TUGAS PPTK 3

download TUGAS PPTK 3

of 42

description

pptk

Transcript of TUGAS PPTK 3

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    1/42

    Tabel 2.1-1

    Utilities Summary : Base Case

    Utility Item No Equipment NameUsage

    Rate Annual

    Kg/Jam

    Air Pendingin

    R-101 Reaktor Hidrolisa 22.4859

    R-102 Fermentor 239.6087

    C-101 Cooler 130355.4194

    PD-101 Primary Distilation 62567.2193

    SD-102 Secondary Distilation2502.6888

    Total 4730.162

    Steam

    ST-101 Tangki Sterilisasi 2506834.9886

    H-101 Heater 2377985.0082

    PD-101 Primary Distilation 489223.7091

    SD-102 Secondary Distilation 460820.7929

    Total 5834864

    Electricity

    kW hp

    Pompa Air Sungai 882.405 1183.324

    Pompa Bak Air Sungai 419.586 562.674

    Pompa Tangki Aluminium 0.017 0.022

    Pompa Tangki Na2CO3 0.007 0.009

    Pompa Clarifier 782.901 1049.888

    Pompa Sand Filter 470.399 630.815

    Pompa Tangki H2SO4 0.016 0.022

    Pompa Tangki NaOH 0.0009 0.001

    Pompa Cation Exchanger 359.595 482.225

    Pompa Anion Exchanger 269.701 361.675

    Pompa Deaerator 342.654 459.507

    Pompa Cooling Tower 0.916 1.229

    Pompa Tangki CaOCl2 3.36E-05 4.508E-05

    Pompa Air Domestik 0.673 0.903

    Pompa Menara Air 341.357 457.767Pompa Tangki Umpan 324.566 435.249

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    2/42

    Boiler

    Pompa Air Pendingin 5.587 7.492

    Pompa Tangki Air Proses 0.740 0.993

    Total 14.7984 83449.62

    Tabel 2.1-2Operating cost summary:

    UnitQuantity per

    Years

    Unit Price

    ($/kg)Cost Per Year ($)

    Raw Material

    Molase kg 57.310.398,551 Rp 1.202 Rp 68.908.961.680

    S. Cerevisiae kg 82.655,168 Rp 8.997 Rp 743.633.621

    H2SO4 kg 256,617 Rp 2.248 Rp 576.991

    (NH4)2SO4 kg 12.942,058 Rp 2.339 Rp 30.266.712

    Total RM Rp 69683439004

    Indirect Expanse

    Pajak Rp 53.366.185.596

    Bunga Rp 44.557.289.099

    Administrasi Rp 12.859.071.096

    Distribusi Rp 25.718.142.192

    Total Rp 110.782.545.793

    Indirect Expanse

    Listrik Rp 6.496.102.800

    Labor Rp 5.513.300.000Perawatan Rp 13.236.730.004

    Distribusi Rp 25.718.142.192

    Total Rp 50964274996

    Table 2.1-3

    Equipment Schedule

    1. Peralatan Utama

    No. Nama Alat Size Delivered Cost

    1 Pompa Molasse 0,001914815 m3/s $219,455

    2 Pompa Screening 0,00131499 m3/s $192,023

    3 Pompa Air Proses 0,008355077 m3/s $411,478

    4 Pompa Reaktor Hidrolisa 0,009669544 m3/s $425,194

    5 Pompa Tangki Sterilisasi 0,009669544 m3/s $425,194

    6 Pompa Cooler 0,009669544 m3/s $425,194

    7 Pompa Tangki Sacharomiches 0,001 m3/s $137,159

    8 Pompa Tangki H2SO4 0,001 m3/s $137,159

    9 Pompa Tangki (NH4)2SO4 0,001 m3/s $137,159

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    3/42

    10 Pompa Tangki Sterilisasi Nutrisi 0,001 m3/s $137,159

    11 Pompa Tangki Inokulum 0,001 m3/s $137,159

    12 Pompa Fermentor 1 0,010888613 m3/s $425,194

    13 Pompa Fermentor 2 0,010888613 m3/s $425,194

    14Pompa Tangki Penampungan

    fermentasi 0,010888613 m3/s $425,194

    15 Pompa Centrifugal Separator 0,009848607 m3/s $425,194

    16 Pompa Heat Exchanger 0,009848607 m3/s $425,194

    17 Pompa Produk Primary Distilation 0,000732361 m3/s $150,875

    18 Pompa Bottom Primary Distilation 0,009121223 m3/s $164,591

    19 Pompa Bottom Secondary Distilation 0,009092218 m3/s $164,591

    20 Reaktor hidrolisa 37,817 m3 $10.286,953

    21 Fermentor 1 139,8298 m3 $27.431,876

    22 Fermentor 2 139,8298 m3 $27.431,876

    23 Cooler 208,3558365 m2 $2.468,869

    24 Heat Exchanger 84,75815857 m2 $1.371,594

    25 Screening 5,405629365 m2 $4.663,419

    26 Centrifugal Separator 1,596173769 m $1.988,811

    27 Primary Distilation 3,732345213 m $1.371,594

    28 Secondary Distilation 0,791401393 m $150,875

    29 Pompa Air Sungai 0,275 m $1.851,652

    30 Pompa Bak penampung 0,275 m3

    /s $1.851,65231 Pompa Larutan Al2(SO4)3 0,0000092 m

    3/s $150,875

    32 Pompa Larutan Na2CO3 0,000006 m3/s $137,159

    33 Pompa clarifier 0,3 m3/s $1.851,652

    34 Pompa Sand Filter 0,3 m3/s $1.851,652

    35 Pompa H2SO4 0,000007 m3/s $150,875

    36 Pompa NaOH 0,000005 m3/s $150,875

    37 Pompa Cation Exchanger 0,069 m3/s $960,116

    38 PompaAnion Exchanger 0,069 m3

    /s $960,11639 PompaDeaerator 0,275 m

    3/s $1.851,652

    40 Pompa Menara Pendingin 0,3075 m3/s $1.851,652

    41 Pompa CaOCl2 0,0000036 m3/s $150,875

    42 Pompa Air Domestik 0,00697 m3/s $384,046

    43 Cooling Tower 5849,805 gal /min $54.863,751

    44 Boiler 70,2 kW $2.468,869

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    4/42

    2. Tangki Penampungan

    No. Nama AlatSize Delivered Cost

    1 Tangki Mollase 1000 m3 $10.972,750

    2 Tangki Saccharomyces 10 m3 $2.743,188

    3 Tangki H2SO4 10 m3 $2.743,188

    4 Tangki (NH4)2SO4 10 m3 $2.743,188

    5Tangki Penampungan Hasil

    Fermentasi 40 m3 $3.840,463

    6 Tangki Penampungan Etanol 450 m3 $6.857,969

    7 Bak Penampungan Cake 360 m3 $6.172,172

    8 Bak Stillage 800 m3 $9.601,156

    9 Tangki Sterilisasi Substrat 130 m3 $10.698,431

    10 Tangki Sterilisasi Nutrisasi 1 m3 $960,116

    11 Tangki Inokulum 2 m3 $1.234,434

    12 Bak Penampungan Air Sungai 9000 m3 $27.431,876

    13 Tangki Pelarutan Al2(SO4)3 20 m3 $3.428,984

    14 Tangki Pelarutan Na2CO3 10 m3 $2.743,188

    15 Tangki Clarifier 2700 m3 $22.631,297

    16 Tangki Pelarutan H2SO4 10 m3 $2.743,188

    17 Tangki Pelarutan NaOH 3 m3 $1.097,275

    18 Sand Filter 900 m3 $10.286,953

    19 Tangki Air Domestik 150 m3 $4.800,578

    20 Tangki Pelarutan CaOCl2 1 m3 $754,377

    21 Cation Exchanger 300 m3 $5.897,853

    22 Anion Exchanger 300 m3 $5.897,853

    23 Deaerator 150 m3 $4.800,578

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    5/42

    Tabel 2.1-5

    WORKING CAPITAL

    1. Raw MaterialBahan Baku

    Harga

    (Rp/kg)

    Kapasitas

    (kg/jam)Kapasitas (kg/tahun) Harga (Rp/tahun)

    Molase Rp1.202 7236,1614 57.310.398,55 Rp66.464.977.280

    S. Cerevisiae Rp8.997 10,436 82.655,17 Rp717.259.273

    H2SO4 Rp2.248 0,032 256,617 Rp556.527

    (NH4)2SO4 Rp2.339 1,634 12.942,06 Rp29.193.247

    Total Rp67.211.986.326

    50% x 67.211.986.326 = Rp.33.605.993.163

    2. Goods in ProcessBahan Baku

    Harga

    (Rp/kg)

    Kapasitas

    (kg/jam)Kapasitas (kg/tahun) Harga (Rp/tahun)

    Al2(SO4)3 Rp1.091 46,12 365.270,40 Rp384.221.090

    NaOH Rp3.908 2,88 22.809,60 Rp85.974.884

    CaOCl2 Rp4.544 0,165 1.306,80 Rp5.727.493

    Na2CO3 Rp3.181 1,01 7.999,20 Rp24.541.442H2SO4 Rp2.136 29,071 230.244,70 Rp474.288.910

    Total Rp974.753.818

    3. Produk InventoryProduk

    Harga

    (Rp/kg)

    Kapasitas

    (kg/tahun)Harga (Rp/tahun) Harga (Rp/tahun)

    Ethanol Rp9.000 15.000.000 135.000.000.000 130.211.974.088,86

    CO2 Rp7.381 15.397.830 113.643.995.488 109.613.399.968,83

    Total Rp239.825.374.05850 % x 239.825.374.058 = Rp. 119.912.687.029

    4. Other, 5% of gross salesGross sales = Rp. 240.000.000.000 x 5% = Rp. 12.000.000.000

    Working Capital = 1 + 2 + 3 + 4

    = 33.605.993.163 + 974.753.818 + 119.912.687.029 + 12.000.000.000

    = Rp. 166.493.434.000

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    6/42

    Tabel 2.1-6

    ESTIMATION OF CAPITAL REQUIREMENT (base on 2014)

    1. Manufacturing CapitalNo. Nama Alat Harga Alat ($) Harga Alat (Rp)

    1 Pompa Molasse $ 5.482,55 Rp 49.825.411

    2 Pompa Screening $ 4.797,23 Rp 43.597.235

    3 Pompa Air Proses $ 10.279,78 Rp 93.422.646

    4 Pompa Reaktor Hidrolisa $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    5 Pompa Tangki Sterilisasi $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    6 Pompa Cooler $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    7 Pompa Tangki Sacharomiches $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    8 Pompa Tangki H2SO4 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    9 Pompa Tangki (NH4)2SO4 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    10 Pompa Tangki Sterilisasi Nutrisi $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    11 Pompa Tangki Inokulum $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    12 Pompa Fermentor 1 $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    13 Pompa Fermentor 2 $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    14Pompa Tangki Penampunganfermentasi

    $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    15 Pompa Centrifugal Separator $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    16 Pompa Heat Exchanger $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    17 Pompa Produk Primary Distilation $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    18 Pompa Bottom Primary Distilation $ 4.111,91 Rp 37.369.059

    19Pompa Bottom SecondaryDistilation

    $ 4.111,91 Rp 37.369.059

    20 Reaktor hidrolisa $ 334.871,64 Rp 3.043.313.482

    21 Fermentor 1 $ 892.991,05 Rp 8.115.502.618

    22 Fermentor 2 $ 892.991,05 Rp 8.115.502.618

    23 Cooler $ 59.248,92 Rp 538.454.162

    24 Heat Exchanger $ 32.916,07 Rp 299.141.201

    25 Screening $ 61.076,43 Rp 555.062.633

    26 Centrifugal Separator $ 30.564,18 Rp 277.767.232

    27 P. Distilation $ 43.195,85 Rp 392.563.848

    28 Distilation $ 4.751,54 Rp 43.182.023

    29 Pompa Air Sungai $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    30 Pompa Bak penampung $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    31 Pompa Larutan Al2(SO4)3 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    32 Pompa Larutan Na2CO3 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    33 Pompa clarifier $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    34 Pompa Sand Filter $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    35 Pompa H2SO4 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    7/42

    36 Pompa NaOH $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    37 Pompa Cation Exchanger $ 23.986,16 Rp 217.986.175

    38 PompaAnion Exchanger $ 23.986,16 Rp 217.986.175

    39 PompaDeaerator $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    40 Pompa Menara Pendingin $ 46.259,01 Rp 420.401.90941 Pompa CaOCl2 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    42 Pompa Air Domestik $ 9.594,46 Rp 87.194.470

    43 Cooling Tower $ 901.297,94 Rp 8.190.995.665

    44 Boiler $ 45.791,75 Rp 416.155.425

    45 Tangki Mollase $ 83.068,93 Rp 754.930.476

    46 Tangki Saccharomyces $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    47 Tangki H2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    48 Tangki (NH4)2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    49 Tangki Penampungan HasilFermentasi $ 29.074,13 Rp 264.225.667

    50 Tangki Penampungan Etanol $ 51.918,08 Rp 471.831.548

    51 Bak Penampungan Cake $ 46.726,28 Rp 424.648.393

    52 Bak Stillage $ 72.685,32 Rp 660.564.167

    53 Tangki Sterilisasi Substrat $ 80.992,21 Rp 736.057.214

    54 Tangki Sterilisasi Nutrisasi $ 7.268,53 Rp 66.056.417

    55 Tangki Inokulum $ 9.345,26 Rp 84.929.679

    56 Bak Penampungan Air Sungai $ 207.672,34 Rp 1.887.326.190

    57 Tangki Pelarutan Al2(SO4)3 $ 25.959,04 Rp 235.915.774

    58 Tangki Pelarutan Na2CO3 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    59 Tangki Clarifier $ 171.329,68 Rp 1.557.044.107

    60 Tangki Pelarutan H2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    61 Tangki Pelarutan NaOH $ 8.306,89 Rp 75.493.048

    62 Sand Filter $ 77.877,13 Rp 707.747.321

    63 Tangki Air Domestik $ 36.342,66 Rp 330.282.083

    64 Tangki Pelarutan CaOCl2 $ 5.710,99 Rp 51.901.470

    65 Cation Exchanger $ 44.649,55 Rp 405.775.131

    66 Anion Exchanger $ 44.649,55 Rp 405.775.13167 Deaerator $ 36.342,66 Rp 330.282.083

    Total $ 4.931.741,38 Rp 44.819.665.607

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    8/42

    2. Nonmanufacturing CapitalNonmanufacturing Capital = 15% x Manufacturing Capital

    = 15% x Rp. 44.819.665.607

    = Rp. 6.722.949.841

    3. Total Fixed CapitalJumlah Manufacturing dan Nonmanufacturing Capital

    = Rp. 44.819.665.607 + Rp. 6.722.949.841

    = Rp. 51.542.615.458

    4. Working CapitalRaw Material Inventory = Rp. 33.605.993.163

    Goods in process = Rp. 974.753.818

    Product Inventory = Rp. 119.912.687.029

    Store supplies (3% gross sales) = Rp.7.200.000.000

    Total Working Capital = Rp. 161.693.434.000

    5. Total Fixed dan Working CapitalFixed Capital + Working Capital = Rp. 51.542.615.458 + Rp. 161.693.434.000

    = Rp. 213.236.049.458

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    9/42

    TABLE 2.1-7

    Profitability of ethanol manufacture

    Base case,

    7000 ton/year

    Manufacturing capital $ 36.234.657Total Fand W capital* $ 56.396.905,499

    Gross sales per year $ 73.593.866,624

    Manufacturing Cost $ 32.145.898,193

    Gross profit $ 41.447.968,432

    SARE @ 10% $ 2.661.933,940

    Income Tax $ 9.302.070,239

    Net Profit $ 4.644.937,183

    Return of total F and W 7,88%

    TABLE 2.1-8

    Perhitungan GPM (Gross Profi t M argin)

    Perhitungan nilai GPM digunakan untuk menentukan kelayakan pemasaran etanol

    dari molasses. GPM dapat dihitung dengan cara menentukan selisih harga jual produk dengan

    harga pembelian bahan baku.

    GPM dan EP dicari dari prsamaan reaksi pembuatan etanol. Berikut ini merupakan

    reaksi pembuatan etanol dari molasses:

    C12H22O11 + H2O 2 C6H12O6

    2 C6H12O6 2 C2H5OH + 2 CO2

    C12H22O11+ H2O 2 C2H5OH + 2 CO2

    Pada tanggal 5 Oktober 2011 diketahui nilai kurs mata uang asing terhadap rupiah

    adalah Rp. 8.979,- per US$ 1 (Bank Indonesia). Harga molasses Rp. 1.200,-/kg dan harga jual

    ethanol adalah Rp. 7583,-/kg (www.alibaba.com).

    Tabel 1.4. Perhitungan GPM (Gross Profi t Margin)

    C12H22O11 + H2O 2 C2H5OH + 2 CO2

    Mol 1 1 2 2

    BM 342 18 46 44

    Kg/kg C2H5OH 3,71739 0.1956 1 0.9565

    Rp/kg 1200 0 7583 0

    (Diolah dari alibaba.com)

    http://www.alibaba.com/http://www.alibaba.com/http://www.alibaba.com/http://www.alibaba.com/
  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    10/42

    GPM = harga jual produkharga pembelian bahan baku

    = {

    } {

    }= (1 x 7583)(3.71739 x 1.200)

    = Rp. 3.122,-

    Dari perhitungan GPM di atas dapat diketahui bahwa pabrik etanol ini layak untuk

    didirikan, karena GPM yang diperoleh per kilogramnya mencapai Rp. 3.122,-.

    Sedangkan penghitunga EP (Economic Potential) dapat dilihat sebagai berikut:

    EP = Product ValueRaw Material Cost

    = [(79,91 kg/jam x Rp. 7583,- /kg) - (297,05 kg/jam x Rp. 1.200,- /kg)]= Rp. 249.485,- /Jam

    = Rp. 2.185.491.304,-/Thn

    Dari perhitungan tersebut didapatkan nilai EP sebesar Rp. 2.185.491.304,-/Thn.

    Sehingga dari hasil perhitungan GPM dan EP tersebut dapat disimpulkan bahwa pabrik

    tersebut layak untuk dibangun.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    11/42

    3. Pendefinisian Peralatan Perancangan dan Pertimbangan Umum (Rules ofThumbs, Khusus Peralatan yang Digunakan)

    a) Compressor1) Efisiensi reciprocating compressor : 65% untuk rasio kompresi 1.5, 75 % untuk

    rasio kompresi 2, dan 8085 % untuk rasio kompresi 36.

    2) Efisiensi centrifugal compressor (6000100,000ACFM padasuction) : 7678%3) Rotary compressor memiliki efisiensi 70%, kecuali tipe liquid liner sekitar

    50%.

    4) THP (Theoritical adiabatic Horse Power) = [(SCFM)T1/8130a][(P2/P1)a1], dimana T1 adalah suhu inlet (oF+460) dan a = (k1)/k, k=Cp/Cv.

    5) Suhu outlet T2 = T1(P2/P1)a6) Untuk mengkompres udara yang memiliki temperatur 100oF, k = 1.4, rasio

    kompresi = 3, daya teoritis yang dibutuhkan = 62 HP/juta ft3/hari, suhu

    outletnya sekitar 306oF.

    7) Temperatur keluaran sebaiknya tidak melebihi 350400oF; untuk gasdiatomik (Cp/Cv = 1.4) rasio kompresi = 4.

    8) Di dalam unit multistage, rasio kompresi untuk setiap stage sebaiknyasama, rasio = (Pn/P1)1/n, dengan n = stage.

    b) Distilasi dan Absorbsi Gas1) Distilasi merupakan metode pemisahan liquid yang paling ekonomis

    dibandingkan dengan metode pemisahan lainnya seperti ekstraksi, adsorpsi,

    dan kristalisasi.

    2) Untuk campuran ideal, relative volatility adalah rasio tekanan uap 12 =P2/P1.

    3) Tekanan operasi tower sering ditentukan oleh temperatur kondenser,100120oF jika air pendingin; atau dengan temperatur maksimum reboiler

    yang diperbolehkan, 150 psig steam, 366oF.

    4) Secara ekonomis, rasio reflux (R) optimum =1.2 x Rmin.5) Secara ekonomis, jumlah tray (N) optimum mendekati 2 x Nmin.6) Jumlah tray minimum dapat ditentukan dengan persamaan FenskeUnderwood:

    Nm = log {[x / (1x)]ovhd / [x/(1x)]btms} / log

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    12/42

    7) Reflux minimum (Rm) untuk campuran biner atau pseudobiner dapat ditentukandengan persamaan berikut, dimana xD = 1 dan D/F adalah rasio laju produk

    overhead dan umpan :

    RmD/F = 1/(

    1), dimana kondisi umpan berada pada bubble point,(Rm+1)D/F = /(+1), dimana kondisi umpan berada pada dew point.

    8) Dianjurkan menambahkan faktor keamanan 10% untuk jumlah tray yangdihitung.

    9) Pompa reflux dibuat 25% dari ukuran akhir.10) Ukuran tray spacing yang dibuat 2024 in.11) Efisien puncak tray adalah pada harga vapour factor FS = u (v)1/2 pada

    range 11.2 (ft/detik)(lb/ft3)1/2. Range FS ini menentukan diameter tower.

    Kecepatan linier sekitar 2 ft/detik pada tekanan sedang dan 6 ft/detik pada

    kondisi vakum.

    12)Nilai optimum faktor absorbsi KremserBrown, A = K(V/L), adalah antara1.252.

    13)Pressure dropper tray sekitar 0.1 psi.14) Efisiensi tray untuk distilasi hidrokarbon ringan dan larutan cair adalah 6090

    %; untuk prosesstripping dan absorbsi gas adalah 1020%.

    15) Sieve tray memiliki ukuran diameter hole sekitar 0.255.0 in, luas hole 10%dari cross section aktif.

    16) Valve tray memiliki ukuran diameter hole 1.5 in dan masingmasing dilengkapidengan sebuah liftable cap, 1214 cap/ft2 cross section aktif. Valve tray

    biasanya lebih murah darisieve tray.

    17)Bubblecap tray hanya digunakan ketika ketinggian cairan yang diinginkanharus dijaga pada rasio turndown yang rendah; dan dapat dirancang untuk

    pressure drop yang lebih rendah dibandingkan dengan sieve dan valve tray.

    18) Tinggi weir sekitar 2 in, panjang weir sekitar 75% dari diameter tray, maksimumlaju liquid sekitar 8 gpm/in weir; susunan multipass digunakan pada laju

    liquid yang tinggi.

    19)Packing random cocok digunakan untuk tower yang memiliki diameter kolom dibawah 3 in danpressure drop rendah.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    13/42

    20) Untuk laju gas sebesar 500 cfm gunakan packing yang berukuran 1 in; untuklaju gas sebesar 2000 cfm atau lebih gunakan packing yang berukuran 2 in.

    21) Rasio diameter tower dan packing sebaiknya 15 : 1.22) Karena faktor deformabilitas, packing yang berasal dari bahan plastic

    digunakan untuk kedalaman kolom 1015 ft (unsupported), untuk logam 2025

    ft.

    23)Liquid redistributor dibutuhkan untuk setiap 510 diameter tower dengan pallring atau setiap 20 ft. jumlah aliran liquid sebaiknya 35/ft2 dalam tower

    yang memiliki diameter lebih besar dari 3 ft (beberapa ahli mengatakan

    912/ft2), dan lebih banyak untuk tower yang berdiameter lebih kecil.

    24) HETP (Height Equivalent to a Theoritical Plate) untuk kontak uapcairbernilai 1.31.8 ft untuk jenis pall ring yang berdiameter 1 in dan 2.53.0

    untuk pall ring yang berdiameter 2 in.

    25)Packed tower sebaiknya dioperasikan kirakira 70% dari laju flooding yangdiberikan oleh korelasi Sherwood, Lobo, dll.

    26)Reflux drum biasanya diletakkan horizontal, dengan waktu liquid holdup 5menit. Untuk fasa liquid kedua, misalnya sistem hidrokarbon

    air, kecepatan

    linier fasa tersebut 0.5 ft/detik, dengan diameter minimal 16 in.

    27) Untuk tower yang berdiameter 3 ft, tambahkan 4 ft pada bagian atas untukmelepaskan uap dan 6 ft pada bagian bawah untuk mengatur tinggi cairan dan

    umpan yang berasal dari reboiler.

    28) Ukuran ketinggian tower maksimal 175 ft karena pertimbangan pondasi danfaktor angin. Selain itu nilai L/D harus kurang dari 30.

    c)

    Penukar Panas1) Ambil aliran berlawanan arah yang nyata dalam shell and tube exchanger

    sebagai basis.

    2) Tube standar memilki OD 3/4 in. triangular spacing 1 in., dan panjang 16 ft;shell dengan diameter 1 ft mengakomodasi 100 sqft ; diameter 2 ft, 400

    sqft ; diameter 3 ft, 1100 sqft.

    3) Sisi tube untuk fluida yang menyebabkan korosi, fouling, scaling dan fluidabertekanan tinggi.

    4) Sisishell untuk fluida yang kental dan untuk mengkondensasi fluida.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    14/42

    5) Pressure drop adalah 1.5 psi untuk mendidihkan dan 39 psi untukkeperluan lain.

    6) Temperatur minimum mendekati 20oF dengan pendingin normal, 10oF ataulebih kecil dengan refrigeran.

    7) Temperatur air masuk adalah 90oF, temperatur keluaran maksimum 120oF.8) Koefisien pertukaran panas untuk tujuan estimasi, Btu/(hr)(sqft)(oF) : air

    ke cairan, 150 ; kondenser, 150 ; cairan ke cairan, 50 ; cairan ke gas, 5 ; gas ke

    gas, 5; reboiler, 200. Fluks maksimum dalam reboiler, 10,000 Btu/(hr)(sqft).

    9) Doublepipe exchanger kompetitif pada kerja yang membutuhkan 100200sqft.

    10) Compact (flate and fin) exchanger memiliki 350 sqft/cuft, dan kirakira empatkali transfer panasnya dari unitshell and tube per cuft.

    11)Plate and frame exchanger cocok untuk operasi yang bersih, dan lebih murah2550% ddalam konstruksi baja daripada unitshell and tube.

    12)Air cooler : OD tube adalah 0.751.00 in. total permukaan berfin 1520sqft/sqft permukaan terbuka, U = 80100 Btu/(hr)(sqft permukaan terbuka)(oF),

    daya masukan kipas 25 HP/(Mbtu/hr), mendekati 50oF atau lebih.

    13)Fired heaters : laju radiasi, 12,000 Btu/(hr)(sqft) ; laju konveksi, 4000 ;kecepatan minyak dingin di tube, 6 ft/sec ; mendekati transfer panas yang sama

    dalam dua bagian ; efisiensi termal 7075% ; temperatur flue gas 250350oF

    diatas masukan umpan ; temperatur stack gas 650950oF.

    d) Pompa1) Daya untuk memompa cairan; HP = (gpm)(psi

    difference)/1714)(fractional efficiency). Normal pump suction head (NPSH)

    dari pompa harus melebihi dari angka tertentu, tergantung pada jenis pompa

    dan kondisinya, jika ingin menghindari kerusakan. NPSH = (tekanan pada

    mata impelertekanan uap)/(densitas). Rentang yang umum adalaah 420 ft.

    2) Kecepatan spesifik Ns = (rpm)(gpm)0.5/(head in ft)0.75. Pompa mungkinrusak jika melewati batas tertentu dari Ns, dan efisiensi terbaik pada

    beberapa rentang.3) Pompa sentrifugal ; Single stage utnuk 15000 gpm, head maksimum 500

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    15/42

    ft ; multistage untuk 2011,000 gpm, maksimum head 5500 ft. Efisiensi

    adalah 45% pada 100 gpm, 70% pada 500 gpm, 80% padaa 10,000 gpm.

    4) Pompa aksial untuk 20100,000 gpm, head 50,000 ft, efisiensi 5080%.5) Pompa reciprocating untuk 1010,000 gpm, head maksimum 1,000,000 ft.

    Efisiensi 70% pada 10 HP, 90% pada 500 HP.

    e) Reaktor1) Laju reaksi dalam setiap tahap awal harus dilaksanakan di laboratorium, dan

    waktu tinggal atau space velocity dan distribusi produk pada saat yang

    sama harus ditemukan dalampilot plant.

    2) Dimensi partikel katalis adalah 0.1 mm dalam fluidized bed, 1 mm dalamslurry bed, dan 2

    5 mm dalamfixed bed.

    3) Proporsi optimum dari reaktor tangki berpengaduk adalah dengan tinggicairan yang setara dengan diameter tangki, tetapi pada tekanan tinggi proporsi

    yang lebih ramping adalah ekonomis.

    4) Masukan daya ke tangki reaksi homogen berpengaduk adalah 0.51.5HP/1000 gal, tetapi tiga kali dari jumlah ini ketika panas akan ditransfer.

    5) Sifat CSTR (Continous Stirred Tank Reactor) ideal digunakan sebagaipendekatan ketika waktu tinggal rata

    rata 5

    10 kali dari waktu yang dibutuhkan

    untuk mencapai homogenitas, yang dilakukan dengan 5002000

    revolusi dari pengaduk yang didisain mencukupi.

    6) Reaksi batch dilakukan dalam tangki berpengaduk untuk laju produksi harianyang kecil atau jika waktu reaksi lama atau jika beberapa kondisi seperti laju

    umpan atau temperatur harus diprogram dengan suatu cara.

    7) Reaksi cairan dan slurry yang relatif lambat dilakukan di tangki yang diadukkontinu. Empat atau lima baterai yang disusun seri adalah yang paling

    ekonomis.

    8) Reaktor tubular flow cocok untuk laju produksi tinggi pada waktu tinggalyang sebentar (detik atau menit) dan dibutuhkan transfer panas yang

    substansial. Kemudian digunakan konstruksi tube yang dapat disisipkan atau

    shell and tube.

    9) Pada reaktor packed katalis butiran, distribusi waktu tinggal sering tidaklebihbaik daripada limastagebaterai CSTR.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    16/42

    10) Untuk konversi dibwah sekitar 95% dari kesetimbangan, performa darilimastagebaterai CSTR mendekati plug flow.

    f) Utilitas1) Steam : 1530 psig, 250275oF ; 150 psig, 366oF ; 400 psig, 448oF ; 600 psig,

    488oF atau dengansuperheat 100150oF.

    2) Air pendingin : Suplai pada 8090oF dari cooling tower, kembali pada115125oF; air laut yang kembali pada 110oF, air dengan sifat tertentu yang

    kembali atau kondensat steam diatas 125oF.

    3) Suplai udara pendingin pada 8595oF ; temperatur mendekati proses, 40oF.4) Udara terkompresi pada 45, 150, 300, atau 450 psig.5) Udara instrumen pada 45 psig, titik embun 0oF.6) Bahan bakar : gas sebesar 1000 Btu/SCF pada 510 psig, atau hingga 25

    psig untuk beberapa tipe burner ; cairan pada 6 million Btu/barrel.

    7) Fluida penukar panas : petroleum oil dibawah 600o F, Dowtherms dibawah750oF, leburan garam dibawah 1100oF, direct fire atau tenaga listrik diatas

    450oF.

    8) Tenaga listrik : 1100 HP, 220550 V ; 2002500 HP, 23004000 V.g) Vessel (Drum)

    1) Drum adalah vessel yang relatif lebih kecil untuk menyediakankapasitas mendesak atau pemisahan dari fasa entrained.

    2) Drum cairan biasanya horisontal.3) Pemisah gas/cairan bentuknya vertikal.4) Panjang/diameter yang optimum = 3, tetapi dalam rentang 2.55.0 adalah biasa.5) Waktu untuk menahan adalah 5 menit untuk mengisi setengah penuh untuk

    reflux drum, 510 menit untuk produk yang menjadi umpan untuk tower

    lainnya.

    6) Drum umpan dapur, 30 menit untuk setengah penuh diperbolehkan.7) Knockout drum sebelum kompresor sebaiknya tidak boleh lebih dari 10 kali

    dari volume cairan yang melaluinya untuk setiap menitnya.

    8) Pemisah cairan/cairan didisain untuksettling velocity 23 in./min.9) Kecepatan gas pada pemisah gas/cairan, ft/s dengan k = 0,35

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    17/42

    dengan mesh deentrainer, k = 0.1 tanpa mesh dentrainer.

    10) Pemisahan entrainment dari 99% dicapai dengan ketebalan mesh pad dari412 in. ; ketebalan 6 in. populer.

    11) Untuk pad vertikal, nilai dari koefisien dari Langkah 9 dikurangi olehfaktor 2/3.

    12) Performa yang bagus dapat diharapkan pada kecepatan 30100% darihasil perhitungan dengan k yang diberikan ; 75% populer.

    13) Jarak pelepasan yang cocok adalah 618 in. sebelumpad dan 12 in. diataspad.14) Siklon separator dapat didisain untuk pengumpulan 95% partikel berukuran

    5m, tetapi biasanya hanya droplet yang lebih besar dari 50 m yang

    perlu dipisahkan.

    h) Vessel (Tangki Penyimpanan)1) Untuk yang kurang dari 1000 gal, gunakan tangki vertikal dengan kakikaki.2) Antara 1000 dan 10,000 gal, gunakan tangki horisontal dengan supportbeton.3) Diatas 10,000 gal, gunakan tangki vertikal dengan pondasi beton.4) Cairan mengacu ke breathing losses dapat disimpan dalam tangki dengan

    atap mengapung atau mengembang untuk konservasi.

    5) Freeboard adalah 15% dibawah kapasitas 500 gal dan 10% diatas kapasitas500 gal.

    6) Kapasitas tiga puluh hari sering dispesifikasi untuk bahan mentah dan produk,tetapi tergantung pada jadwal perlengkapan transportasi penghubung.

    7) Kapasitas tanki penyimpanan paling tidak 1.5 kali dari ukuran dariperlengkapan transportasi penghubung ; sebagai contoh, truk tangki 7500 gal,

    34,500 gal mobil tangki, dan kapasitas tongkang dan tanker yang tidak terbatas

    secara virtual.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    18/42

    TABLE 4.1-4

    Input information for the Reaktor Hidrolisa

    E-1

    F7F5

    F6

    Glukosa

    Sukrosa

    Air

    Glukosa

    Air

    Air

    Proses

    Gambar 1. Diagram Neraca Massa pada Reaktor Hidrolisa

    Data hasil perhotungan Neraca Massa pada Reaktor:

    Tabel 1. Neraca Massa Pada Reaktor Hidrolisa

    KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

    5 6 7

    Glukosa 4797.514869 - 12754.19852

    Sukrosa 7558.849464 - -

    Air 5270.85493 83386.91343 88259.93418

    Total 101014.1327 101014.1327

    1. Reaction informationa. Reaction:

    molase dihidrolisa untuk mengubah sukrosa menjadi glukosa di reaktor, sehinggadiperoleh kadar gula yang optimum (120brix).

    C12H22O11+ H2O 2C6H12O6

    Sukrosa air Glukosa

    ........................................................................................(Fogler)Pada reaktor CSTR, akumulasi = 0

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    19/42

    -rA= k CA

    Fout C12H22O11 = Fin C12H22O11r

    FoutH2O = Fin H2Or

    Fout C6H12O6 = FinC6H12O6+ 2r

    Jika FoutC6H12O6= 70,86 kmol/jam dan FinC6H12O6= 26,65 kmol/jam, maka :

    Fout C6H12O6 = FinC6H12O6+ 2r

    70,86 kmol/jam = 26,65 kmol/jam + 2r

    r = (70,86 kmol/jam26,65 kmol/jam)/2

    = 22,105 kmol/jam

    b. Reaction inlet temperature 400C, Reactor pressure = 1 atmc. Selectivity = S = = = 1

    Conversion = x = = = 1 (100%)d. Liquid phasee. No catalyst

    2. Product rate of glucose : 12.754,2 kg/jam3. Product purity of glucose : xD = 0,1264. Raw meterials

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    20/42

    Neraca Massa pada Fermentor

    Glukosa

    Etanol

    Air

    Saccharomyces

    F15

    &

    F18

    F14 & F17

    P-10

    F12

    &

    F13

    F15 & F19

    F10

    F9

    Glukosa

    Air

    Saccharomyces

    H3PO4

    CO2

    Gambar 2. Diagram Neraca Massa pada Fermentor

    Data hasil perhitungan neraca massa pada Fermentor adalah sebagai berikut :

    Tabel 2. Data Hasil Perhitungan Neraca Massa pada Fermentor

    KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

    5 6 7 8 9 10

    Glukosa 12754.19852 - - - - 382.6259555

    Air 88259.93418 - - - - 88259.93418

    Etanol - - - - - 6323.248197

    CO2 - - - - 6048.324362 -

    Saccharomyces - 505.0706635 - - - 1313.183725

    (NH4)2SO4 - - 404.0565308 - - -

    H2SO4 - - - 404.0565308 - -

    Jumlah 101014.1327 505.0706635 404.0565308 404.0565308 6048.324362 96278.99206

    Total 102327.3164 102327.3164

    Pada Fermentor I

    ........................................................................................(Fogler)Pada reaktor CSTR, akumulasi = 0

    -rA= k CA

    Fout C2H5OH= Fin C6H12O6+ r

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    21/42

    FoutCO2= Fin CO2+ r

    Fout C6H12O6 = FinC6H12O6- r

    Jika Fout

    C2H

    5OH = 137,46kmol/jam dan F

    inC

    2H

    5OH = 0 kmol/jam, maka :

    Fout C2H5OH= Fin C6H12O6+ r

    137,46 kmol/jam = 0kmol/jam + r

    r = (137,46 kmol/jam0 kmol/jam)

    = 137,46 kmol/jam

    a. Reaction inlet temperature 300C, Reactor pressure = 1 atmb. Fermentor

    Selectivity = S = = 0,47

    Conversion = x =

    = 0,95 (95%)

    c. Liquid phased. No catalyst

    5. Product rate of ethanol : 2.138,62 kg/jam6. Product purity of glucose : xD = 0,677. Raw meterials

    Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku dan Produk

    a. Bahan Baku Utama

    1. Molasses

    Sifat Fisika :

    Wujud : Cairan berwarna hitam Bentuk dan warna : Kental, Coklat kehitaman pH : 5,3 Titik beku : -180C Specific Gravity : 1,4 Titik Didih : 1070C Kelarutan dalam Air : Sangat larut Viscositas : 4,323 Cp

    Panas Spesifik : 0,5 kkal/kg

    0

    C Densitas : 1,47 gr/ml

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    22/42

    Brix : 90,92 % Pol : 29,89 % HK : 32,88 % TSAI : 55,32 %

    Sifat kimia :

    Mengandung banyak karbohidrat sehingga dapat digunakan sebagai bahan baku

    proses fermentasi alkohol maupun fermentasi lain. (Purwanto, 2008)

    SifatSifat komposisi molase

    Rumus kimia H2O Glukosa ( C6H12O6) Sukrosa ( C12H22O11)

    Berat Molekul 18,016 gr/grmol 180,16 gr/grmol 342,30 gr/grmol

    Densitas 0,9995 gr/cm - -

    Titik Lebur 0 C 146 C 190-192 C

    Titik Didih 100oC - -

    Specific gravity - 1,554 1,558(Sumber ; perry ,1999)

    b. Bahan Baku Pendukung

    1. Saccharomyces Cereviciae

    - Merupakan khamir permukaan (top yeast) dan selama fermentasi terbawa ke

    permukaan

    dari bir yang sedang difermentasi.

    - Merupakan mikroorganisme bersel tunggal dengan ukuran antara 5 dan 20 mikron.

    - Dapat tumbuh dalam media cair dan padat.

    - Pertumbuhan dengan bertunas dapat berkembang dari setiap bagian permukaan sel

    induk

    (pertunasan multipolar).

    - Merupakan mikroorganisme yang bersifat saprofitik.

    - Hidup dalam lingkungan yang bergula dan pH rendah.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    23/42

    (Buckle, dkk, 1985)

    - Morfologi berupa sel spiral.

    - Menghasilkan 14 spora per Acus.

    - Metabolisme sangat kuat di dalam proses fermentasi.

    (Suharto, 1995)

    - Digunakan sebagai inokulum.

    - Sebagai biakan murni yang ditambahkan sebanyak 510% dari volume fermentor.

    (Soebiyanto & Tjokroadikoesomo, 1985)

    - Kondisi optimum adalah pH 3,5 5,5 dengan suhu antara 30 35 oC dengan

    kekentalan 14 20 % TS (total sugar).

    -Menghasilkan enzim zimase dan intervase. Enzim intervase berfungsi untuk

    memecah sukrosa menjadi monosakarida (glukosa dan fruktosa). Enzim zimase

    mengubah glukosa menjadi ethanol.

    - Di bawah kondisi anarobik dan konsentrasi glukosa tinggi, Saccharomyces

    cerevisiaetumbuh dengan baik, tetapi sedikit menghasilkan alkohol.

    - Saccharomyces cerevisiae tidak mempunyai amylase, maka starch harus

    dihidrolisis. (Crueger & Crueger, 1985)

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    24/42

    C. Produk

    SifatSifat Fisika Etanol

    (Sumber : perry, 1999 )

    Sifat-sifat Kimia Etanol

    Sifat kimia dari etanol pada umumnya berkaitan dengan gugus hidroksilnya. Contoh dari sifat kimia

    tersebut adalah terjadinya reaksi kimia diantaranya: reaksi dehidrasi, dehidrogenasi, oksidasi, dan

    esterifikasi. Atom hidrogen pada gugus hidroksil dapat diganti dengan logam aktif seperti natrium,

    kalium, dan kalsium membentuk etoksida logam (ethylate) dengan melepaskan gas hidrogen (Othmer,

    1998).

    2 C2H5OH + 2 M 2 C2H5OM + H2

    a. Reaksi dehidrasi.Etanol dapat didehidrasi membentuk etilen atau etil eter.

    CH3CH2OH CH2= CH2+ H2O

    2 CH3CH2OH CH3CH2OCH2CH3+ H2O

    Umumnya, etilen dan etil eter dibentuk sampai beberapa tingkat, tetapi kondisinya

    dapat diubah untuk menyokong salah satu reaksi atau reaksi lainnya.

    b. Reaksi dehidrogenasi.Reaksi dehidrogenasi etanol menjadi acetaldehyde dapat dipengaruhi oleh reaksi fase

    uap pada berbagai macam katalis.

    CH3CH2OH CH3CHO + H2

    c. Reaksi haloform.

    Berat Molekul 46,07 gr/grmol

    Titik Lebur -112 CTitik Didih 78,4 C

    Densitas 0,7893 gr/ml

    Indeks bias 1,36143 cP

    Viskositas 20 1,17 cP

    Panas penguapan 200,6 kal/gr

    Tidak bewarna

    Larut dalam air dan eter

    Memiliki bau khas

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    25/42

    Etanol bereaksi dengan natrium hipoklorit membentuk kloroform.

    CH3CH2OH + NaOCl CH3CHO + NaCl + H2O

    CH3CHO + 3 NaOCl CCl3CHO + 3 NaOH

    CCl3CHO + NaOH CHCl

    3+ HCOONa

    d. Reaksi esterifikasiEster terbentuk dari reaksi antara etanol dengan asam organik maupun anorganik,

    asam anhidrit dan asam halida. Jika asam anorganik dioksigenasi (asam sulfat, asam

    nitrat), ester akan mempunyai ikatan karbon-oksigen yang mudah dihidrolisa.

    CH3CH2OH + H2SO4 CH3CH2OSO3H

    2 CH3CH2OH + H2SO4 (CH3CH2O)2SO3+ 2 H2O

    CH3CH2OH+ HONO2 CH3CH2OSO2+ H2O

    Ester organik dibentuk dengan eliminasi air antara alkohol dan asam organik.

    CH3CH2OH + RCOOH RCOOCH2CH3+ H2O

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    26/42

    TABLE 5.3-1 Proses Alternatif untuk Proses Fermentasi

    1. Recycle glukosa dari distilasi II

    Alternatif Proses

    a. Proses Hidrasi Tak-langsungPembuatan ethanol dari ethylene dengan menggunakan asam sulfur terdiri dari 3

    langkah:

    1. Absorpsi ethylene dalam konsetrat asam sulfur pada monoethyl sulfate (ethylHydrogen Sulfate) dan diethyl sulfate :

    CH2=CH2+H2SO4 CH3CH2OSO3H

    2CH2=CH2+H2SO4 (CH3CH2O)2SO2

    2. Hidrolisis ethyl sulfate pada ethanol:CH3CH2OSO3H+H2O CH3CH2OH+H2SO4

    (CH3CH2O)2SO2+ 2H2O 2CH3CH2OH + H2SO4

    (CH3CH2O)2SO2+ CH3CH2OH CH3CH2OSO3H + (CH3CH2)2O

    3. Reconsentrasi larutan asam sulfur

    b. Proses Hidrasi LangsungMerupakan pembuatan ethanol dari ethylene dengan katalis larutan asam sulfat.

    Ethylene dicampurkan dengan alumina pada 300oC, dan didapatkan ethanol dan hasil

    samping berupa acetaldehyde dengan yield yang kecil.

    2 proses utamanya yaitu:Kontak antara fasa gas reaktan terhadap fasa solid atau liquid katalis. Tahapan proses

    reaksi:

    C2H4+H2O CH3CH2OH

    Kemudian campuran dihidrasi.

    2 CH3CH2OH (CH3CH2)2O+H2O

    C2H2H2O CH3CHO

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    27/42

    Pembahasan :

    a. Proses Hidrasi Tak-langsungBiaya operasi mahal, selektifitas rendah dan harga bahan baku (etilen) relatif mahal.

    b. Proses Hidrasi LangsungBiaya operasi mahal karena suhu tinggi, selektifitas tinggi, harga bahan baku (etilen)

    relatif mahal.

    RECYCLE STRUCTURE

    a. Number of reactor systems =2b. Number of recycle streams = 0c. Excess ReactantReaktan sisa dari reaktor tidak di recycle kembali.

    SEPARATION SYSTEM

    A.

    Screening SequencingComponent:

    1. Glukosa2. Sukrosa3. Air4. AbuHeuristics for Screening sequencing

    Remove Unplentyful component as soon as possible: abu

    SukrosaAirGlukosaAbu

    SukrosaAirGlukosa

    Abu

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    28/42

    B. rotary Centrifugal Separation SequencingComponent:

    1. Etanol2. Glukosa3. Air4. Saccharomyces Cereviciae

    Heuristics for Rotary Centrifugal Separation sequencing

    Remove unplentiful component as soon as possible: S. Cereviciae

    C. Distilasi SeparationComponent:

    1. Etanol2. Glukosa3. Air

    Heuristics for Rotary Centrifugal Separation sequencing

    Remove unplentiful component as soon as possible: Glukosa dan air

    EtanolAirGlukosaS. Cereviciae

    EtanolAirGlukosa

    S. Cereviviae

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    29/42

    EtanolAirGlukosa

    S. Cereviciae

    EtanolAir

    GlukosaAir

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    30/42

    LAMPIRAN

    SCREANING

    200 MESH

    REAKTOR

    HIDROLISA

    STERILISASI

    75oC

    FERMENTOR I FERMENTOR II

    SEPARASI

    PRIMARY

    DISTILASI

    SECONDARY

    DISTILASI

    MOLASSES

    MOLASSES BEBAS ABU

    MOLASSES 12obrix

    GLUKOSA

    MOLASSES STERIL 75oC

    MASH

    ETANOL

    STILLAGE

    COOLING

    MOLASSES STERIL 30oC

    MASH

    ABU

    AIR

    Blok Diagram Artenatif Sintesis Etanol dengan Proses Fermentasi

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    31/42

    Cost Diagram Proses

    Tabel 9.1-1 I nvestment Summary,$

    No. Nama Alat Harga Alat ($) Harga Alat (Rp)

    1 Pompa Molasse $ 5.482,55 Rp 49.825.411

    2 Pompa Screening $ 4.797,23 Rp 43.597.235

    3 Pompa Air Proses $ 10.279,78 Rp 93.422.646

    4 Pompa Reaktor Hidrolisa $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    5 Pompa Tangki Sterilisasi $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    6 Pompa Cooler $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    7 Pompa Tangki Sacharomiches $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    8 Pompa Tangki H2SO4 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    9 Pompa Tangki (NH4)2SO4 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    10 Pompa Tangki Sterilisasi Nutrisi $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    11 Pompa Tangki Inokulum $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    12 Pompa Fermentor 1 $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    13 Pompa Fermentor 2 $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    14Pompa Tangki Penampunganfermentasi

    $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    15 Pompa Centrifugal Separator $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    16 Pompa Heat Exchanger $ 10.622,44 Rp 96.536.735

    17 Pompa Produk Primary Distilation $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    18Pompa Bottom Primary Distilation

    $ 4.111,91 Rp 37.369.059

    19Pompa Bottom SecondaryDistilation

    $ 4.111,91 Rp 37.369.059

    20 Reaktor hidrolisa $ 334.871,64 Rp 3.043.313.482

    21 Fermentor 1 $ 892.991,05 Rp 8.115.502.618

    22 Fermentor 2 $ 892.991,05 Rp 8.115.502.618

    23 Cooler $ 59.248,92 Rp 538.454.162

    24 Heat Exchanger $ 32.916,07 Rp 299.141.201

    25 Screening $ 61.076,43 Rp 555.062.633

    26 Centrifugal Separator $ 30.564,18 Rp 277.767.232

    27 P. Distilation $ 43.195,85 Rp 392.563.84828 Distilation $ 4.751,54 Rp 43.182.023

    29 Pompa Air Sungai $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    30 Pompa Bak penampung $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    31 Pompa Larutan Al2(SO4)3 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    32 Pompa Larutan Na2CO3 $ 3.426,59 Rp 31.140.882

    33 Pompa clarifier $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    34 Pompa Sand Filter $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    35 Pompa H2SO4 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    36 Pompa NaOH $ 3.769,25 Rp 34.254.97037 Pompa Cation Exchanger $ 23.986,16 Rp 217.986.175

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    32/42

    38 PompaAnion Exchanger $ 23.986,16 Rp 217.986.175

    39 PompaDeaerator $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    40 Pompa Menara Pendingin $ 46.259,01 Rp 420.401.909

    41 Pompa CaOCl2 $ 3.769,25 Rp 34.254.970

    42 Pompa Air Domestik $ 9.594,46 Rp 87.194.47043 Cooling Tower $ 901.297,94 Rp 8.190.995.665

    44 Boiler $ 45.791,75 Rp 416.155.425

    45 Tangki Mollase $ 83.068,93 Rp 754.930.476

    46 Tangki Saccharomyces $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    47 Tangki H2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    48 Tangki (NH4)2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    49Tangki Penampungan HasilFermentasi

    $ 29.074,13 Rp 264.225.667

    50 Tangki Penampungan Etanol $ 51.918,08 Rp 471.831.548

    51 Bak Penampungan Cake $ 46.726,28 Rp 424.648.393

    52 Bak Stillage $ 72.685,32 Rp 660.564.167

    53 Tangki Sterilisasi Substrat $ 80.992,21 Rp 736.057.214

    54 Tangki Sterilisasi Nutrisasi $ 7.268,53 Rp 66.056.417

    55 Tangki Inokulum $ 9.345,26 Rp 84.929.679

    56 Bak Penampungan Air Sungai $ 207.672,34 Rp 1.887.326.190

    57 Tangki Pelarutan Al2(SO4)3 $ 25.959,04 Rp 235.915.774

    58 Tangki Pelarutan Na2CO3 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    59 Tangki Clarifier $ 171.329,68 Rp 1.557.044.10760 Tangki Pelarutan H2SO4 $ 20.767,23 Rp 188.732.619

    61 Tangki Pelarutan NaOH $ 8.306,89 Rp 75.493.048

    62 Sand Filter $ 77.877,13 Rp 707.747.321

    63 Tangki Air Domestik $ 36.342,66 Rp 330.282.083

    64 Tangki Pelarutan CaOCl2 $ 5.710,99 Rp 51.901.470

    65 Cation Exchanger $ 44.649,55 Rp 405.775.131

    66 Anion Exchanger $ 44.649,55 Rp 405.775.131

    67 Deaerator $ 36.342,66 Rp 330.282.083

    Total $ 4.931.741,38 Rp 44.819.665.607

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    33/42

    Tabel 9.1-2 Operating Cost Summary

    BiayaUtilitasListrik (Variable Cost)

    JenisJumlah

    Jam/hariHarga Total/tahun

    kW (Rp/kWh) (Rp)Peralatan Produksi 80 24 765 484.704.000

    Penerangan Plant 0,4 14 765 1.413.720

    TOTAL 486.117.720

    Biaya Utilitas BahanBakar (Variable Cost)

    JenisJumlah Harga/liter Total/tahun

    M3/jam (Rp) (Rp)

    Bahan bakar diesel plant 25 7,700 63.525.000

    Bahan bakar transportasi 55 4,300 78.045.000

    TOTAL 141.570.000

    Jadi, total biaya utilitasadalah Rp 627.687.720.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    34/42

    Cost diagram konvensional.

    Table daftar harga bahan baku

    1$=9500 rupiah

    No Bahan Baku Kebutuhan kg/th Harga USD/kg Harga USD/th

    1 Molases 57.310.398,51 0,126 7.253.574,91

    2 S, Cerevisiae (microorgns) 82.655,168 0,94 78.277,22

    Jumlah 57.393.053,68 1,066 7.331.852,13

    Table daftar harga produk

    No Produk Kebutuhan kg/th Harga USD/kg Harga USD/th

    1 Etanol 15.000.000 0,947 14.210.526,32

    2 CO2 15.397.830 0,77 11.962.525,84

    Jumlah

    Screening

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    G R -

    NFF Glukosa, sukrosa,air 17627,15 2040,17

    LR -

    TOTAL 2040,17

    Reactor Hidrolisa

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glukosa, air 101014,12 1169,45

    LR - - 1169,45

    TOTAL

    Fermentor 1

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glu,air,etanol,Sc 96278,97 11143,39

    LR - - -

    TOTAL 11143,39

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    35/42

    Fermentor 2

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glu,air,etanol,Sc 96278,97 11143,39

    LR - - -

    TOTAL 11143,39

    Distillation Column 101

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glukosa,air,etanol 86139,81 9969,85

    LR - - -

    TOTAL 9969,85

    Distillation Column 102

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    GR - - -

    NFF - - -

    LR Etanol,air, glukosa 79816,56 9238,02

    TOTAL 9238,02

    Dari hasil perhitungan pada tabel diatas diperoleh biaya untuk proses fermentasi molases

    menghasilkan Etanol, sehingga dapat dibuat cost diagram seperti gambar berikut :

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    36/42

    Screning2040,17

    Reaktor Hidrolisa1169,45

    Reaktor 110991,41

    Reaktor 211143,39

    Distilasi Kolom 1019969,85

    Distlasi Kolom 1029236,02

    ProductEtanol

    Glukosa, air (recyle)

    Cost Diagram Pabrik Etanol dari molases (konvensional)

    Cost diagram proses Artenative

    Screening

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    G R -

    NFF Glukosa, sukrosa,air 17627,15 2040,17LR -

    TOTAL 2040,17

    Reactor Hidrolisa

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    GR

    NFF Glukosa, air 101014,12 1169,45LR 1169,45

    TOTAL

    Fermentor 1

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glu,air,etanol,Sc 96278,97 11143,39LR Glukosa, 191,31 22,14

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    37/42

    TOTAL 11165,53

    Fermentor 2

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 103(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Gluksa,air,etanol,Sc 96278,97 11143,39

    LR Glukosa, 191,31 22,14

    TOTAL 11165,53

    Distillation Column 101

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    GR - - -

    NFF Glukosa,air,etanol 86139,81 9969,85

    LR - - -

    TOTAL 9969,85

    Distillation Column 102

    Aliran Komponen kg/jamBiaya 10(USD/thn)

    GR - - -

    NFF - - -

    LR Etanol,air, glukosa 79816,56 9238,02

    TOTAL 9238,02

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    38/42

    Dari hasil perhitungan pada tabel diatas diperoleh biaya untuk proses fermentasi molases

    menghasilkan Etanol, sehingga dapat dibuat cost diagram seperti gambar berikut :

    Screning2040,17

    Reaktor Hidrolisa1169,45

    Reaktor 110991,41

    Reaktor 211143,39

    Distilasi Kolom 1019969,85

    Distlasi Kolom 1029236,02

    ProductEtanol

    Glukosa, air (recyle)

    Cost Diagram Pabrik Etanol dari molases (konvensional)

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    39/42

    Quick Screening of Process Artenative

    Table 9.3.1

    Process Artenative for Etanol

    Level- 2 decisions : Input dan Output Structure

    1. Input molases dipurifikasi dulu dihilangkan abunya2. Output etanol dengan produk yang sedikit limbah

    Level- 3 decisions : Recyle Structure

    1. Recyle yang terjadi adalah mengrecyle glukosa pada distilasi ke fermentor.Level- 4a decision: Vapor Recovery System

    1. Vapor berupa etanol dan air dalam distilasi kolom dan lansung di ubah menjadi liquiddengan HE

    Level -4b decision : Liquid Separation System

    1. Menggunakan kolom distilasi untuk memisahkan etanol dari campurannya.Level -5 decision : Energy Integration : Tidak trmasuk artenatif proses

    Design Decisions

    Dari tabel 9.3-1 buku douglas conceptual design of chemical processes disusun proses

    alternatif untuk proses fermentasi etanol

    Proses alternatif dipilih , yaitu:

    1. Mengrecycle glukosa pada separation distilasi, dengan perlakuan ini kita dapatmenghemat biaya operasi pada tangki hidrolisa sebesar $ 44,28/tahun, karena

    kebutuhan glukosa yang seharusnya di penuhi tangki hidrolisa sudah sedikit di penuhi

    oleh glukosa recyle tersebut dengan mengatur kondisi operasi. Dan produk yang

    dihasilkan akan semakin banyak karena semakin banyak glukosa yang terkonversi

    menjadi etanol.

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    40/42

    Kesimpulan

    a)Ethylene carbonat dimurnikan sebelum digunakan sebagai umpan pembuatan ethyleneglycol

    b)Produk yang dihasilkan CO2, Etanol,c)CO2dipisahkan dari etanol pada fermentor, Etanol dimurnikan dari kandungan air dan

    glukosa, kemudian glukosa kembali di recycle ke fermentor.

    d)Pemisahan etanol dengan menggunakan destilasie)Produk etanol tidak di recycle, produk atas berupa glukosa dan air di recycle dengan

    terlebih dahulu dipisahkan di menara distilasi.

    Dengan sitem pertukaran energy, utilitas berupa steam tidak diperlukan

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    41/42

    DAFTAR PUSTAKA

    Douglas, J.M. 1988, Conceptual Design of Chemical Processes. Mc.Grow-Hill, New York.

    Russita dkk.. 2011, Prarancangan Pabrik Etanol Dari Molases, Jurusan Teknik Kimia, Universitas

    Riau

  • 5/27/2018 TUGAS PPTK 3

    42/42

    Semester Ganjil 2012

    TUGAS PERANCANGAN PROSES TEKNIK KIMIA

    PABRIK ETANOL DARI MOLASES

    Pembimbing :

    Sri Helianty, ST, MT

    Kelompok X

    Gery Azhari Putera (0907114148)

    Muhammad Isra (0907121214)

    Ryan Prakarsa (0907136039)

    PROGRAM SARJANA TEKNIK KIMIA

    F A K U L T A S T E K N I K

    UNIVERSITAS RIAU

    2013