromyces cereviseae keluar : F = F + F + F SC SC (NH4)2SO4 H3PO3

  = (26 + 208 + 208) kg = 442 kg

  LA. 9 FILTER PRESS II Etanol _{27 29} Air Etanol

  Filter press Glukosa Air

  Xylosa ₂₈ Saccharomyces Air Saccharomyces Glukosa

  Xylosa Diharapkan keseluruhan saccaromyces tersaring dan tidak mengandung air 10%.

  Neraca massa glukosa Glukosa masuk alur 27 = glukosa keluar 28

  27

  28 F = F = 432 kg G G

  27

  28 F = F = 3,06 kg/jam Xylosa Xylosa

  Neraca massa etanol: Etanol masuk alur 27 = etanol keluar 29

  27 29 =

  F = F 118,036 kg

  E E

  Neraca massa saccaaromyces : Saccaromyces masuk pada 27 = saccaromyces masuk pada alur 28

  28

  27 F = F = 74,126 kg sc sc

  Neraca massa air :

  27 F = 88 kg Air

  28

  27 F = 0,1 x F = 0,1 x 88 kg Air Air

  = 8,8 kg

  29

  27

  28 F = F – F = ( 88 – 8,8 ) kg Air Air Air

  = 79,2 kg Total keluaran dari alur 29 adalah :

  29 Etanol : F = 118,036 kg E

  Air : = 79,2 kg Maka :

29 F = ( 118,036 + 79,2 ) kg = 197,236 kg

  Dari total keluaran dari alur 20 di atas maka diperoleh : 118,036 kg

  29 X = X 100 % = 21,64% E

  545,356 79,2 kg

  29 X = X 100 % = 14,522 % Air

  545,356

LA.10 MENARA DISTILASI

  37

  38 Etanol air

  

39

  40 Etanol

32 Air

  

34

Air

  33

  36 Komposisi destilat adalah sebagai berikut:

  41

  41 F = 118,036 kg/jam N = 2,566 kmol/jam Et Et

  41

  41 F = 79,2 kg/jam N = 5,5 kmol/jam Air Air

  41

  41 F = 217,036 kg/jam N = 8,066 kmol/jam 2,566

  41 Maka : Z = = 0,318 Et 8,066 5,5

  41 Z = = 0,6816 Air 8,066 Asumsi feed terdiri dari 8% massa etanol dan 92% massa air.

  8/46 X = = 0,0329

  F

• 8/46 92/18

  X = 0,318

  D

  X = 0,6816

  w Neraca massa total: F = D + W F x 0,0329 = 8,066 x 0,318+ (F – 8,066) x 0,6816 F = 4,5198 kmol/jam W = D – F = (8,066 - 4,5198) kmol/jam = 3,5462 kmol/jam Alur 32

  32 N = X x F = 0,0329 x 4,5198 kmol/jam = 0,1487 kmol/jam Etanol F

  32 N = (1 – X ) x F = 4,371 kmol/jam Air F

  32 F = 0,1487 kmol/jam x 46 kg/kmol = 6,8402 kg/jam Etanol

  32 F = 4,371 kmol/jam x 18 kg/kmol = 78,678 kg/jam Air

  Alur 36

  36 N = X x W = 0,6816x 3,5462 kmol/jam = 2,4170 kmol/jam Etanol w

  36 N = (1 – X ) x W = 1,129 kmol/jam Air W

  36 F = 2,4170 kmol/jam x 46 kg/kmol = 111,182 kg/jam Etanol

  36 F = 1,129 kmol/jam x 18 kg/kmol = 20,322 kg/jam Air

  Tabel Data Bilangan Antoine : Zat A B C

  Air 16,5362 3985,44 -38,9974 Etanol 16,1952 3423,53 -55,7152 (Reklaitis, 1983)

• Ci T
• 38,9974 = 373,4062 K T
• 55,7152 = 351,4368 K

  Air (a) Etanol (b)

  T rata-rata =

  ∑

  Xi . Ti = 372,6834 K

  c. Menghitung harga α

  BA

  pada T rata-rata Zat T Pi

  372,6834 372,6834

  0,9671 0,0329

  98,7428 220,1565

  α

  AB

  = Pb Pa

  = 0,4485

  d. Menghitung

  sat b

  373,4062 351,4368

  Air (a) Etanol (b)

  Penentuan titik gelembung (bubble point) umpan : Tekanan Uap ditentukan dengan rumus ln P (kPa) = A – B / (T + C) (kPa, K)

  sistem

  a. Menghitung temperatur jenuh masing masing komponen Asumsi P

  sat etanol

  = P

  sistem

  = 760 mmHg = 101,325 kPa P

  sat air

  = P

  = 760 mmHg = 101,325 kPa Ti =

  b. Menghitung T rata-rata Zat Xi T

  P ln - Ai Bi

  sat air

  =

  101,325 ln - 16,5362 3985,44

  sat etanol

  =

  101,325 ln - 16,1952 3423,53

  P P 101,325

  sat

  P = = = 217,1302 kPa

• Xa. α
• b

  Xb 0,9671. 0,4485 0,0329

  AB sat

  e. Menghitung T dari P dari persamaan Antoine

  b 3423,53 sat

  T = + 55,7152 = 372,2778 K

  b 16,1952 - ln 217,1302 Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen. o

  Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 372,2959 K = 99,1459 C Penentuan titik gelembung (bubble point) bottom :

  a. Menghitung temperatur jenuh masing masing komponen

  sat sistem

  Asumsi P = P = 760 mmHg = 101,325 kPa

  etanol sat sistem

  P = P = 760 mmHg = 101,325 kPa

  air

  Bi Ti = - Ci

  Ai - ln P

  sat 3985,44

  T = + 38,9974 = 373,4062 K

  air 16,5362 - ln 101,325 sat 3423,53

  T = + 55,7152 = 351,4368 K

  etanol 16,1952 - ln 101,325

  b. Menghitung T rata-rata Zat Xi T

  Air (a) 0,9999 373,4062 Etanol (b) 0,0001 351,4368

  T rata-rata = Xi . Ti = 373,4040 K

  ∑ c. Menghitung harga pada T rata-rata α

  BA

  Zat T Pi Air (a) 373,4040 101,3171 Etanol (b) 373,4040 225,6168

  Pa = = 0,4491

  α

  AB

  Pb

  sat

  d. Menghitung P

  b

  P 101,325

  sat

  = = 225,6068 kPa P =

• b
• Xa. α Xb 0,9999. 0,4491 0,0001

  AB sat

  e. Menghitung T dari P dari persamaan Antoine

  b sat 3423,53

  T = + 55,7152 = 373,4027 K

  b 16,1952 ln 225,6068 - Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen. o

  Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 373,4028 K = 100,2528 C Penentuan titik embun (dew point) destilat :

  a. Menghitung temperatur jenuh masing masing komponen

  sat sistem

  Asumsi P = P = 760 mmHg = 101,325 kPa

  etanol sat sistem

  P = P = 760 mmHg = 101,325 kPa

  air

  Bi Ti = - Ci

  Ai - ln P

  sat 3985,44

  T = + 38,9974 = 373,4062 K

  air

• 16,5362 ln 101,325

  sat 3423,53

  T = + 55,7152 = 351,4368 K

  etanol 16,1952 - ln 101,325

  Zat Yi T Air (a) 0,0848 373,4062 Etanol (b) 0,9152 351,4368

  b. Menghitung T rata-rata

  sat

  Pi.Yi = Xi. P

  i sat

  Karena diasumsikan Pi = P , maka Xi = Yi

  i

  Zat Yi T Air (a) 0,0848 373,4062 Etanol (b) 0,9152 351,4368

  T rata-rata = Xi . Ti = 353,2998 K

  ∑

  c. Menghitung harga pada T rata-rata α

  AB

  Zat T Pi Air (a) 353,2998 47,2725 Etanol (b) 353,2998 108,9413

  Pa = = 0,4339

  α

  AB

  Pb

  sat

  d. Menghitung P

  a sat

  = P (Y + Y ) = 101,325 (0,0848 + 0,9152 . 0,4339) = 48,8315 kPa P α

  1

  2 AB a sat

  e. Menghitung T dari P dari persamaan Antoine

  a 3985,44 sat

  T = + 38,9974 = 354,1062 K

  air 16,5362 ln 48,8315 - Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen. o

  Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 354,1351 K = 80,9851 C Tabel LA.1. Data kesetimbangan sistem etanol-air pada tekanan 1 atm No

  X Y

  1 2 0,020 0,192 3 0,050 0,377 4 0,100 0,527 5 0,200 0,656 6 0,300 0,713 7 0,400 0,746 8 0,500 0,771 9 0,600 0,794 10 0,700 0,822 11 0,800 0,858 12 0,900 0,912 13 0,940 0,942 14 0,960 0,959 15 0,980 0,978 16 1,00 1,00 (Geankoplis, 2003)

  Garis operasi

  1 enriching pada Rm

  0.9

  0.8

  0.7

  0.6 Y

  0.5

  0.4 q line

  0.3 Y’ = 0,295

  0.2

  0.1

  0.1

  0.2

  0.3

  0.4

  0.5

  0.6

  0.7

  0.8

  0.9

  1 X

  X F = 0,0329 X = 0,318 _{D W} X = 0,6816

  Perhitungan Reflux minimum : X y' 0,318 0,295 - - Rm

  D

  = = = 0,0806

• Rm

1 X x' 0,318 0,0329

  D

  Rm = 2,3662 Asumsi : R = 1,4 Rm R = 3,3127

  X

  0,318 D

  Intercept untuk bagian enriching sebenarnya = = = 0,07373

  R 1 3,3127

  1

  1

  3

  1 X Y

  X D = 0,318

  X F = 0,0329

  X W = 0,6816 Y’ = 0,295

  0.1

  2

  4

  5

  6

  7

8 Feed tray

  Alur 39 R = Ln/D 3,3127 = Ln/ 8,066 kmol/jam L

  n

  = 26,7202 kmol/jam F

  39 bioetanol

  0.9

  0.8

  0.7

  0.8

  0.2

  0.3

  0.4

  0.5

  0.6

  0.7

  0.9

  0.6

  1

  0.1

  0.2

  0.3

  

0.4

  0.5

  = 0,318 . Ln . Mr = 39,086 kg/jam F

39 Air

  D

  ) . Ln . Mr = 328,017 kg/jam Alur 37

  V

  n

  = L

  n

  37 bioetanol

  = X

  D

  . Vn . Mr = 0,318 . 215,525 . 46 = 3152,6997kg/jam

  = (1 – X

• D = 26,7202 + 8,066 = 215,525 kmol/jam F

  37 F = (1 – X ) . Vn . Mr = 2645,7849 kg/jam Air D

  Alur33

  33

  32

  36 F = F + F = 215,525 + 111,182 = 326,707kg/jam Etanol bioetanol bioetanol

  33

  32

  36 F = F + F =78,678 + 20,322 = 99 kg/jam Air Air Air

  Alur 34

  34

  33

  36 F = F – F = 326,707– 111,182 = 215,525 kg/jam Etanol bioetanol bioetanol

  34

  33

  36 F = F – F = 99 – 20,322 = 78,678 kg/jam Air Air Air

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

  Basis Perhitungan : 1 jam operasi Satuan Operasi : kJ/jam Temperatur Referensi : 25 C Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut: Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar. _T

  Q = H = (Smith dan Van Ness, 1975) _T n x Cp x dT

  ∫ ref Kapasitas Panas (Cp) Padatan

  Dari Perry, 1997 tabel 2-293 halaman 2-354 diketahui kontribusi elemen atom untuk estimasi Cp (kapasitas panas) bahan berupa padatan adalah Tabel LB.2 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan Harrison

  Unsur Atom ∆ _Ei

  (J/mol.K ) C

  10.89 H

  7.56 O 13,42 N 18,74

  (Perry, 1997)

  Rumus metode Hurst dan Harrison : _n

  C = Ν ∆ .

  pS i Ei ∑ _{i =}

1 Dimana : C = Kapasitas panas padatan pada 298,15 K (J/mol.K)

  pS

  n = Jumlah unsur atom yang berbeda dalam senyawa N = Jumlah unsur atom i dalam senyawa

  i

  ∆ = Nilai dari kontribusi unsur atom i pada tabel 2 - 393 _Ei

  Perhitungan panas penguapan Q = n.

  (Smith dan Van Ness, 1975) ∆H

  vb o

  

Perhitungan ∆H f (kkal/mol) dengan menggunakan metode Verma dan

Doraiswamy, dimana kontribusi gugusnya adalah

  Tabel LB.3 Panas Pembentukan [kkal/mol] Gugus Harga

• 4,94 - -CH

  2

• 1,29
• CH

  0,62

• C-
• O- -24,2
• OH- -43,8
• CHO- -2
• NH 58,58

  2

  (Reid, 1977)

  Menghitung selulosa ((C H O ) ) : ∆Η _f

  6

  10

5 1000

  298

  = 5000.( -CH- ) + 3000.( -OH- ) + 2000.( -O- ) + 1000. ( -CH - )

  ∆Η _{f 298}

  2

  = 5000.(-1,29) + 3000.(-43,8) + 2000.(-24,2) + 1000.(-4,94)

  = -802998000 J/mol

  Menghitung ∆Η hemiselulosa ((C _f

  5 H

  8 O 4 ) 130 ) : 298

  = 650.( -CH- ) + 390.( -OH- ) + 130.( -O- )

  ∆Η _f 298

  = 650.(-1,29) + 390.(-43,8) + 130.(-24,2) = -88479300 J/mol

  Menghitung ∆Η glukosa : _f 298

  = 6.(-OH-) + 1(-COH-) + 4. (-CH-) + 1. (-CH -)

  ∆Η _f

  2 298

  = 6.(-43,8) + 1.(-29,71) + 4.(-1,29) + 1.(-4,94)

  ∆Η _f 298

  ∆Η = -1270962 J/mol _{f 298} Menghitung xylosa :

  ∆Η _f 298

  = 4.(-OH-) + 1(-O-) + 4. (-CH-) + 1. (-CH -)

  ∆Η _f

  2 298

  ∆Η = 4.(-43,8) + 1.(-24,2) + 4.(-1,29) + 1.(-4,94) _{f 298}

  = -879900 J/mol

  ∆Η _f 298 o

  H O = -242760 J/mol ∆H f25 C

  2 o

  CO = -395010 J/mol ∆H f25 C

  2 o

  C H OH = -235704 J/mol ∆H f25 C

  2

  5 o

  H SO = -813498 J/mol ∆H f25 C

  2

  4 o

  (NH2) SO = -333510 J/mol ∆H

  f25 C

  2

  4 o

  2NH = - 45689,28 J/mol (Perry, 1997) ∆H

  f25 C

3 Reaksi I : (C H O ) + 100 H O 100 C H O

  5

  8 4 100

  2

  5

  10

  5 o

  ∆H = σ . ∆Η − σ ∆Η

  r25 C i i

.

  [ f

25 C ] [ f

  25 C ] ∑ ∑ _{produk reak} tan

  [ _{f C f C f C 25} ^{5 10 5 ] [} ₂₅ ^{5 8 4} ₂₅ ^{2 ]}

  1 . ∆Η C H O n 100 . ∆Η H O

+ = 100 . ∆Η C Η O −

( )

• = − J mol − − − J mol 100 . ( 879900 ) /

  1 . ( 88479300 ) 100 . ( 242760 ) /

  

[ ] [ ]

  = 4347000 J/mol Reaksi II : (C H O ) + 1000 H O 1000C H O

  6

  10 5 1000

  2

  6

  12

  6 o

  ∆H = σ . ∆Η − σ ∆Η

  r25 C i i [ ] [ . ] _{f C f C}

  ∑ 25 ∑ _{produk reak}

  25 tan

  1000 . ∆Η Η − _{6 12 6 (} 1 . ∆Η 1000 . ∆Η _{6 10 5 ) 2} [ ] [ 1000 ] _{f 25 C f 25 C f 25 C}

• = C O C H O H O
• = − J mol − − − J mol 1000 . ( 1270962 ) /

  1 . ( 802998000 ) 1000 . ( 242760 ) / = -225204000 J/mol Reaksi III : C H O Saccharomyces

  

[ ] [ ]

  2C H OH + 2CO

  6

  12

  6

  2

  5

  2 o

  = σ . ∆Η − σ ∆Η ∆H r25 C i i

  [ ] [ . ] _{f C f C} ∑ 25 ∑ _{produk reak}

  25 tan

  2 . ∆Η Η _{2 5} 2 . ∆Η − _{2 (} 1 . ∆Η _{6 12 6 )} [ ] [ ] _{f 25 C f}

_{25 C f}

_{25 C}

• = C OH CO C H O
• = − − J mol − − J mol 2 .( 235704 )

  2 ( 395010 ) / 1 . ( 1270962 ) /

  [ ] [ ]

  = 9534 J/mol Reaksi IV : H SO + (NH ) CO

  2NH + CO(SO )

  2

  4

  2

  2

  3

  4 o

  = σ . ∆Η − σ ∆Η ∆H r25 C i i

  [ ] [ . ] _{f C f C} ∑ 25 ∑ _{produk reak}

  25 tan ∆Η + ∆Η + = H O − ∆Η H SO ∆Η 1 .

  2NH ₃ 2 . ₂ 1 . _{2 4} 1 . (NH ) CO _{2 2} [ ] [ ] _{f 25 C f 25 C f 25 C f 25 C}

• = − − J mol − − − J mol 1 .( 45689 ,

  28 ) 2 .( 242760 ) / 1 .( 813498 ) 1 .( 333510 ) /

  [ ] [ ]

  = 615798,72 J/mol

  Nilai kapasitas panas (Cp) untuk masing-masing komponen :

  1. Hemiselulosa (C H O )n

  5

  8

4 Cp = 5. + 8. + 4.

  c H o

  ∆E ∆E ∆E = 5.(10,89) + 8.(7,56) + 4.(13,42)

  = 168,61 J/ mol.K

  2. Xylosa (C H O )

  5

  10

5 Cp = 4(- CH (ring)) + 4(-OH) +1(-O-) + 1 (-CH )

  2

  = 4(4,4) + 4(10,7) +1(8,4) + 1 (7,26) = 76,06 kal/ mol.K = 319,452 J/mol.K

  3. Selulosa Cp = 6. + 10. + 5.

  ∆E c ∆E H ∆E o = 6.(10,89) + 10.(7,56) + 5.(13,42) = 208,04 J/mol.K

  4. Glukosa

  Cp = 6.(-OH-) + 1.(-C=O) + 4.(-CH-) + 1.(-CH -)

  2 H

  = 6.(10,7) + 1.(12,66) + 4.(4,4) + 1.(7,26) = 101,72 kal/mol.K = 427,224 J/mol.K

  5. Etanol (C H OH)

  2

  5 Cp = 112,7243 J/mol.K (Reklaitis, 1983) l

  Cp = 65,63 J/mol.K (Reklaitis, 1983)

  g

  6. Air (H O)

  2 Cp = 74,8781 J/mol.K (Reklaitis, 1983) l

  Cp = 33,5944 J/mol.K (Reklaitis, 1983)

  g

  7. Asam Sulfat (H SO )

  2

4 Cp = 0,34 kal/g C (Perry, 1997)

  = 139,944 J/mol.K

  8. Abu (CaCO )

  3

• 2

  Cp = 19,68 + 0,01189.T-307600T (Perry, 1997) = 19,7594 kal/mol.K

  = 82,9895 J/mol.K

  9. Lignin Cp = 1700 J/mol.K

  10. Gipsum (CaSO )

  4

• 2

  Cp = 18,52 + 0,02197.T-156800T (Perry, 1997) = 23,3014 kal/mol.K = 97,8658 J/mol.K

  11. Urea (NH ) CO)

  2

2 Cp = 21,14 kal/mol.K (Perry, 1997)

  = 88,788 kal/mol.K

  12. Karbondioksida (CO )

  2

• 2

  Cp = 10,34 + 0,00274.T - 195500T (Perry, 1997) = 8,955 kal/mol.K = 37,6112 J/mol.K

  13. Asam Posfat (H PO )

  3

4 Cp = 0,4206 kal/g.K (Perry, 1997)

  = 173,1190 J/mol.K

  14. Ammonium Sulfat ((NH ) SO )

  4

  2

4 Cp = 51,6 kal/mol.K (Perry, 1997)

  = 216,72 J/mol.K

  15. Saccharomyces Cp = 282 J/mol.K

  Nilai panas laten penguapan/entalpi penguapan ( ) untuk komponen :

  ∆H vl

  1. Etanol (C H OH)

  2

  5

  ∆H = 38577,3 J/mol (Reklaitis, 1983)

  vl

  2. Air (H O)

  2

  ∆H = 40656,2 J/mol (Reklaitis, 1983)

  vl

  Tabel LB.4 Berat Molekul dan Titik Didih Komponen Berat molekul komponen (gr/mol) Titik didih (

  C) Glukosa 180 146

  Xylosa 150 153 Asam Sulfat 98 340

  Air 18 100 Etanol 46 78,4

  (Perry, 1999)

  Steam

  Sebagai steam digunakan steam 180 C pada tekanan 1002,7 kPa H (180

  C) = 2013,1 kJ/kg (Smith, 1987)

  vl Air Pendingin

  Sebagai air pendingin digunakan air pada suhu 25 C dan keluar pada suhu 45 C.

  o

  Air (saturated): H(25

  C) = 104,8 kJ/kg (Smith, 1987)

  o

  H(45

  C) = 188,35 kJ/kg (Smith, 1987)

1. Tangki Berpengaduk (MT-118)

  Tangki Asam Sulfat

  8 Air ∫

  8 Sel ∫

  303 298

  Cp dT + N

  8 Hemi ∫

  303 298

  Cp dT + N

  8 Lig ∫

  303 298

  Cp dT + N

  8 Abu ∫

  303 298

  Cp dT + N

  303 298

  Total

  Cp dT + N

  8 Asam ∫

  318 313

  Cp dT Tabel LB.6 Perhitungan Panas Keluar pada Reaktor Pencampur

  Alur Komponen Massa (kg) BM (kg/kmol) N (kmol) ∫Cp dT Q(kJ/jam)

  8 Selulosa 312 162000 0.0019 4160,8 8,0134 Hemiselulosa 216 17160 0.0126 3372,2 42,4473

  Lignin 96 1500 0.0640 34000 2176,0000 Abu 88 100 0.8800 1659,790613 1460,6157

  Air

  88 18 4.8889 1497,561121 7321,4099 Asam Sulfat

  40 98 0.4082 699,72 285,6000

  Total

  11294,0863

  3037.7216 Panas keluar = N

  40 98 0.4082 699,72 2752.1216

  Selulosa Hemiselulosa Lignin Abu

  Cp dT + N

  Air Selulosa Hemiselulosa

  Lignin Abu Asam Sulfat Air

  3

  5

  8 Air Pendingin

  

25

^o C Air Pendingin Bekas 45 ^o C

  25 ^o C

  45C

  40 ^o C

  

6