LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi : % 85000 ton/tahun 550 ton/tahun Basis perhitungan : jam operasi Satuan berat : kilogram (kg) ton 000 kg tahun Kapasitas produksi : 550 tahun ton 00 hari 54 kg hari 4 jam Komposisi bahan baku : Glukosa :,7 % Sukrosa : 4,9 % Air : 6,49 % Abu : 7,6 % (buletin analisa tetes PG Sei Semayang, 00) LA. FILTER PRESS I (FP-0) Glukosa Sukrosa Air Abu F F F Air Abu Glukosa Sukrosa Air Diharapkan semua abu dapat terpisah dari molase dan cake mengandung air sekitar 0 %. Asumsi bahan baku 5 kg Glukosa : F G F G,7 % 5 kg 89,695 kg Sukrosa : FS F S 4,9 % 5 kg 456,46 kg Air : F Air 6,49 % 5 kg 5,64 kg FAir 0 % F Air 0, 5,64 kg 5,64 kg

F Air F Air + F Air FAir F Air - F Air (5,64 5,64) kg 8,78 kg Abu : F Abu F Abu 7,6 % 5 kg 5,7 kg LA. REAKTOR (R-0) Air proses F 4 Glukosa Sukrosa Air F F 5 Glukosa Air Pada reaktor, sukrosa akan terhidrolisa sempurna membentuk glukosa. Reaksi hidrolisa : C H O + H O C 6 H O 6 Sukrosa : F S 456,46 kg N S 456,46kg,5 kmol 4 kg kmol Berdasarkan stoikiometri,5 kmol sukrosa ekivalen dengan,5 kmol H O dan ekivalen dengan,670 kmol glukosa. Air yang dibutuhkan untuk hidrolisa,5 kmol 8 kg/kmol 4,00 kg Glukosa hasil hidrolisa,670 kmol 80 kg/kmol 480,6 kg Glukosa pada alur, F G 89,695 kg Total glukosa FG 5 F G + glukosa hasil hidrolisa (89,695 + 480,6) kg 770,95 kg

Gula diencerkan hingga kadar gula mencapai 4% berat agar tidak menghambat aktivitas bakteri untuk berkembangbiak dan gula dapat terkonversi sempurna (E.Gumbira Sa id, 984) massa glukosa 4 % 00% massa glukosa + massa air 770,95 0,4 770,95 + x 07,84 + 0,4 x 770,95 0,4 x 770,95 07,84 x 66,454 0,4 47,84 kg Massa air yang ditambahkan untuk mengencerkan glukosa hingga 4 % adalah : (47,84 8,78) kg 44,56 kg 4 Total air pada alur 4, F Air air untuk hidrolisa + air untuk pengenceran F Air (4,00 + 44,56 8,78) kg Air pada alur 5, F Air 5 49,88 kg F 4 Air + F Air air untuk hidrolisa (8,78 + 49,88 4,00) kg 44,56 kg Total substrat yang akan dihidrolisa adalah glukosa + sukrosa + air pada alur 4 : (770,95 + 456,46 + 49,88) kg 546,09 kg LA. FERMENTOR (R-0) Saccharomyces F 6 (NH 4 ) SO 4 F 7 F 8H PO 4 Glukosa Air F 5 R-0 Glukosa F 0 Etanol Air Saccharomyces F 9 CO

Pada fermentor, glukosa terkonversi 90 % membentuk etanol dan CO Reaksi pembentukan etanol : C 6 H O 6 90 % C H 6 O + CO Glukosa masuk pada alur 5 sebanyak 770,95 karena yang terkonversi 90 %, maka yang bereaksi hanya sebanyak : 90 770,95 kg 69,66 kg 00 0 Glukosa pada alur 0, F G 5 Glukosa yang bereaksi, N G 0, F G 5 0, 770,95 kg 77,00 kg 69,66 kg,85 kmol 80 kg kmol Berdasarkan stoikiometri,85 kmol glukosa ekivalen dengan 7,70 kmol etanol dan ekivalen dengan 7,70 kmol CO Etanol : F 7,70 kmol 46 kg/kmol E 0 54,9 kg 9 CO : F CO 7,70 kmol 44 kg/kmol 8,965 kg 0 Air pada alur 0, F Air air pada alur 5 44,56 kg Total substrat glukosa + air F G 5 + F Air 5 (770,95 + 44,56) kg 58, 8 kg Fermentasi menggunakan Saccharomyces Cerevisiae sebagai bakteri pengurai dan (NH 4 ) SO 4 dan H PO 4 sebagai nutrisi untuk bakteri (Wanto, 980) Saccharomyces Cerevisiae 5 % total substrat (Wanto, 980) (NH 4 ) SO 4 0,4 % total substrat (E.Gumbira Sa id, 984) HPO 4 0,4 % total substrat Saccharomyces : F Sc 6 5 % total substrat 5 % 58, 8 kg 59,9 kg

7 (NH 4 ) SO 4 : F (NH4)SO4 0,4 % total substrat 0,4 % 58, 8 kg 0,75 kg 8 H PO 4 : F HPO4 0,4 % total substrat 0,4 % 58, 8 kg 0,75 kg Saccharomyces Cerevisiae keluar : F Sc 0 F Sc 6 + F (NH4)SO4 7 + F HPO4 (59,9 + 0,75 + 0,75) kg 00,66 kg 8 LA.4 TANGKI PENAMPUNG FERMENTASI (T-0) Glukosa Etanol Air Saccharomyces F 0 F Glukosa Etanol Air Saccharomyces F G 0 F G FE 0 F E FAir 0 F Air FSc 0 F Sc Total substrat 77,00 kg 54,9 kg 44,56 kg 00,66 kg (77,00 + 54,9 + 44,56 + 00,66) kg 545,50 kg 545,50 kg 4 86,80 kg Lama dari waktu fermentasi adalah selama 6 jam, sedangkan hasil keluaran dari T-0 adalah 545,50 kg. Sistem yang digunakan adalah secara kontinu maka setiap keluaran dari T-0 per jamnya akan dibagi menjadi empat yaitu sebanyak 86,80 kg. Hal ini dilakukan agar T-0 tidak akan mengalami kekosongan pada saat menunggu keluaran substrat berikutnya.

LA.5 FILTER PRESS II (FP-0) Glukosa Etanol Air Saccharomyces F F Glukosa Etanol Air F Air Saccharomyces Diharapkan keseluruhan Saccharomyces tersaring dan cake nya mengandung air 0%. Neraca massa glukosa : Glukosa masuk alur glukosa keluar alur F G F G 77,00 kg Neraca massa etanol : Etanol masuk alur Etanol keluar alur F E F E 54,9 kg Neraca massa Saccharomyces : Saccharomyces masuk alur Saccharomyces masuk alur F Sc F Sc 00,66 kg Neraca massa air : F Air 44,56 kg FAir 0, F Air 0, 44,56 kg 44,54 kg F Air F Air - F Air (44,56 44,54) kg 97,8 kg Total keluaran dari alur adalah : Etanol : F E 54,9 kg Glukosa : F Air : F G Air 77,00 kg 97,8 kg Maka: F (54,9 + 77,00 + 97,8) kg 440,504 kg

Dari total keluaran dari alur diatas maka diperoleh : X E 54,9 kg 00% 8,05 % 440,504 kg X G X Air 77,00 kg 00% 440,504 kg,75% 97,8 kg 00% 440,504 kg 90,0% LA.6 MENARA DESTILASI (MD-0) Vd Glukosa Etanol Air F 4 MD Ld Vb K-0 D F 5 Etanol Air R-0 Lb FC V- F 6 PC B Neraca total : F 4 F 5 + F F F F 4 5 6 6 440,504 kg 54,9 kg F 4 - F 5 Glukosa Etanol Air (440,504 54,9) kg 4049, kg Neraca alur F 5 : F F F 5 E 5 Air 5 54,9 kg 0,96 54,9 kg 40,0 kg (54,9 40,0) kg 4,7 kg

Neraca alur F 6 : F 6 4049, kg FE 6 F 4 5 E - F E (54,9 40,0) kg 4,7 kg FG 6 F G F Air 6 77,00 kg F 6 ( F 6 6 E + F G ) 4049, (4,7 + 77,00) kg 958,00 kg Perhitungan ratio refluks dengan metode Underwood : Tabel LA. Data tekanan uap (Pa) Etanol (KPa) (Reklaitis, 98) H O (KPa) A 6,95 6,56 B 4,5 985,44 C -55,75-8,9974 A B C D E glukosa (Pa),5440E+0 -,40E+04 0,00000E-0 -,0060E+0 6,470E-8 Persamaan tekanan uap : Untuk etanol dan H O : ln Pa A B/(C+T) (Reklaitis, 98) Untuk glukosa : ln(p) A + B/(T) + C ln T + DT E Tabel LA. Neraca massa molar pada menara destilasi Laju Umpan (alur 4) Destilat (alur 5) Bottom (alur 6) F (kg) N (kmol) F (kg) N (kmol) F (kg) N (kmol) Komp Xi yi Xi Etanol 54,9 7,70 0,07 40,0 7,94 0,909 4,7 0,08 0,004 H O 97,8 0,4 0,9644 4,7 0,786 0,096 958,00 9,645 0,9967 Glukosa 77,00 0,48 0,009 0 0 0 77,00 0,48 0,009 Σ 440,504 8,56 54,9 8,80 4049, 0,8

Titik didih umpan masuk : Titik didih umpan masuk : dew point Dew point destilat : T 54,4 K P 00 KPa o Komponen yi Pa (KPa) ki yi/ki αi Etanol 0,909,57504,57504 0,8070,0745 H O 0,096 48,897905 0,48897905 0,9650 Σ 0,99980 yi Syarat Σxi Σ ki yi Oleh karena Σ mendekati, maka dew point destilat adalah 54,4 o K. ki Bubble point bottom : T o 70, K P 00 KPa Komponen Xi Pa (KPa) ki ki.xi αi Etanol 0,004 0,6779,06779 0,008,90088 H O 0,9967 90,859 0,90859 0,900847 Glukosa 0,009 8,597,8597 0,006 Σ 0,90608 Syarat Σyi Σ ki.xi Oleh karena Σ ki.xi mendekati maka bubble point bottom adalah 70, o K. Refluks minimum destilat (R R DM DM ) α i. xdi α i. xfi + Σ ; q Σ (Geankoplis, 997) αi Φ αi Φ Umpan masuk adalah cairan pada titik didihnya maka q α i. xfi Sehingga : Σ 0 αi Φ Suhu yang digunakan pada perhitungan adalah suhu relatif,

Tdew T T bubble Trial nilai Φ : Φ,7705 54,4 + 70, Komponen xfi αi 6,85 o K α i. xfi αi Φ Etanol 0,07,700458 0,808 H O 0,9644-0,8948 Glukosa 0,009 0,49078-0,00055 Σ 0,00008 α i. xfi Oleh karena Σ αi Φ 0, maka Φ,7705 Menghitung Rd : Komponen Xidyid Pa(6,85) KPa ki αi α i. xdi αi Φ Etanol 0,909 5,07898,507898,700458,059495 H O 0,096 66,997948 0,6699748-0,08847 Σ,9776805 R DM α i. xdi + Σ αi Φ R DM R+,9776805 R D DM,9776805 0,9776805,5. R DM,5. 0,9776805,4665 Neraca disekitar kondensor pada menara destilasi: Data : R D,4665 Ket: Vd uap destilat Ld liquid destilat F Feed (umpan)

D Destilat B Bottom Komposisi pada tiap alur (Vd, Ld, F) adalah sama. Rd Ld / D (Geankoplis, 997) D N 5 Ld,4665 8,80 57,96 kmol Vd N Vd Ld + D 57,96 + 8,80 65,576 kmol Tabel LA. Neraca Komponen Alur Ld : N F Komponen xi (kmol) (kg) EtOH 0,909,660 078,646 HO 0,096 4,76 445,74 Σ 57,96 64,89 Neraca Komponen Alur Vd: FE Vd 5 Ld etoh + F E 078,646 + 40,0 058,766 kg F Air Vd Ld HO + F Air 5 445,74 + 4,7 459,95 kg Vd F E Vd + F Air Vd (058,766 + 459,95 ) kg 58,68 kg Neraca disekitar reboiler pada menara destilasi: Keterangan : Lb : Liquid bottom Vb : Vapour bottom

B : bottom Komposisi pada tiap alur (Lb, Vb, B) adalah sama. Lb Ld + qf (Geankoplis, 997) Lb Ld + F 4 Lb (64,89 + 440,504) kg 5567,89 kg Lb F Lb 5567,89 kg Vb Lb B Vd 58,68 kg Neraca komponen Lb : F F F Lb E Lb Air Lb 5567,89 kg 0,00500 5567,89 54,487 kg 0,977477 5567,89 57,57 kg FG 0,090 5567,89 96,48 kg Neraca komponen Vb : Vb 58,68 kg Vb E 0,00500 58,68 40,5 kg Vb Air 0,977477 58,68 59,46 kg VbG 0,090 58,68 9,0 kg

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan : jam operasi Satuan operasi : kkal/jam Temperatur referensi : 5 0 C Perhitungan neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan dan data-data sebagai berikut: Perhitungan Panas Bahan Masuk (Q in ) dan Keluar (Q out ) Q m Cp dt i i... () BP T Q N i Cpli dt + HVL + Cpg 98 BP i dt. () (Reklaitis, 98) Keterangan : Persamaan di atas, merupakan perhitungan panas bahan yang disertai perubahan fasa (phase transition) Perhitungan Panas Reaksi Q 0 0 0 H H R + H 98 + H P... () 00) dimana: (Smith, H 0 98 i v H i 0 fi produk i v H i 0 fi reak tan 0 H R ni i 98 H i ( Cp ) ( T ) ( Cp ) ( 98) 0 H P ni i T H i Data kapasitas Panas, Panas laten, dan Panas Pembentukan Tabel LB. Kapasitas Panas Gas, Cpg T K a + bt + ct + dt + et 4 [ J/mol K ] Komponen A B C D E Air.4047E+0-9.65064E-0.998E-05 -.04467E-08 4.08E- Ethanol.76907E+0.495E-0 8.9485E-05 -.9784E-07 8.747E-

Tabel LB. Kapasitas Panas Gas, C Cp A + B T sinh C T E cosh + D T E T Komponen A B C D E glukosa.09e+05.08e+05-7.8e+0.e+05 -.46E+0 sukrosa 7.85E+04.80E+05.54E+0.8E+05 700.0 Tabel LB. Kapasitas Panas Liquid, Cpl T K a + bt + ct + dt [ J/mol K ] Komponen a b c d Air.8964E+0 4.78E-0 -.878E-0.44E-06 Ethanol -.57E+0 4.787 -.40E-0.70E-05 Tabel LB.4 Kapasitas Panas Liquid, Cpl a+bt+ct^+dt^ (J/kmol K) Komponen A B C D sukrosa 6.E+04 5.0E+0 0 0 glukosa.55e+05 0 0 0 Tabel LB.5 Panas Laten H A( T ) VL B + CTr + DTr + ETr r (J/kmol) Komponen a B C D Tc sukrosa.04e+08.85e-0 675 Air 5.E+07.0E-0 -.E-0.58E-0 647.5 Etanol 5.69E+07 0.59 5.9 glukosa 8.0E+07 4.09E-0 588 o Tabel LB.6 Panas Reaksi Pembentukan ( ΔH f ) 0 Komponen ΔH f Satuan sukrosa -.74E+09 J/kmol (Hougen, 960) glukosa -05. kcal/kmol (Hougen, 960) air -687.4 kcal/kmol (Hougen, 960) etanol -560.00 kcal/kmol (Reklaitis, 98) karbondioksida -9405.8 kcal/kmol (Hougen, 960) Data Kapasitas Panas Berbagai Zat yang Digunakan zat Cp satuan karbon dioksida 0.0 kcal/kg K (Hougen et.all., 960) Glukosa 04.4 Kcal/kmol K (Hougen et.all., 960) Perhitungan Kebutuhan Steam Q s Q out - Q in m Q s s... (4) λs

Data Steam yang Digunakan Media Pemanas : Superheated steam Tekanan (atm) : Suhu ( 0 C ) : 00 H h s sat.liq (kj/kg) : 875, : 687, kkal/kg (Smith, 00) (kj/kg) : 49,064 : 00,59 kkal/kg (Smith, 00) λs (kj/kg) : 456,6 : 587,054 kkal/kg (Smith, 00) Perhitungan Kebutuhan Air Pendingin Q c Q in Q out m c H out Qc H in (5) Data Air Pendingin yang Digunakan Tekanan (atm) : T in ( 0 C ) : 5 T H out ( 0 in C ) : 40 (kkal/kg) : 04,8 (Smith, 00) Hout (kkal/kg) : 09, (Smith, 00) Perhitungan neraca panas pada masing-masing unit: LB. REAKTOR (R-0) Glukosa Sukrosa Air T 5 o C F Air proses F 4 T 5 o C R-0 Steam 00 o C Kondensat F 5 Glukosa Air T 40 o C Neraca panas masuk ke reaktor : Q in m Cp ΔT m Cp (Tmasuk T referensi ) m Cp (98 98) K

Tabel LB.7 Neraca panas masuk ke reaktor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 89,695,608 0 04.4 0 Sukrosa 456,46,5 0 0,809 0 Air 8,78 7,66 0 0 Σ 0 Jadi panas yang masuk pada reaktor 0 kkal/jam. Contoh perhitungan untuk mencari Q glukosa berdasarkan data-data pada tabel di atas : Q in m Cp ΔT 89,695 0 kkal kg 04.4 Neraca panas keluar reaktor : Q out m Cp ΔT m Cp (Tkeluar - T refrensi ) m Cp ( 98) K kkal kg. K Tabel LB.8 Neraca panas keluar reaktor : (98 98) K Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 770,95 4,76 5 04.4 068,970 Air 44,56 44,94 5 660,040 Σ 7485,00 Jadi panas keluar reaktor : 7485,00 kkal/jam Reaksi : C H O + H O n,5 kmol ΔHr (98K) C 6 H O ΔHf produk ΔHf reaktan ΔHf C6H O 6 - { ΔHf C H O + ΔHf H O} (-05,) - { (-04,89) + (-687,4) } -5808,7 kkal/kmol 6 (Lampiran A-)

n ΔHr (98K),5 kmol -5808,7-764,60 kkal kkal kmol dq Sehingga Qout - n ΔHr (98K) + Q dt (7485,00 - (-764,60) + 0) kkal 9859,640 kkal/jam in Sumber panas yang digunakan berasal dari steam. dq 9859,640 kkal/jam dt Maka kebutuhan steam: Q s m s Q out - Qin 7485,00 kkal/kg 67,577 kg/jam LB. FERMENTOR (R-0) (NH 4 ) SO 4 H PO 4 Saccharomyces F 7 F 8 Air Pendingin F 6 T 5 o C Glukosa Air T 40 o C F 5 R-0 F 0 T 0 o C Glukosa Etanol Air Saccharomyces F 9 CO Air Pendingin bekas T 40 o C Neraca panas masuk reaktor fermentor : Q out m Cp ΔT m Cp (Tmasuk - T refrensi ) m Cp ( 98) K

Tabel LB.9 Neraca panas masuk reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 770,95 4,76 5 04.4 068,970 Air 44,56 44,94 5 660,040 Σ 7485,00 Jadi panas keluar tangki mixer panas masuk reaktor fermentor 7485,00 kkal. Reaksi : C H O + H O C 6 H O 6 Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Q out m Cp ΔT m Cp (Tkeluar T refrensi ) m Cp (0 98) K Tabel LB.0 Neraca panas keluaran reaktor fermentor : Komponen m (kg) n (kmol) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal/jam) Glukosa 77,00 0,47 5 04,4 4009,660 etanol 54,9 7,690 5 8,86 056,050 Air 44,56 44,94 5 067,680 CO 8,965 7,700 5 0,0 4,54 Σ 757,667 Jadi panas keluaran fermentor : 757,667 kkal/jam Reaksi fermentasi : C 6 H O 6 C H 6 O + CO n,85 kmol/jam (Lampiran A-4) ΔHr (98K) ΔHf produk ΔHf reaktan { ΔHf CH 6 O + ΔHf CO } - ΔHf C 6 H O { (-560) + (-9405.8) } - (-05,) } 87,6 kkal/kmol 6

n ΔHr (98K),85 kmol 87,6 kkal kmol 56,5 kkal dq Sehingga Qin - Q out + n ΔHr (98K) dt (7485,00-757,667 + 56,5) kkal 0058,875 kkal/jam Untuk menjaga agar temperatur operasi konstan, maka butuh air pendingin : T in 5 o C 98 o K Tout 40 o C o K Maka : Qc Q in Q out 9997,4 kkal/jam 956,984 kg/jam LB. HEATER (H-0) 0 Steam 00 4 80 kondensat Perhitungan panas bahan masuk dan keluar dapat dilihat pada tabel berikut: Neraca panas masuk heater : Q out m Cp ΔT m Cp (Tkeluar T refrensi ) m Cp (0 98) K Tabel LB. Panas Bahan Masuk Heater Komponen m (kg) ΔT (K) Cp (kkal/kg.k) Q m Cp ΔT (kkal/jam) Etanol 54,9 5 8,86 056,050 Air 97,8 5 9860,90 Glukosa 77,00 5 04.4 4009,660 Σ 706,60

Tabel LB. Panas Bahan keluar Heater Komponen m (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q m Cp ΔT (kkal/kg.k) (kkal/jam) Etanol 54,9 068,075 7840,48 Air 97,8 0,96 94777,66 Glukosa 77,00 5,59 9669,499 Σ 0857,55 Menghitung Kebutuhan Steam Qs Q out - Q in 05,9 kkal/jam m s 758,5 kg/jam LB.4 KONDENSOR (K-0) 9.6 Vd 8.4 F Ld D 5 8.4 Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Tabel LB. Panas bahan masuk kondensor Komponen Vd (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 459,95 79,04 5058,66 Etanol 058,766 088,658 094,08 Σ 8974,74

Tabel LB.4 Panas bahan keluar (alur Ld) kondensor Komponen Ld (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 445,74 5,0 04795,07 Etanol 078,646 069,94 46809,4 Σ 5784,49 Tabel LB.5 Panas bahan keluar (alur D) kondensor Komponen F5 D (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 4,7 5,0,865 Etanol 40,0 069,94 6899,50 Σ 67,05 ΔQ out Q Ld + Q 940055,56 kkal/jam Menghitung kebutuhan air pendingin : Q C Q in - Q 49687,5 kkal/jam m c 95,667 kg/jam D out LB.5 REBOILER (RB-0) F 97. Vb 9.6 Lb 6 9.6 B

Saccharomyces Perhitungan panas bahan masuk dan keluar : Tabel LB.6 Panas bahan masuk reboiler Komponen Lb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 57,57 8,5 44579, Etanol 54,487 4,59 7765,4 Glukosa 96,48 5,59 775,6 Σ 45959,907 Tabel LB.7 Panas bahan keluar (alur Vb) reboiler Komponen Vb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 59,46 0,080 445,78 Etanol 40,5 096, 4498,584 Glukosa 9,0,5 908,440 Σ 485689,0 Tabel LB.8 Panas bahan keluar (alur B) reboiler Komponen F6 Lb (kg) Cpl dt + ΔHvl + Cpv dt Q (kkal/jam) (kkal/kg.k) Air 958,00 8,5,49 Etanol 4,7 088,658 548,46 Glukosa 77,00 5,59 9669,499 Σ 470,45 ΔQ out Q Vb + Q 46009,75 kkal/jam Menghitung kebutuhan steam : Q h Q out - Q 7489,846 kkal/jam m h 465,868 kg/jam B in

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT LC. Tangki Penyimpanan Molase (T-0) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm Laju alir bahan : 5 kg/jam Densitas bahan : Tabel LC. Densitas bahan dalam tangki molase Komponen x i ρ (kg/m ) Glukosa 0,70 80 Sukrosa 0,49 54 Air 0,649 998 Abu 0,76 95,5 Σ,0000 Untuk menentukan densitas campuran digunakan persamaan berikut : ρ camp... () xi Σ ρi ρ camp 48,49 kg/m 77,94 lbm/ft 0,70 0,49 0,649 0,76 + + + 80 54 998 95,5. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V Volume bahan, V T F ρ camp 5 kg 48,49 kg / m,069 m Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( + fk ),069,8 m b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H T -. tinggi head : diameter ( Hh : D) : 4 s : D) :

π Volume silinder : V S D H s 4 (Brownell, 959) Volume tutup : V Volume tangki, V T h V S + V h π D ( D) 0,95 D 4 π R H h π D ( D) 0,08 D 6 4 0,95 D + 0,08 D 0,5 D (Brownell, 959) D T VT 0,5,8 0,5,44 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki Tinggi silinder, H S Tinggi head, H h,44 m 0,5 D 0,67 m D 0,6 m 4 Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h,44 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,05/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 5 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 7500 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S ) Tekanan hidrostatis, P hs 4,7 + (Brownell, 959) 44

77,94(,05 ) 4,7 + 5,5 psi 44 Faktor keamanan 0 % Tekanan desain, P d, P hs 6,9 psi 4,409 6,9 Tebal shell, t + 5 0,05 7500(0,9) 0,6(6,9) 0,89 in Digunakan tebal shell standart /6 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /6 in. LC. Reaktor (R-0) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm Laju alir bahan : 546,09 kg/jam Densitas bahan : Tabel LC. Densitas bahan dalam reaktor Komponen Massa (kg) Volume (m ) ρ (kg/m ) Glukosa 89,695 0,46 80 Sukrosa 456,46 0,0 54 Air 4599,888 4,609 998 Σ 546,09 5,56 ρ camp ρ camp Densitas campuran, ρ camp Laju volumetrik, Vo 5,56 m 84,4 ft... () xi Σ ρi 06,854 kg/m 64,78 lbm/ft 0,054 0,085 0,860 + + 80 54 998

. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( + fk ) V VT ( + fk ) 5,56 6,87 m b. Diameter Tangki, D T dan Tinggi Tangki, HT Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( Hs : D) : -. tinggi head : diameter ( H : D) : 4 Volume silinder : V Volume tutup : V Volume tangki, V T h S π D H s 4 π D ( D) 0,95 D 4 π R H h π D ( D) 0,08 D 6 4 V S + V h 0,95 D + 0,08 D 0,5 D h (Brownell, 959) (Brownell, 959) D T VT 0,5 6,87 0,5,59 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki Tinggi silinder, H S,59 m 0,5 D,9 m Tinggi head, Hh D 0,565 m 4 Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h,59 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 959) S. E 0,6P

dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,05/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 5 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 8750 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S ) Tekanan hidrostatis, P hs 4,7 + 44 (Brownell, 959) 64,78(,704 ) 4,7 + 5,9 psi 44 Faktor keamanan 0 % Tekanan desain, P d, P hs 9, psi 7,4 9, Tebal shell, t + 5 0,05 8750(0,9) 0,6(9,) 0,9 in Digunakan tebal shell standart /6 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /6 in.. Tenaga pengaduk Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller D a 0, Dt Da D t W 5 L 4 D a diameter tangki,59 m Da diameter pengaduk 0, Dt D t 4 (Geankoplis, 997) E 0,678 m W lebar pengaduk 5 Da 0,6 m L panjang daun pengaduk 4 Da 0,69 m

E jarak pengaduk dari dasar tangki 4 Dt 0,565 m K P T n D 5 a gc 550 ρ m Dimana : K T konstanta pengaduk 6, n kecepatan pengaduk 5 rpm 0,466 rps D a diameter pengaduk,5540 ft ρm densitas bahan 64,77 lbm/ft gc konstanta gravitasi, lbm ft / lbf det 6, 0,466,4 P, 550 5 64,78 0,090 hp Effisiensi motor 75 % Daya aktual, Pa 0,090 0,75 0, hp 4. Menentukan ukuran dan putaran koil Koefisien perpindahan panas pada tangki pengaduk dengan menggunakan koil : h i k j D j c µ k dimana : µ b µ w 0,4 h i koefisien perpindahan panas, Btu/jam ft F j c μ (Prabhudesai, 984) konstanta yang berhubungan dengan bilangan Reynold panas spesifik viskositas, lb/ft jam k konstanta panas, Btu/jam ft F ρ densitas, lb/ft Data : Densitas campuran, ρ camp Viskositas campuran, μ camp Konduktivitas panas campuran, k camp 64,78 lbm/ft,746 lb/ft 0,047 Btu/ft jam F

Panas spesifik campuran, Cp camp L 0,554 ft Dj 7,4 ft N 5 rpm 500 rph 0,909 Btu/lb F L N ρ 0,554 500 64,78 NRe µ,746 Dari gambar 0. Kern 960 diperoleh j 00 60,555 c µ k 0,909,746 0,047,0 µ b µ w 0,4 0,047 h i 00,0 6,580 Btu/jam ft F 7, 4 Bahan untuk koil adalah IPS in, sch 40 OD, in 0,09 ft ID,049 in 0,087 ft Koefisien perpindahan panas untuk steam, h h o OD h ID 0,09 0,087 i 6,580 0,77 Btu/jam ft F o Koefisien menyeluruh bersih, U U c h h i o h i + h o c 6,580 0,77 6,580 + 0,77 9,0 Btu/jam ft F Asumsi Rd 0,005 ; h d Rd 0,005 00 Btu/jam ft F Koefisien menyeluruh desain, U U D U c d U c h + h d D 9,0 00 88,40 Btu/jam ft F 9,0 + 00 Panas yang dibutuhkan ; Q 9859,640 kkal 787460,50 Btu

T 40 o C 04 o F T 5 o C 77 o F Luas permukaan perpindahan panas pada koil, A A U D Q T 787460,50 0,806 ft 88,40 7 external surface IPS in sch 40 0,44 ft /ft jika diameter helix ( D satu putaran ), D Luas permukaan tiap putaran, Ap π 4 0,44 4, ft H 4 ft Maka jumlah putaran yang dibutuhkan : A 0,806 76,558 putaran 4, A p Panjang koil A external surface 96,645 96 ft LC. Fermentor (R-0) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm Laju alir bahan : 58, 8 kg/jam Densitas campuran : ρ camp ρ camp... () xi Σ ρi 05,65 kg/m 64,08 lbm/ft 0,07 0,98 + 80 998 Laju volumetrik, Vo m / ρ 58,8 / 05,65 5,054 m. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( + fk ) V VT ( + fk ) 5,054 6,065 m b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, H Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( H T -. tinggi head : diameter ( Hh : D) : 4 s : D) :

π Volume silinder : V S D H s 4 (Brownell, 959) Volume tutup : V Volume tangki, V T h V S + V h π D ( D) 0,95 D 4 π R H h π D ( D) 0,08 D 6 4 0,95 D + 0,08 D 0,5 D (Brownell, 959) D T VT 0,5 6,065 0,5,45 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki Tinggi silinder, H S Tinggi head, H h,45 m 0,5 D, m D 0,56 m 4 Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h,44 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,05/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 5 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 8750 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S ) Tekanan hidrostatis, P hs 4,7 + 44 (Brownell, 959)

64,08(,68 ) 4,7 + 5,9 psi 44 Faktor keamanan 0 % Tekanan desain, P d, P hs 9, psi 7,65 9, Tebal shell, t + 5 0,05 8750(0,9) 0,6(9,) 0,9 in Digunakan tebal shell standard /6 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /6 in.. Tenaga pengaduk Jenis pengaduk yang digunakan adalah propeller D a 0, Dt Da D t W 5 L 4 D a diameter tangki,45 m Da diameter pengaduk 0, Dt D t 4 (Geankoplis, 997) E 0,67 m W lebar pengaduk 5 Da 0,5 m L panjang daun pengaduk 4 Da 0,68 m E jarak pengaduk dari dasar tangki 4 Dt 0,56 m K P T n D 5 a gc 550 ρ m Dimana : K T konstanta pengaduk 6, n kecepatan pengaduk 5 rpm 0,58 rps D a diameter pengaduk,547 ft ρm densitas bahan 64,08 lbm/ft gc konstanta gravitasi, lbm ft / lbf det

6, 0,58,08 P, 550 5 64,08 0,7 hp Effisiensi motor 75 % Daya aktual, Pa 0,7 0,75 0,6 hp Perancangan jaket sebagai penahan reaksi eksoterm, desain jaket yang dinginkan sesuai dengan bentuk tangki yang diletakkan di sekeliling tangki. R R Massa air pendingin yang dibutuhkan, m 956,984 kg ρ air 998 kg/m waktu tinggal air pendingin ; 0 menit Penentuan volume jaket, Vj air pendingin 0 Vj menit,597 m ρ 60 Penentuan R Vj {( π R ) π ( R + t p ) } H s,597 {( π R ) π (, + 0,0049) }, R,64 m Penentuan tebal jaket : R t j R + t p + t R (R + t p ) 0,54 m j

LC.4 Tangki Penampung Fermentasi (T-0) Jenis sambungan : Single-welded butt joint Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm Laju alir bahan : 545,50 kg/jam Densitas bahan : Tabel LC. Densitas bahan dalam tangki penampung fermentasi Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 77,00 0,050 80 Etanol 54,9 0,0688 789 Air 44,56 0,8578 998 Saccharomyces 00,66 0,0584 670, Σ 545,50 ρ camp ρ camp... () xi Σ ρi 00,0 kg/m 6,058 lbm/ft 0,050 0,0688 0,8578 0,0584 + + + 80 789 998 670,. Menentukan ukuran tangki a. Volume Tangki, V T volume bahan, V F ρ camp 5,094 m Faktor keamanan, fk 0 % Volume tangki, V T ( + fk ) V VT ( + fk ) 5,094 6, m b. Diameter Tangki, DT dan Tinggi Tangki, HT Direncanakan : -. tinggi silinder : diameter ( Hs : D) : -. tinggi head : diameter ( Hh : D) : 4 Volume silinder : VS π D H s 4 (Brownell, 959) π D ( D) 0,95 D 4

π Volume tutup : V h R H h (Brownell, 959) Volume tangki, V D T VT 0,5 T V S + V h π D ( D) 0,08 D 6 4 0,95 D + 0,08 D 0,5 D 6, 0,5,5 m Untuk desain digunakan : Diameter tangki Tinggi silinder, H S Tinggi head, H h,5 m 0,5 D,5 m D 0,56 m 4 Jadi total tinggi tangki, H T H S + H h,5 m. Tebal Sheel dan Tutup Tangki a. Tebal Shell P. R t + n.c ( Brownell, 959) S. E 0,6P dimana : t tebal shell (in) c faktor korosi 0,05/tahun R jari-jari dalam tangki (in) n umur tangki 5 tahun P tekanan design (psi) S allowable stress 7500 psi E joint efficiency 0,9 ρ( H S ) Tekanan hidrostatis, P hs 4,7 + 44 (Brownell, 959) 4,7 + Faktor keamanan 0 % 6,058(,69 ) 44 Tekanan desain, P d, P hs 7,5 psi 5,9 psi

Tebal shell, t 7,85 7,5 + 5 0,05 7500(0,9) 0,6(7,5) 0,9 in Digunakan tebal shell standart /6 in. b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang sama /6 in. LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol (T-04) Jenis Sambungan : double welded butt joints Jumlah : unit Kondisi Operasi : Tekanan : atm Suhu : 5 0 C Laju alir massa : 54,9 kg/jam ρ bahan : 8 kg/m 9,85 lbm/ft³ Kebutuhan rancangan : 5 hari Faktor Kelonggaran : 0 % (Perry, 999) Perhitungan: a. Volume Tangki 54,9kg / jam 5hari 4 jam Volume larutan, V l 40,085 m 8kg / m Volume larutan untuk tangki 40,085 / 00,54 m Volume tangki, Vt ( + 0,) 00,54 m b. Spesifikasi Tangki Silinder (Shell) 40,650 m

πd V s H, diambil D H 4 (Brownell, 959) πd maka, V s 4 Tutup Elipsoidal (elipsoidal head) minor ratio axis : πd V h 4 (Brownell, 959) D H h 6 (Brownell, 959) Tangki V t V s + V πd πd Vt + 4 4 V t 0,98 D 40,650 0,86 D 0,0048 D H H h h 6,58 m 57,40 in 6,58 m 0,409 m Tebal Silinder dan Tutup Tangki Tinggi cairan dalam tangki, 4 00,54 H s 5,976 m 9,606 ft π 6,58 Tebal shell, PD t + Cc (Peters, 00) SE,P P P operasi + P h (Hs ) ρ Ph, psi 44 9,606 - P h 9, 85,565 psi 44 P (4,7 +,565), 0,78 psi (faktor kelonggaran 0%)

Joint efficiency (E) 0,85 (Peters, 00) Allowable stress (S) 8.750 psi (Brownell,959) Allowable corrosion (Cc) 0,0 in/thn (Perry, 999) Maka, tebal shell: 0,67 in 0, in (untuk 0 tahun) (0,78) (57,40) t + 0. (8750)(0,85),(0,78) Tebal shell standar yang digunakan /8 in Tebal elips head, 0,67 in (Brownell,959) PD t + Cc (Peters, 00) SE 0.P (0,78) (57,40) t + 0. (8750)(0,85),(0,78) Tebal head standar yang digunakan /8 in (Brownell,959) LC.6 Filter Press I (FP-0) Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm. Filtrat Laju umpan : 5 kg/jam laju filtrat, Ff 064,409 kg densitas filtrat, ρ f Tabel LC.4 Densitas filtrat pada filter press I ρ camp Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 89,695 0,7 80 Sukrosa 456,46 0,488 54 Air 8,78 0,990 998 Σ 064,409 50 kg/m 0,7 0,488 0,990 + + 80 54 998 volume filtrat, V f F f ρ f 064,409 0,85 m 50

. Cake laju alir cake, Fc 70,59 kg densitas cake, ρ c Tabel LC.5 Densitas cake pada filter press I ρ camp Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Abu 5,7 0,869 95,5 Air 5,64 0,07 998 Σ 70,59 48,574 kg/m 89,8 lbm/ft 0,896 0,07 + 95,5 998 volume cake, V c F ρ c c 70,59 48,574 0,89 m Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L A(-ε) ρ c (V f + ε L A) ρ f W W (Prabhudesai, 984) Dimana: L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρ c : densitas cake, kg/m ρ f : densitas filtrat, kg/m W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, t p direncanakan selama jam tebal cake, L < 00 mm (0 cm) (Ulrich, 984) diasumsikan tebal cake, L 5 cm 0,05 m luas permukaan plate direncanakan 0, m laju alir massa cake 70,59 W 0,0 laju alir umpan 5 7,8 7,8 Porositas cake, ε 0, 7 89,8 Luas efektif penyaringan, A ρ cake 0,05 A ( 0,7) 48,574 { 0,85 + ( 0,7 0,05 A )} 50 59,07 A ( 0,85 + 8,65.0 A) 8, 75 0,0 0,0

59,07 A 7,56 +,757 A A 4,87 m Faktor keamanan, fk 0 % Maka luas plate ( + fk ) A 5,99 m Jumlah plate yang dibutuhkan Digunakan jumlah plate sebanyak 7 buah 5,99 0, 6,5 buah LC.7 Filter Press II (FP-0) Jenis : plate and frame filter Kondisi penyimpanan : T 5 o C, P atm. Filtrat. Cake Laju umpan laju filtrat, Ff 440,504 kg densitas filtrat, ρ f : 545,50 kg/jam Tabel LC.6 Densitas filtrat pada filter press II ρ camp Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Glukosa 77,00 0,075 80 Etanol 54,9 0,0804 789 Air 97,8 0,90 998 Σ 440,504 990,099 kg/m 0,075 0,0804 0,90 + + 80 789 998 volume filtrat, V f F f ρ laju alir cake, Fc 74,06 kg densitas cake, ρ c f 440,504 4,447 m 990,0990 Tabel LC.7 Densitas cake pada filter press II Komponen Massa (kg) xi ρ (kg/m ) Saccharomyces 00,66 0,405 670, Air 44,54 0,5948 998

Σ 74,06 ρ camp 50 kg/m 78,05 lbm/ft 0,405 0,5948 + 670, 998 volume cake, V c Fc 74,06 0,594 m ρ 50 c Perhitungan : Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L A(-ε) ρ c (V f + ε L A) ρ f W W (Prabhudesai, 984) Dimana: L : tebal cake pada frame A : luas efektif penyaringan ρ c : densitas cake, kg/m ρ f : densitas filtrat, kg/m W : fraksi massa cake dalam umpan ε : porositas cake Waktu proses, t p direncanakan selama jam tebal cake, L < 00 mm (0 cm) (Ulrich, 984) diasumsikan tebal cake, L 5 cm 0,05 m luas permukaan plate direncanakan 0, m laju alir massa cake 74,06 W 0,44 laju alir umpan 545,50 7,8 7,8 Porositas cake, ε 0, 054 78,05 Luas efektif penyaringan, A ρ cake 0,44 0,44 0,05 A ( 0,054) 50 { 4,447 + ( 0,054 0,0 A )} 990,099 59,5 A ( 4,447 + 5,4.0 4 A) 66, 7 59,5 A 79 + 0,090 A A,58 m Faktor keamanan, fk 0 % Maka luas plate ( + fk ) A,769 m

,769 Jumlah plate yang dibutuhkan 0, Digunakan jumlah plate sebanyak 69 buah LC.8 Pompa I (P-0) Jenis : centrifugal pump 68,845 buah Laju alir masuk : 5 kg/jam : 0,74 lbm/s Densitas, ρ : 48,49 kg/m : 77,94 lbm/ft Viskositas, μ : 4,885 cp : 0,00998 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: Q 0,74 0,0095 77,94 m ρ. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D 0, De,9Q 0,45 ρ e,9 (0,0095) 0,846 in 0,0705 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : ft 0,45 (77,94) 0, Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal in s 0,08 ft Diameter dalam,049 in 0,087 ft Diameter luar,5 in 0,09 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,00600 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,0095,587 ft 0,00600 s ρ ID V 77,94 0,087,587 NRe 078, 56 (laminar) µ 0,00998 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 007 ID 0,087 6 6 Untuk aliran laminar, f 0, 05 N Re 078,56. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL

kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 0 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,087, ft buah elbow standart 90 L o (L/D 0) 0 0,087 5, ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 8 0,087,46 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,087 5,046 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5,8 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,05,587,8 0,64, 0,087 ft lbf lbm 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan ft -Wf,64 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ,64 0,0095 77,94 Ws 0, 006 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,006 Maka daya aktual motor 0, 005 hp 0,75 hp LC.9 Pompa II (P-0) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 58, 8 kg/jam :,879 lbm/s Densitas, ρ : 05,045 kg/m : 6,99 lbm/ft Viskositas, μ : 0,9004 cp : 0,0006 lbm/ft s

Laju alir volumetrik,q: Q,879 0,045 6,99 m ρ. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D 0,45 0, ρ Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : e De,9Q,9 (0,045) 0,45 (6,99) 0,,659 in 0,8 ft Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal in ft s 0,67 ft Diameter dalam,067 in 0,7 ft Diameter luar,75 in 0,98 ft Luas penampang pipa dalam (Ai). Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,045 0,00,9 ft s 0,00 ft ρ ID V 6,99 0,7,9 NRe 5404, 5 (turbulen) µ 0,0006 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 0009 ID 0,7 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 00576 0,5 0,5 N Re 5404,5. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 0 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,7,6 ft buah elbow standart 90 (L/D 0) L 0 0,7 0, ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) o

L 4 8 0,7 4,86 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,7 9,976 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5 7,48 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,00576,9 7,48 0,89, 0,7 ft lbf lbm 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf,789 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ,789 0,045 6,99 Ws 0, 098 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,098 Maka daya aktual motor 0, 0 hp 0,75 hp LC.0 Pompa III (P-0) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 545,50 kg/jam :,859 lbm/s Densitas, ρ : 976,779 kg/m : 60,978 lbm/ft Viskositas, μ :,05 cp : 0,0007 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: Q m,859 ρ 0,047 60,978. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D 0,45 0, ρ e De,9Q,9 (0,047) 0,45 (60,978) 0,,68 in 0,40 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : ft s

Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal in 0,67 ft Diameter dalam,067 in 0,7 ft Diameter luar,75 in 0,98 ft Luas penampang pipa dalam (Ai). Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,047 0,00,0 ft s 0,00 ft ρ ID V 60,978 0,7,0 NRe 05, 74 µ 0,0007 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 0009 ID 0,7 (turbulen) 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 00599 0,5 0,5 N Re 05,74. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 0 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,7,6 ft buah elbow standart 90 L o (L/D 0) 0 0,7 0, ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 8 0,7 4,86 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,7 9,976 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5 7,48 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,00599,0 7,48 0,6, 0,7 ft lbf lbm

5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf,86 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ,86 0,047 60,978 Ws 0, 0 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,0 Maka daya aktual motor 0, 0 hp 0,75 hp LC. Pompa IV (P-04) Jenis : centrifugal pump Laju alir masuk : 440,504 kg/jam :,446 lbm/s Densitas, ρ : 984,84 kg/m : 6,458 lbm/ft Viskositas, μ :,08 cp : 0,0007 lbm/ft s Laju alir volumetrik,q: Q,446 0,09 6,458 m ρ. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, De De,9Q 0,45 0, ρ,9 (0,09) 0,45 (6,458) 0,,547 in 0,9 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal,5 in ft s 0,5 ft Diameter dalam,60 in 0,4 ft Diameter luar,900 in 0,58 ft Luas penampang pipa dalam (Ai). Pengecekan bilangan Reynold, NRe 0,044 ft

Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,09 0,044,76 ft s ρ ID V 6,458 0,4,76 NRe 0, 959 µ 0,0007 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 00 ID 0,4 (turbulen) 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 00595 0,5 0,5 N Re 0,959. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 0 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,4,74 ft buah elbow standart 90 L o (L/D 0) 0 0,4 8,04 ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 8 0,4,75 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,4 7,77 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5,06 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,00595,76,06 0,658, 0,4 ft lbf lbm 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf 4,58 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws

Wf Q ρ 4,58 0,09 6,458 Ws 0, 0 hp 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,0 Maka daya aktual motor 0, 0 hp 0,75 LC. Menara Destilasi (MD-0) Jenis : sieve-tray Kondisi Operasi : Temperatur : 9.6 0 C Tekanan : atm Data : Dari perhitungan neraca massa, didapat: light key (LK) etanol heavy key (HK) air R DM 0,977 X HF 0,965 RD,466 X LF 0,04 X X LW HW 0,00 D 54,9 kg/jam 0,997 W 4049, kg/jam XHD 0,096 α LD.0 XLD 0,904 α LW.9 Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan: N m log[(x LDD / X HDD)(X HW W / X LW W)] (Geankoplis, 997) log( α ) L,av dimana α L,av α LD.α LW α L, av,0,9,7 log[(0.904 / 0.096) (0.997 / 0.00)] N m 0,4 tahap.7

N N m + 54.4X X Y exp 0. 5 + (Walas, 988) N + 7.X X R d R dimana, X R + d dm,466 0,977 X 0.,466 + Y + 54.4 0. 0. exp. 7. 0. 0. + 0 5 0.406 N N m Y N + N m + Y N Y + 0.406 N 9.7 0 tahap 0.406 Maka, jumlah tahap teoritis 0 tahap 9 tray teoritis + reboiler Efisiensi tray 85%, maka jumlah tray 9. 5 trays 4 tahap 0.85 Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan: Ne X HF W X LW log 0.06 log (Geankoplis, 997) Ns X LF D X HD Ne log Ns 0.965 4049, 0.00 0.06 log 0.04 54,9 0.096 Ne log -0,8 Ns Ne 0,656 Ns N e 0,656 N N Ne + N 4 0,656 Ns + N N N s e 4 4 4 0 s s s Jadi, umpan masuk pada piring ke 0 dari atas.

Disain kolom Destilasi Direncanakan : Jarak tray (t) 0.4 m (Treybal, 984) Hole diameter (d o ) 6 mm (Treybal, 984) Space between hole center (p ) mm (Treybal, 984) Weir height (h w ) 5 cm (Treybal, 984) Pitch triangular ¾ in (Treybal, 984) Data : Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 65.60 K dan atm Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Vd Komponen alur Vd(kmol/jam) %mol Mr %mol x Mr EtOH 40,08 0.904 46.070 4.647 HO 5,495 0.096 8.06.79 Avg.mol wieght 65,576 4.76 Laju alir gas (G`) 65,576 kmol/jam 0.078 kmol/s 4.76 7 ρ v,446 kg/m.4 65. 60 65,60 Laju alir volumetrik gas (Q) 0,078,4, m /s 7 Tabel LC.9 Komposisi bahan pada alur Lb bahan F (kg/jam) N (kmol/jam) ρ (kg/m) V (m ) %vol ρ (kg/m) EtOH 54,487,8 5,06 0,06 0.00 5, HO 57,57 844,465 66,8 9,49 0.909 46,44 Glukosa 96,48,644,5 0,894 0.0859 8,446 Total 5567,89 847,9 0,44 495, Laju alir massa cairan (L`) 5567,89 kg/jam 4,4 kg/s 4,4 Laju alir volumetrik cairan (q) 0.0089 m /s 495, Surface tension (σ) 0.04 N/m (Lyman, 98) A A A A o a o a d o 0.907 p' 0.006 0.907 0.68 0.00

q ρ Q' ρ L V / 0,0089 495,,,446 / 0.04 0. dikarenakan nilainya kurang dari 0., maka digunakan 0. (Treybal,984). α 0.0744t + 0.07 0.0744(0.4) + 0.07 0.0449 β 0.004t + 0.05 0.004(0.4) + 0.05 0.076 0, σ C F α log + β (q/q)(ρ L / ρ V ) 0.0 0.04 0.0449 log + 0.076 0, 0.0 0,0788 0, V F 0,5 ρ L ρ V C F ρ V 495,,446 0,0788,446,5 m/s 0,5 Asumsi 80 % kecepatan luapan (Treybal, 984) V 0.8,5,05 m/s, A n,09 m,05 Untuk W 0,7T dari tabel 6. Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8%.,09 A t,98 m 0,088 0.5 Column Diameter (T) [4(,98)/π],5 m 48,6 in Weir length (W) 0.7(,98) 0.89 m Downsput area (A d ) 0.088(,98) 0.054 m Active area (Aa) A t A d,98 (0.054) 0,987 m Tinggi puncak (h ) Misalkan h 0.05 m h/t 0.05/,5 0.00

W eff W W eff W W eff W T W,5 0.89 W eff,69 W h 0.666 T W.5 0.89 0,5 h + T 0,5 T W (,67) { 0,687 + ( 0.00)(.47) } q W / Weff W / / 0.0089 h 0.666,69 0.89 h 0.07 m ( ) / (Treybal,984) 0.05,5 +,5 0.89 perhitungan diulangi dengan memakai nilai h 0,07 m hingga nilai h konstan pada nilai 0,07 m. Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop A o 0,68 0,987 0,9 m Q, uo 9, 884 A 0,9 o 0. 5 d o C o.09 l untuk h o 6 mm, l/d o 0. (Tabel 6., Treybal, 984) 0.5 Co.09.449 0. u o ρ v h d 5.0 C o ρ L 9,884,446 h d 5.0,449 495, h d,5 mm 0.00 m

Hydraulic head Q, Va,4 m/s A 0,987 h h L L a T + W,5 + 0.89 z,07 m 0.006 + 0.75 h w 0.8 h w V ρ a 0,5 V q +.5 z 0.006+ 0.75 (0.05) 0,8 (0.05)(,4)(.446) h L 0.06 m Residual pressure drop 6 σ g c h R ρ Ld og 6 (0.04) () h R 0.007 m 495, (0.006)(9.8) Total gas pressure drop h G h d + h L + h hg 0. 00 + 0.06 + 0.007 h G 0.084 m R 0,5 +.5 0.0089,07 Pressure loss at liquid entrance A da 0.05 W 0.0 m h h q g A da 0.0089 0.009 m g 0.0 Backup daerah semburan bawah h h G + h h 0.084 + 0.009 h 0.0 m

Pengecekan luapan h w + h + h 0.05 + 0,07 + 0.0 hw + h + h 0.0886 m t/ 0.4/ 0. m karena nilai h w + h + h Spesifikasi kolom destilasi lebih kecil dari t/, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan. Tinggi kolom 4 0.4 m 9.6 m 4 Tinggi tutup (,5) 0.09 m Tinggi total 9.6 + (0.09) 0,8 m l Tebal tray d o d o 0.67 6,00 mm Tekanan operasi atm 4.694 psi Faktor kelonggaran 0 % Maka, P design (.) (4.694) 7,65 psi Joint efficiency 0.85 Allowable stress 650 psia Tebal shell tangki: (Brownell,959) (Brownell,959) PD t SE -,P (7,65)(48,6) t 0.099 in (650)(0.85) -.(7,65) Faktor korosi 0.5 in Maka tebal shell yang dibutuhkan 0.099 in + 0.5 in 0.65 in Tebal shell standar yang digunakan /6 in (Brownell,959)

LC. Kondensor (K-0) Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi : Tabel LC.0 Deskripsi Kondensor DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Hot Fluid Cold Fluid Fluid Type Camp. etanol Cold water In Out In Out Temperature (T) C 9.6 8.4 5 40 F 99 78 77 04 Total Flow (W) kg/h 58,68 95,667 lb/h 07,6 844,467 4 Total Heat kkal/h 49687,5 Transfer (Q) Btu/h 795,640 5 Pass 4 6 Length (L) Ft - In - 44 7 OD Tubes In - 0.75 8 BWG - 6 9 Pitch (Square) In - Mencari Δt LMTD t ln t (Kern, 965) ( t / t ) untuk aliran counter: t t T T t t Keterangan : T & T Suhu masuk dan keluar fluida panas, 0 F t & t Suhu masuk dan keluar fluida dingin, 0 F (99 04) (78 77) LMTD (99 04) ln (78 77) 88. o F Koreksi LMTD (CMTD) CMTD (Δt) LMTD Ft R T 0.46 t T t 99 78 04 77

S t 0.7 T t t 04 77 99 78 Dari Fig. 8, Kern, 988 didapat Ft 0.97 CMTD (Δt) 88. 0.97 85.67 0 F Caloric Temperature (Tc dan t c ) T t T + T 99 + 78 c t + t 77 + 04 c 88.5 99.5 0 F 0 F Menghitung jumlah tubes yang digunakan Dari Tabel 8. Kern, 965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh U D 75 50, faktor pengotor (R d ) 0,00 Diambil UD 90 Btu/jam ft F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 795,640 A 65,95ft U Δt 90 85.67 D Luas permukaan luar (a ) 0.96 ft /ft (Tabel 0. Kern, 965) Jumlah tube, A 65,95 ft 70,4buah " L a ft 0.96 ft /ft N t Nilai terdekat adalah 70 buah dengan ID shell 0 in (Tabel 9. Kern, 965) b. Koreksi U D (Koefisien menyeluruh kotor) U D Q A t A 0.96 70 64,89 ft 795,640 U D 90,558 Btu/ h ft 0 F 64,89 85,67 Penentuan R D design:. Flow Area (a) a. shell side ID C' B a s (Kern, 965) 44 Pt

Keterangan: C 0.75 0.5 in B.67 in 0 0.5.67 a s 0.046 ft 44 b. tube side a t at Nt a' t 44 n a t 0.0 (Tabel 0, Kern, 965) 70 0.0 0.07 ft 44 4. Mass Velocity (G) a. shell side W Gs (Kern, 965) a s 07,6 Gs 5008,7 lb/h ft 0.046 G L W N t 07,6 G 8,579 lb/ft h 6 70 b. tube side (Kern, 965) W Gt (Kern, 965) a t 844,467 Gt 767958,568 lb/h ft 0.07 V V Gt 600ρ 767958,568 600 64,48,fps. Koefisien Perpindahan Panas a. shell side asumsi awal h o 00 Btu/hr ft F

b. tube side untuk V, fps (99.5 0 F), h i 850 Btu/hr ft F (Fig 5, Kern, 965) h io h i ID OD 0.6 h io 850 70,950 Btu/hr ft F 0.75 Temperatur dinding (T w ) T w t + ( T t ) c ho hio + ho 00 70,950 + 00 c T w 99.5 + ( 88.5 99.5) 9,69 Temperatur film (tf) t f T + T w untuk t c 99 + 9,69 0 59,084 F f μf. lb/ft h didapat data sebagai berikut: kf 0. Btu/ ft h ºF sf 0.5 kg/l dari nilai G 9, 79 lb/h ft dan data-data pada t f ho sebenarnya 80 Btu/ft h (fig.9, Kern, 965) o F didapat, 4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih (Uc) h Uc h io io h + h o o 70,950 80 Uc 4,05 Btu/ h ft 0 F 70,950 + 80 5. Faktor Pengotor (R R D R D U U C C U U D D 4,05 9, 0.07 4,05 9, R D D ) hitung R D ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima.

6. Bilangan Reynold (N Re ) a. shell side Re s De Gs µ f ( π 0.75 / 4) 0.08 in 4 De π 0.75 0.08 5008,7 Re s 87,48. b. tube side D Gt Re t µ D ID tube 0.6 in (Tabel 0. Kern, 965) 0,6 / 767958,568 Re t 40,79,645 Perhitungan Pressure Drop : a. Shell side s 0 f G D (N + ) Ps (Kern, 965) 5. 0 D s φ e s untuk R e 87, 48, f 0.005 ft /in (Fig.9, Kern, 965) (N+) L/B (Kern, 965) 44 /.67 5,9 P s 0.005 5008,7 0 5,9.5,04 psi 5. 0 0.08. 0 0 ΔP s yang diperbolehkan adalah 0 psi, maka ΔP s dapat diterima. b. Tube side t 0 f G L N Pt (Kern, 965) 5. 0 ID s φ P t t untuk R e 40, 79, f 0.0007 ft /in (Fig.6, Kern, 965) 0.0007 767958,568 4 0,46psi 0 5, 0 0,6/

P r 4n V ' s g P r P T V untuk G t 767958, 568, ' 0,078 (Fig.7, Kern, 965) g 4 4 0,078 0,64 psi P t + P P T, 085 psi r ΔP T yang diperbolehkan adalah 0 psi, maka ΔP T dapat diterima. LC.4 Tangki Penampung Distilat (T-0) Jenis sambungan Tabel LC. Komposisi Distilat : Double welded butt joints Komp. F ρ V %V ρ camp EtOH 058,766 0.789 406,80 0.968 0.769 HO 459,95 0.998 460,87 0.08 0.07 Total 58,68 4477,07 0.7956 Kondisi operasi : Temperatur 8.4 C Tekanan atm Laju alir massa 58,68 kg/jam Kebutuhan perancangan 5 menit Faktor kelonggaran 5 % Densitas campuran 0.795 kg/l 49,60 lb/ft Perhitungan: a. Volume tangki jam 58,68kg/jam x 5 mnt x Volume larutan, V 60 mnt l,07 m 795 kg/m Volume tangki, Vt ( + 0.5),07 m,88 m Fraksi volum,07 /,88 0.869

Untuk Fraksi volum 0.869 maka H/D 0.85 (Tabel 0.64, Perry, 999) α Volume tangki, V t LR sin α cos α (Perry, 999) 57.0 Dimana cos α -H/D cos α -(0.85) cos α -0.6 α 9,05 derajat Asumsi panjang tangki (L t ) m Maka, volume tangki, V t α LR sin α cos α 57.0 9,05,88 R sin9,05cos9, 05 57.0 R (radius),47 m D (diameter),874 m,49 in H s (tinggi cairan),7 m 7,667 ft b. Spesifikasi Tangki Tebal shell, PD t + Cc (Peters, 00) SE,P P P operasi + P h (H s ) ρ Ph, psi 44 7,667 - P h 49, 60,8 psi 44 P (4,696 +,8).5 9,56 psi (faktor kelonggaran 5%) Joint efficiency (E) 0.85 (Peters, 00) Allowable stress (S) 8750 psi (Brownell,959) Allowable corrosion (Cc) 0.5 in/0 thn (Peters, 00) Maka, tebal shell: (9,56 psi) (,49 in) t + 0.5 (8750 psi)(0,85),(9,56 psi) 0.4 in Tebal shell standar yang digunakan ¼ in (Brownell,959)

Tebal head, Diameter tutup diameter tangki,874 m Ratio axis L:D : 4 L h Hh D,874 0,78 m D 4 L t (panjang tangki) L s + L h L s (panjang shell) m (0,78 m) 0,564 m Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup ¼ in. LC.5 Pompa Refluks Destilasi (P-05) Jenis : centrifugal pump Kondisi operasi Temperatur 8,4 0 C Densitas larutan (ρ) 0,7956 kg/l 49,60 lbm/ft Viskositas larutan (µ) 0,40 cp 0,0008 lb m /ft s Laju alir massa (F) 64,89 kg/jam 6,0 lb m /s m 6,0 lbm/s Laju alir volumetrik, Q ρ 49,60lbm/ft 0,5 ft /s. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D De,9Q 0,45 0, ρ e,9 (0,5) (49,60) 0,,54 in 0, ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal,5 in 0,08 ft Diameter dalam,469 in 0,06 ft Diameter luar,875 in 0,9 ft Luas penampang pipa dalam (Ai). Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V 0,0 ft

V Q A 0,5 0,0,76 ft s ρ ID V 49,60 0,06,76 NRe 789, 86 µ 0,0008 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 0007 ID 0,06 (turbulen) 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 004 0,5 0,5 N Re 789,86. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 6 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,06,678 ft buah Tee (L/D 0) L 50 0,06 0, ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 8 0,06 5,768 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,06,948 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5 46,694 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,004,76 46,694 0,86, 0,06 ft lbf lbm 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan,5 ft -Wf 4,6 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ 4,6 0,5 49,60 Ws 0, 6 550 550 hp

Jika effisiensi pompa 75 % 0,6 Maka daya aktual motor 0, hp 0,75 LC.6 Pompa I Destilasi (P-06) Jenis : centrifugal pump Kondisi operasi Temperatur 8,4 0 C Densitas larutan (ρ) 0,795 kg/l 49,60 lbm/ft Viskositas larutan (µ) 0,40 cp 0,0008 lb m /ft s Laju alir massa (F) 54,9 kg/jam 0,97 lb m /s m 0,97 lbm/s Laju alir volumetrik, Q ρ 49,60lbm/ft 0,009 ft /s. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, De De,9Q 0, ρ,9 (0,009) (49,60) 0, 0,54 in 0,044 ft Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal 0,5 in 0,04 ft Diameter dalam 0,6 in 0,05 ft Diameter luar 0,840 in 0,069 ft Luas penampang pipa dalam (Ai) 0,00 ft. Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,009 0,00,85 ft s ρ ID V 49,60 0,05,85 NRe 7050 (turbulen) µ 0,0008 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 009 ID 0,05

0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 0069 0,5 0,5 N Re 7050. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa Panjang pipa lurus, L 0 ft buah gate valve fully open (L/D ) L 0,05 0,676 ft buah elbow standart 90 L o (L/D 0) 0 0,05 4,68 ft buah sharp edge entrance (K 0,5 ; L/D 8) L 4 8 0,05,456 ft buah sharp edge exit (K,0 ; L/D 58) L 5 58 0,05,06 ft ΣL L + L + L + L 4 + L 5 9,88 ft 4. Menentukan Friksi, ΣF ΣF 4 f V L gc ID 4 0,0069,85 9,88 0,84, 0,05 ft lbf lbm 5. Kerja yang dibutuhkan, -W f -Wf ΔZ g V + + gc gc ρp + ΣF ΔZ diperkirakan ft -Wf,84 lbf lbm 6. Daya pompa, Ws Wf Q ρ,84 0,009 49,60 Ws 0, 005 550 550 Jika effisiensi pompa 75 % 0,005 Maka daya aktual motor 0, 007 hp 0,75 hp

LC.7 Pompa II Destilasi (P-07) Jenis Kondisi operasi Temperatur : centrifugal pump 9,6 0 C Densitas larutan (ρ),0 kg/l 68,7954 lbm/ft Viskositas larutan (µ) Laju alir massa (F) 0,7 cp 0,000 lb m /ft s 4049, kg/jam,49 lb m /s m,49 lbm/s Laju alir volumetrik, Q 0,0 ft /s ρ 68,7954 lbm/ft. Perncanaan Pompa Diameter pipa ekonomis, D De,9Q 0,45 0, ρ,9 (0,0) 0,45 (68,7954) 0, Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : Jenis pipa carbon stell, sch 40 Diameter nominal,5 in e,456 in 0, ft 0,5 ft Diameter dalam,60 in 0,4 ft Diameter luar,900 in 0,58 ft Luas penampang pipa dalam (Ai). Pengecekan bilangan Reynold, NRe Kecepatan rata-rata fluida, V V Q A 0,0 0,044, ft s 0,044 ft ρ ID V 68,7954 0,4, NRe 956, 66 (turbulen) µ 0,000 Untuk commercial stell, ε 0,0005 ft ε 0,0005 Kekasaran relatif 0, 00 ID 0,4 0,079 0,079 Untuk aliran turbulen, f 0, 007 0,5 0,5 N Re 956,66. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL kelengkapan pipa