Lampiran B Neraca Panas (13-12-2020) [PDF]

Citation preview

LAMPIRAN B NERACA PANAS A.



B.



Data Perhitungan Kapasitas Produksi



: 41.800 kL/thn



Basis perhitungan



: 1 jam operasi



Satuan operasi



: kJ/jam



Temperatur ref



: 25oC = 298,15 K



Bahan baku



: 12.601,693 kg/jam



Properti Reaksi Kimia (∆Hf) Salah satu properti reaksi reaksi kimia yaitu panas pembentukan/entalpi (∆Hf). Panas pembentukan (∆Hf) digunakan untuk menghitung panas reaksi (∆Hf). Berikut adalah Tabel B.1 yang menyajikan data panas pembentukan (∆Hf). Tabel B.1 Panas pembentukan (∆Hf) Komponen Holoselulosa (C6H10O5)n Etanol (C2H5OH) Air (H2O) CO2 NH3



C.



(ΔHf) 298,15 (kJ/mol) -1.271,342 -277,63 -285,5 -393,5 -45,9 Sumber: (Perry 5th Edition, 1997)



Pendekatan Nilai Cp Harga Cp yang tidak ditemukan dalam referensi dapat dicari menggunakan Metode Kopp dalam buku R.K. Sinnot Chemical Engineering Design 6th Ed halaman 246. Kapasitas panas didapatkan dengan menghitung rumus senyawa kimia dan keterlibatan elemen yang nilainya dapat dilihat pada tabel 8.2. Metode ini meiliki ketidakpastian (expected uncertainly) sebesar 5%, tetapi metode ini merupakan metode yang paling akurat dan paling umum digunakan.



N



Cp =∑ nε . ∆ ε Keterangan: J E =1 mol . K N



= jumlah perbedaan elemen dalam senyawa kimia



nε



= jumlah elemen E dalam senyawa kimia



∆ε



= keterlibatan elemen E



a. Holoselulosa (Selulosa dan Hemiselulosa) Tabel B.2 Nilai Cp Holoselulosa Atom nε Δε nε . Δε C 6 7,5 45 H 10 9,6 96 O 5 16,7 83,5 Total 21 33,8 224,50 Dari data tersebut pada Tref = 298,15 K nilai Cp holoselulosa adalah 224,50 kJ/kmol.K atau 1,386 kJ/kg.K b. Glukosa Tabel B.3 Nilai Cp Glukosa Atom nε Δε nε . Δε C 6 7,5 45 H 12 9,6 115,2 O 6 16,7 100,2 Total 24 33,8 260,4 Dari data tersebut pada Tref = 298,15 K nilai Cp holoselulosa adalah 224,50 kJ/kmol.K atau 1,447 kJ/kg.K c. Lignin Tabel B.4 Nilai Cp Lignin Atom nε Δε nε . Δε C 10 7,5 75 H 13 9,6 124,8 O 3 16,7 50,1 Total 26 33,8 249,9 Dari data tersebut pada Tref = 298,15 K nilai Cp holoselulosa adalah 224,50 kJ/kmol.K atau 1,381 kJ/kg.K D.



Nilai Kapasitas Panas Cairan (Cp Cairan)



Nilai Kapasitas Panas Komponen Cair adalah Cp = A + BT + CT2 + DT3. Tabel B.5 Penentuan Nilai Cp Cairan



E.



Komponen Etanol



A 59,342



Air



92,056



H2SO4 NaOH



26,004 87,639



B 0,363



C D Cp -1,21E-03 1,80E-06 107,399 -2,11RB-0,034 5,34E-07 77,334 101 0,703 -1,39E-03 1,03E-06 139,336 -4,83E-05 -4,54E-06 1,18E-09 87,122 Sumber: (Yaws, 1999 dan Perry, 1997)



Nilai Kapasitas Panas Gas (Cp Gas) Nilai Kapasitas Panas Komponen Gas adalah Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 Tabel B.6 Penentuan Nilai Cp Gas Kompone n



1.



A



B



C



Etanol



27,091



0,11055



Air H2SO4



33,933 27,437



-0,008 0,04232



NaOH



9,486



3,37E-01



D



E



1,09RB-1,505E-07 4,66E-11 107,399 101 2,99E-05 -1,78E-08 3,69E-12 77,334 -9,55-05 3,99E-09 -2,98E-13 139,336 -3,80RB2,13E-07 -4,68E-11 87,122 101 Sumber: (Yaws, 1999 dan Perry, 1997)



Unit Reaktor Pembiakan Yeast Kode



: R-101



Fungsi : sebagai tempat pengembangbiakan mikroorganisme Air Pendingin Q30 Q29



Keterangan:



Cp



Q31



Pembiakan Yeast Air Pendingin



Q32







Q29 = input starter ke tangki pembiakan







Q30 = input udara untuk starter



Q33’ Q33







Q31 = input amonia (NH3) untuk starter







Q32 = input H2SO4







Q33’= output CO2







Q33 = ouput hasil pembikan Yeast







Kondisi Operasi P



= 1 atm



Tin = 30 oC = 303,15 K a) Perhitungan Panas Masuk Reaktor Pembiakkan Yeast  Panas masuk di Q29, Q30, Q31 dan Q32  T bahan masuk



= 30oC = 303,15 K



 T ref



= 25oC = 298,15 K



Q



= m x C x ΔT Tabel B.7 Perhitungan Input Reaktor Pembiakan Yeast



Aru s Q29



Kompone n Yeast Glukosa Air Q30 O2 N2 Q31 NH3 Q32 H2SO4 Total



Massa (kg/jam) 10,797 90,402 361,607 38,304 144,097 92,228 1,340 738,775



Cp (kJ/kg.K) 1,299 1,447 4,296 1,052 1,052 2,161 0,833 12,140



ΔT Q (kJ/jam) 5 5 5 5 5 5 5 35



b) Perhitungan Panas Keluar Reaktor Pembiakkan Yeast  Panas masuk di Q33’ dan Q33  T bahan masuk



= 30oC = 303,15 K



 T ref



= 25oC = 298,15 K



Q



= m x C x ΔT



70,127 653,906 7.767,911 201,480 757,949 996,524 5,582 10.453,480



Tabel B.8 Perhitungan Output Reaktor Pembiakan Yeast Arus Q33



Q33



Kompone n Yeast Glukosa N2 CO2 Air H2SO4



90,312 0,090 144,097 90,807 412,129 1,340



Cp (kJ/kg.K) 1,299 1,447 1,052 0,873 4,296 0,833



738,775



9,801



Massa (kg/jam)



Tota l



ΔT Q (kJ/jam) 5 5 5 5 5 5



586,5769 0,6492 757,9490 396,4565 8.853,2042 5,5823



30



10.600,418



Awal



C6H12O6 0,502



1,16O2 1,197



0,52NH3 5,425



4CH1,66N0,13O0,4 0



2,72H2O 0



2CO2 0



Reaksi



0,502



1,197



5,425



4,128



2,807



2,064



0,00050



0



0



4,128



2,807



2,064



Sisa



Tabel B.9 Perhitungan ΔH Reaksi Kompone ΔHf 289,15 (kJ/mol) Mol ΔH (kJ) n Glukosa -878,39 0,502 -440,718 O2 0 1,197 0 NH3 -45,9 5,425 -249,016 CO2 -393,5 2,064 -812,107 Yeast* -91,85 4,128 -379,121 H2O -285,5 2,807 -801,334 Total -1.695,140 16,122 -2.682,295 *) Cp yeast yang digunakan dari jurnal (Felix et al, 2014) ∆ H reaksi=∆ Hf 289 produk−∆ Hf 289 reaktan ΔHf 289 Reaktan ¿(−440,718)+(0)+ (−294,016 )=−689 , 733 ΔHf 289 Produk¿ (−812,107 )+ (−379,121) + (−801,334 ) ¿−1.992,561



kJ jam



Hf 289 Reaksi ¿ (−1.992,561 )−(−689,733 )=−1.302,828



kJ jam



kJ jam



Panas yang diserap ∆ Qc=Qout −Q ¿ +∆ H reaksi ∆ Qc=( 1 0.600,418−1 0.453,480 )−1.302,828 ∆ Qc=1.155,890



kJ jam



Kebutuhan pendingin/steam: untuk kebutuhan pendingin, dimana media pendingin dari suhu masuk 303,15 K dan suhu keluar 313,15 K. T (K) 303,15 313,15



∆H (kJ/kmol) 386,465 1158,377



∆H (kJ/kg) 21,470 64,354 (Yaws, 1999)



Sehingga kebutuhan air yang digunakan yaitu: kJ jam



∆ H =∆ H 308,15 −∆ H 303,15 =64,354−21,470=42,884 MassaCooling Water=



1.155,890 kJ =26,954 42,884 jam



Q air pendingin masuk=26,954 x 21,470=578 ,707



kJ jam



Q air pendingin keluar=26,954 x 64,354=1.7 34,597



kJ jam



Tabel B.10 Neraca Panas Reaktor Pembiakkan Yeast Komponen Q input Q output ∆ H reaksi Q cooling in Q cooling out Total 2.



Input (kJ/jam) 1.0453,480 1.302,828 578,707 12.335,015



Output (kJ/jam) 10.600,418 1.734,597 12.335,015



Unit Reaktor Simultaneous Saccharification and Fermentation (SSF) Kode



: R-02



Fungsi : sebagai tempat berlangsungnya proses fermentasi Air Pendingin Q33 Q34 Q37 Reaktor SSF



Q27 Q35



Q36 Air Pendingin



Q38



Keterangan: 



Q27 = input dari tangki sterilisasi







Q33 = input Yeast dari reaktor pembiakan







Q34 = input H2SO4







Q35 = input enzim novozym







Q36 = input enzim selulase







Q37 = output CO2







Q38 = output reaktor SSF Pada reaktor Simultaneous Saccharification and Fermentation terjadi 2



proses yaitu sakarifikasi dan fermentasi yang berlangsung secara bersamaan atau simultan. a) Perhitungan Panas Masuk Reaktor Simultaneous Saccharification and Fermentation  Panas masuk di Q27, Q33, Q34, Q35 dan Q36  T bahan masuk



= 30oC = 303,15 K



 T ref



= 25oC = 298,15 K Tabel B.11 Perhitungan Input Reaktor SSF



Aru s Q27 Q31 Q32 Q33 Q34



Komponen Holoselulosa Air (NH4)2SO4 Air Yeast H2SO4 Enzim Novozym Enzim Selulase Total



Massa (kg/jam) 9.040,181 16.788,908 43,917 412,129 90,312 26,792 0,014 216,964 26.619,218



 T ref



= 25oC = 298,15 K



 T bahan Proses



= 40 oC = 313,15 K



Cp (kJ/kg.K) 1,386 4,296 2,594 4,296 1,299 1,422 1,732 1,421 18,446



∆T



Q (kJ/jam)



5 5 5 5 5 5 5 5 40



62.639,527 360.653,020 569,590 8.853,204 586,577 190,473 0,117 1.541,532 435.034,040



Tabel B.12 Perhitungan Proses Pada Reaktor SSF Aru s Q27 Q31 Q32 Q33 Q34



Komponen



Massa (kg/jam)



Holoselulosa Air (NH4)2SO4 Air Yeast H2SO4 Enzim Novozym Enzim Selulase Total



9.040,181 16.788,908 43,917 412,129 90,312 26,792 0,014 216,964 26.619,218



Cp (kJ/kg.K) 1,386 4,296 2,594 4,296 1,299 1,422 1,732 1,421 18,446



∆T



Q (kJ/jam)



15 187.918,582 15 1.081.959,061 15 1.708,770 15 26.559,613 15 1.759,731 15 571,418 15 0,352 15 4.624,595 120 1.305.102,121



1. Sakarifikasi Reaksi pembentukan holoselulosa menjadi glukosa Awal Reaksi Sisa



C6H10O5 55,804 53,013 2,790



H2O 955,613 53,013 902,600



C6H12O6 53,013 53,013



Tabel B.13 Data Reaksi Sakarifikasi



Holoselulosa Air Glukosa Tidak Bereaksi (NH4)2SO4 E. Novozym E. Selulase Yeast H2SO4



Massa (kg/jam) 452,009 16.246,796 9542,414 43,917 0,014 216,964 90,312 26,79



Total



26.619,218



Reaksi



Komponen



Hasil Reaksi



Cp (kJ/kg.K) 1,386 4,296 1,447 2,594 1,732 1,421 1,299 1,422 15,597



∆T



Q (kJ/jam)



15 15 15 15 15 15 15 15 12 0



9.395,929 1.047.022,710 207.070,373 1.708,770 0,352 4.624,595 1.759,731 571,418 1.272.153,878



Tabel B.14 Perhitungan ∆H Proses Sakarifikasi Komponen



BM



Mol



Holoselulosa 162 53,013 Air 18 53,013 Glukosa 180 53,013 Total 360 159,040



Massa (kg/jam) 8.588,172 954,241 9.542,413 19.084,827



∆Hf (kJ/mol) -1.271,342 -285,5 -878,39 -2.435,232



∆H (kJ/jam) -67.398,172 -15.135,328 -46.566,447 -129.099,948



ΔH reaksi = ΔH f 289 produk - ΔHf 289 reaktan kJ jam



ΔHf 289 Reaktan



= -67.398,172



ΔHf 289 Produk



= (-46.566,447) + (-15.135,328) = -61.701,776



Hf 289 Reaksi



= (-67.398,172) – (-61.701,776) = 5.696,397



kJ jam



kJ jam



Panas yang diserap ∆ Qc=Qout −Q ¿ +∆ H reaksi ∆ Qc=( 1. 272.153,878−1. 305.102.121 ) +5.696 , 397 ∆ Qc=38.644,640



kJ jam



Kebutuhan pendingin/steam: untuk kebutuhan pendingin, dimana media pendingin dari suhu masuk 303,15 K dan suhu keluar 313,15 K. T (K) 303,15 313,15



∆H (kJ/kmol) 386,465 1158,377



∆H (kJ/kg) 21,470 64,354 (Yaws, 1999)



Sehingga kebutuhan air yang digunakan yaitu: ∆ H =∆ H 308,15 −∆ H 303,15 =64,354−21,470=42,884 MassaCooling Water=



kJ jam



38.644,640 kJ =901,143 42,884 jam



Q air pendingin masuk=901,143 x 21,470=19.347,805



kJ jam



Q air pendingin keluar=901,143 x 64,354=57.9 92,445



kJ jam



2. Fermentasi Reaksi pembentukan etanol dari glukosa Awal Reaksi



C6H12O6 53,014 47,713



2(CO2) 92,425



2(C2H5OH) 92,425



Sisa



5,301



92,425



92,425



Tabel B.15 Data Reaksi Fermentasi



Glukosa Etanol CO2 Tidak Bereaksi Holoselulosa Air (NH4)2SO4 E. Novozym E. Selulase Yeast H2SO4



Massa (kg/jam) 954,250 4.389,552 4.198,701 452,009 16.246,796 43,917 0,014 216,964 90,312 26,792



Cp (kJ/kg.K) 1,447 1,439 0,873 1,386 4,296 2,594 1,732 1,421 1,299 1,422



Total



26.619,308



17,908



Reaksi



Komponen



Hasil Reaksi



∆T



Q (kJ/jam)



15 15 15 15 15 15 15 15 15 15 15 0



20.707,232 94.715,635 54.993,405 9.395,929 1.047.022,710 1708,770 0,352 4.624,595 1.759,731 571,418 1.235.499,777



Tabel B.16 Perhitungan ∆H Proses Fermentasi Kompone n Glukosa CO2 Etanol Total



BM



Mol



Massa (kg/jam)



180 47,713 46 95,425 44 95,425 270 238,563



8.588,253 4.389,552 4.198,701 17.176,506



∆Hf (kJ/mol) -878,390 -277,630 -393,500 -1.549,520



∆H (kJ/jam) -41.910,197 -26.492,852 -37.549,750 -105.952,799



ΔH reaksi = ΔH f 289 produk - ΔHf 289 reaktan kJ jam



ΔHf 289 Reaktan



= -41.910,197



ΔHf 289 Produk



= (-26.492,852) + (-37.549,750) = -64.042,602



Hf 289 Reaksi



= (-64.042,602) – (-41.910,197) = 22.132,405



Panas yang diserap ∆ Qc=Qout −Q ¿ +∆ H reaksi ∆ Qc=( 1.23 5.499,777−1.27 2.153,878 ) +22.132,405 ∆ Qc=58.786,506



kJ jam



kJ jam kJ jam



Kebutuhan pendingin/steam: untuk kebutuhan pendingin, dimana media pendingin dari suhu masuk 303,15 K dan suhu keluar 313,15 K. T (K) 303,15 313,15



∆H (kJ/kmol) 386,465 1158,377



∆H (kJ/kg) 21,470 64,354 (Yaws, 1999)



Sehingga kebutuhan air yang digunakan yaitu: ∆ H =∆ H 308,15 −∆ H 303,15 =64,354−21,470=42,884 MassaCooling Water=



kJ jam



58.786,506 kJ =1.3 70,825 42,884 jam



Q air pendingin masuk=1.370,825 x 21,470=29.432 , 021



kJ jam



Q air pendingin keluar=1.370,825 x 64,354=88.218 ,527



kJ jam kJ jam



Total Cooling Input



= 19.347,805 + 29.432,021 = 48.779,827



Total Cooling Output



= 57.922,445 + 88.218,527 = 146.201,973



kJ jam



b) Perhitungan Panas Keluar Reaktor Simultaneous Saccharification and Fermentation  Panas keluar di Q38  T bahan keluar



= 30oC = 313,15 K



 T ref



= 25oC = 298,15 K Tabel B.17 Perhitungan Proses Pada Reaktor SSF



Aru s Q38



Komponen



Massa (kg/jam)



Glukosa Etanol CO2 Holoselulosa Air (NH4)2SO4 E. Novozym E. Selulase



954,250 4.389,552 4.198,701 452,009 16.246,796 43,917 0,014 216,964



Cp (kJ/kg.K) 1,447 1,439 0,873 1,386 4,296 2,594 1,732 1,421



∆T



Q (kJ/jam)



15 15 15 15 15 15 15 15



20.707,232 94.715,635 54.993,405 9.395,929 1.047.022,710 1708,770 0,352 4.624,595



Yeast H2SO4 Total



90,312 26,792 26.619,308



1,299 1,422 17,908



15 1.759,731 15 571,418 150 1.235.499,777



Tabel B.18 Neraca Panas Reaktor Simultaneous Saccharification and Fermentation



3.



Komponen Q input Q output ∆ H reaksi Q cooling in Q cooling out Total Unit Distilasi 1



Input (kJ/jam) 1.305.102,121 27.828,802 48.779,829 1.381.710,750



Output (kJ/jam) 1.234.449,777 146.210,973 1.381.710,750



Fungsi : Memurnikan etanol hingga 60% Tujuan : Menghitung arus-arus panas masuk dan keluar D-101 QCW QL



E-103 QLN



Q42



Q43



QHW



D-101 QS



QVN QV



RB-101



Keterangan:



Q44



QC







Q42 = Laju alir panas produk T-112 masuk ke D-101







QV = Laju alir panas top produk D-101 masuk E-03







QL = Laju alir panas bottom produk D-101 masuk RB-101







Q43 = Laju alir panas produk etanol keluar E-03







Q44 = Laju alir panas air keluar RB-101







QLN = Laju alir panas reflux masuk D-101







QVN = Laju alir panas uap masuk D-101







QCW = Laju alir panas cold fluid masuk ke E-03







QHW = Laju alir panas hot fluid keluar E-03







QS = Laju alir panas steam masuk ke RB-101







QC = Laju alir panas condensat keluar RB-101



a) Neraca Panas Total Akumulasi = Masuk - Keluar QMasuk = QKeluar Q42 + QR = Q43 + Q44 + (-QC) 1. Menghitung panas produk hasil ACC-01 masuk ke D-101 (Q14) Dari perhitungan neraca panas ACC-01 diperoleh Q42= 361.731,425 kJ 2. Menghitung harga q a. Mencari kondisi Bubble Point feed (TBub) T = 369,145 K (Hasil trial dengan ∑ Y=1) P = 760 mmHg Tabel B. Hasil Perhitungan TBub umpan pada Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 90,654 857,470 0,260 948,383



Xi



Po



Ki



Yi



0,096 1.726,692 2,272 0,217 0,904 657,570 0,865 0,782 0,000274 1 0,00131 3,60E-07 1 2385,262 3,139 1



b. Mencari nilai suhu Dew Point feed (TDew) T = 378,064 K (Hasil trial dengan ∑ Xi=1) P = 760 mmHg Tabel B. Hasil Perhitungan TDew umpan pada Menara Distilasi 1 Kompone



n (kmol)



Xi



Po



Ki



Yi



n Etanol Air H2SO4 Total



90,654 857,470 0,260 948,383



0,096 2.330,241 3,066 0,031 0,904 903,270 1,189 0,761 0,000273 1 0,00131 0,208 1 3234,510 4,256 1



c. Mencari nilai entalpi cair jenuh (QL) T = 369,145 K P = 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan QL umpan pada Menara Distilasi 1 Komponen Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 90,654 857,470 0,260 948,383



∆H (kJ/kmol) 5.051,786 2.412,713 6.183,911 13.648,410



QL (kJ) 457.963,489 2.068.828,368 2.526.791,858 5.053.583,715



d. Mencari nilai entalpi uap Jenuh (QV) a) Mencari nilai kalor uap jenuh (QV1) T



= 378,064 K



P



= 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan QV1 umpan pada Menara Distilasi 1 Komponen Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 90,654 857,470 0,260 948,383



∆H (kJ/kmol) QV1 (kJ) 5.736,292 520.016,551 2.718,305 2.330.864,063 7.011,540 2.850.880,614 15.466,137 5.701.761,227



b) Mencari nilai kalor penguapan (QV2) T



= 378,064 K



P



= 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan Qvap umpan pada Menara Distilasi 1



Komponen



n (kmol)



Etanol



90,654



∆H (kJ/kmol) 38,858



Air



857,470



39,274



0,260



41,044



948,383



119,176



H2SO4 Total



QV2 (kJ) 3.522.617,394 33.676.028,42 7 10.660,052 37.209.305,87 2



Nilai Qv dapat dicari dengan: Qv = 5.701.761,227 kJ + 37.209.305,872 kJ Qv = 42.911.067,100 kJ e. Menentukan nilai q Nilai q dapat dihitung dengan: q¿



42 .911 . 067 , 100−361.731,425 42 . 911. 067 ,100−5 . 053. 583,715



q = 1,124 Nilai q > 1, maka umpan masuk Menara Distilasi 1 (D-101) dalam keadaan cair jenuh. 3. Menentukan parameter θ



α i ×X F Nilai θ dihitung secara iteratif sampai diperoleh



Memasukkan nilai q, maka diperoleh nilai



α i −θ



=1−q



α i ×X F =0 α i −θ



Berdasarkan perhitungan, diperoleh 1-q = -0,124 T = 303,15 K P = 760 mmHg θ = 2,215 (Hasil Trial) Tabel B. Hasil Perhitungan θ pada Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol



n (kmol)



Xi



Po



Ki



αi



αi.Xi



αi-θ



90,654



0,095



111,938



0,147



2,62



0,25



0,41



αi.Xi / αi–θ 0,62



Air H2SO4 Total



6 0,904 1 0,000 3 1



857,470 0,260 948,383



35,497 1 148,435



0,047



1,00



0,0013 1 0,195



0,0014 9 3,620



0,90



-1,22



-0,74



4,10E-07



-2,21



0,00



1,153



-3,025



-0,124



4. Menentukan Rmin dan R a. Menentukan Kondisi Puncak Menara n



Rmin +1 = ∑ i=1



αi . xi αi. θ



P operasi = 1 atm T dew = 365,970 K Tabel B. Perhitungan T Dew Distilat Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol)



Yi



90,608 154,370 0



0,370 0,630 0



244,978



1



Po 1.545,82 4 584,788 1 2.131,61 2



Ki



Xi



2,034 0,182 0,769 0,819 0,0013 0 2,805



1



b. Menentukan Kondisi Dasar Menara P operasi = 1 atm T bubble = 373,154 K Tabel B. Perhitungan T Bubble Bottom Kompone n



n (kmol)



Xi



Etanol



0,045



6,44E-05



Air H2SO4



703,100 0,260



1,000 0,000369



703,405



1



Total



Po 1.979,65 8 760,063 1 2.740,72 1



Ki



Yi



2,605



0,00017



1 0,999 0,001 4,85E-07 3,606



1



c. Menentukan R min dan R T = 365,998 K P = 760 mmHg Tabel B. Perhitungan Nilai R dan R min pada Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n(kmol/jam ) 90,608 154,370



xD



αD



0,37 0 0,63 0



2,639 0,998



0



0



0,0017



244,978



1



3,639



RMin + 1



= 1,875



RMin



= 0,875



αB



ai



2,601



2,62



0,999 0,001 3 3,601



1,00 0,001 4 3,62



αi.x d



αi . xD/αi – Ø)



0,97 0,63 0  1,60



2,392 -0,517 0 1,875



Pendingin yang digunakan untuk kondenser adalah air, dengan R/R Min = 1,15–1,5 Diambil R/RMin = 1,2 nilai R adalah: R = 1,2 x 0,875 R = 1,050 d. Perhitungan Komposisi Cairan Refluks (L) R = Lo/D D = 244,978 kmol L = 1,050 x 244,978 kmol L = 257,241 kmol Tabel B. Perhitungan Komposisi Cairan (L) Masuk Refluks Komponen Etanol Air H2SO4 Total



XD 0,370 0,630 0 1



n (kmol) 95,144 162,097 0 257,241



Massa (kg) 4.376,617 2.917,745 0 7.294,362



e. Perhitungan Komposisi Uap Refluks (V) V



= Lo+D



Nilai V adalah: V



= 257,241 + 244,978 kmol



V



= 502,219 kmol



Tabel B. Perhitungan Komposisi Uap (V) Masuk Kondensor Komponen Etanol Air H2SO4 Total



XD 0,370 0,630 0 1



n (kmol) 185,752 316,467 0 502,219



Massa (kg) 8.544,606 5.696,404 0 14.241,010



f. Perhitungan Kondisi Operasi Distilat Menara Distilasi 1  Kondisi Dew Point Distilat Menara Distilasi 1 TDew



distilat



dihitung



secara



iteratif



sampai



diperoleh



Y



∑ X i=∑ Ki =1 i



Tekanan



= 760 mmHg



TDew distilat = 365,998 K Tabel B. Hasil Perhitungan TDew Distilat pada Menara Distilasi 1 Komponen



Yi



Etanol



0,370



Air H2SO4



0,630 0



Total



1



Po 1.547,33 9 585,396 1 2.133,73 5



Ki



Xi



2,036



0,182



0,770 0,001



0,818 0



2,808



1



 Kondisi Boiling Point Distilat Menara Distilasi 1 TBub



distilat



dihitung



∑ Y i =∑ K i ×X i =1



secara



iteratif



sampai



diperoleh



Tekanan



= 760 mmHg



TBub distilat = 360,173 K Tabel B. Hasil Perhitungan TBub Distilat pada Menara Distilasi 1 Komponen



Xi



Etanol



0,370



Air H2SO4



0,630 0



Total



1



Po 1.256,02 2 469,182 1 2.133,73 5



Ki



Yi



1,653



0,611



0,617 0,001



0,389 0



2,808



1



5. Menghitung panas pada kondensor a. Perhitungan panas distilat (Q43) T



= 360,173 K



TRff



= 298,15 K



Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Distilat Menara Distilasi 1 Komponen Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 90,6085 154,3700 0 244,978



∆H (kJ/kmol) 6.928,412 4.786,567 8.894,814 20.609,793



Q43 (kJ) 627.772,734 738.902,088 0 1.366.674,822



b. Perhitungan Panas Refluks (QL) T



= 360,173 K



TRff



= 298,15 K



Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Refluks Menara Distilasi 1 Komponen Etanol Air H2SO4



n (kmol) 95,144 162,097 0



∆H (kJ/kmol) 6.928,412 4.786,567 8.894,814



Total



257,241



20.609,793



QL (kJ) 659.195,808 775.887,727 0 1.435.083,53 5



c. Perhitungan panas uap atau panas sensibel kondensor (QV1) T



= 365,998 K



TReff



= 298,15 K



Tabel Hasil B. Perhitungan Panas Sensibel kondensor D-101 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 185,752 316,467 0 502,219



∆H (kJ/kmol) 7.611,643 5.237,926 9.752,830 22.602,399



QV1 (kJ) 1.413.880,249 1.657.629,985 0 3.071.510,234



d. Perhitungan panas panas laten kondensor (QV2) T



= 365,998 K



TReff



= 298,15 K



Tabel Hasil B. Perhitungan Panas Laten kondensor D-101 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 185,752 316,467 0 502,219



∆H (kJ/kmol) 38.857,920 39.273,720 41.044,0001 119.175,641



QV1 (kJ) 7.217.948,120 12.428.831,950 0 19.646.780,070



e. Perhitungan panas pendingin (QC) Q masuk



= Q keluar



QV1 + QV2 = Q43 + QL + (-QC) Maka diperoleh: (-QC)



= (QV1 + QV2) – (Q43+ QL)



(-QC)



= (3.071.510,234 + 19.646.780,070) kJ – (1.366.674,822 + 1.435.083,535) kJ



(-QC)



= 19.916.531,946 kJ



f. Perhitungan Kebutuhan Pendingin Kondensor Karena temperatur keluar kondensor pada T = 360,173 K, maka digunakan air sebagai pendingin kondensor. TMasuk = 303,15 K



TKeluar = 333,15 K HMasuk = 21,470 kJ/kg HKeluar = 150,008 kJ/kg Kebutuhan Pendingin =



19.916 .531,946 kJ ( 150,008−21,47 ) kJ /kg



= 154.946,294 kg/jam  Neraca Panas Total Kondensor (E-103) Hasil perhitungan neraca panas kondenser ditunjukkan pada Tabel B. berikut : Tabel B. Hasil Perhitungan Neraca Panas Kondenser Masuk



Keluar QV1 (kJ) QV2 (kJ) QL (kJ) Q43 (kJ) (-Qc) (kJ) 3.071.510,23 1.366.674,82 19.646.780,07 1.435.083,535 19.916.531,946 4 2 22.718.290,304 22.718.290,304 6. Perhitungan Kondisi Operasi Bottom Menara Distilasi 1 a. Kondisi Dew Point Bottom Menara Distilasi 1 TDew



bottom



dihitung



secara



iteratif



sampai



Y



∑ X i=∑ Ki =1 i



P



= 760 mmHg



TDew bottom



= 373,150 K



Tabel B. Hasil Perhitungan TDEW bottom pada Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) 0,045 703,100 0,260 703,145



Yi



Po



Ki



Xi



0,00006 19.79,340 2,604 0,000025 0,9994 759,933 1,000 1,000023 0,00037 1 0,001 0,280723 1 2.739,274 3,604 1



diperoleh



b. Kondisi Bubble Point Bottom Menara Distilasi 1 TBubble



bottom



dihitung



secara



iteratif



sampai



diperoleh



∑ Y i =∑ K i ×X i =1 P



= 760 mmHg



TBubble bottom = 373,144 K Tabel B. Hasil Perhitungan TBub Bottom pada Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air



n (kmol)



Xi



Po



Ki



Yi



0,045 703,100



0,00006 0,99994



1978,961 759,779



0,00017 0,99964



0,260



0,00037



4,86E-07



703,145



1



1 2.738,74 0



2,604 1 0,001 3 3,604



1



H2SO4 Total



7. Menghitung panas pada reboiler Menara Distilasi 1 a. Perhitungan Panas yang dibawa umpan masuk Dari hasil perhitungan didapatkan nilai Q42 = 1.142.309,763 kJ b. Perhitungan panas hasil bawah (Bottom) Menara Distilasi 1 T



= 373,144 K



Tabel B. perhitungan panas Bottom Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



n (kmol) ∆H (kJ/kmol) 0,045 703,100 0,260 703,405



5.357,309 2.549,647 6.553,663 14.460,619



Q44 (kJ) 242,830 1.792.656,143 1.702,134 1.794.601,107



c. Perhitungan panas Reboiler QR



= (Q43 + Q44 + QC) – Q42



QR



= (1.794.601,107 + 1.366.674,822+19.916.531,946) kJ – 1.142.309,763 kJ



QR



= 21.935.498,113 kJ



d. Perhitungan kebutuhan steam P



= 9,89 atm



T



= 180 K



HVap



= 2.776,3 kJ/kg



HLiq



= 763,1 kJ/kg



Maka kebutuhan steam =



21.935 .498,113 kJ ( 2.776,3−761,1 ) kJ /kg



= 10.895,837 kg  Neraca Panas Total Menara Distilasi 1 (D-101) Hasil perhitungan neraca panas total D-101 ditunjukkan pada Tabel B. berikut: Tabel B. Neraca Panas Total Menara Distilasi 1 Masuk Q42 (kJ) QR (kJ) 1.142.309,76 21.935.498,113 3 23.077.807,875



(-QC) (kJ) 19.916.531,94 6



Keluar Q43 (kJ)



Q44 (kJ)



1.366.674,822 1.794.601,107 23.077.807,875



8. Perhitungan panas sekitar reboiler Reboiler yang digunakan adalah reboiler partial. Untuk mengetahui jumlah uap yang dikembalikan ke dalam kolom distilasi, maka perlu trial nilai Rv. (VN) digunakan untuk menghitung kondisi bawah kolom distilasi sehingga didapatkan harga QR mendekati harga QR dari perhitungan di atas. Rv = 0,758 Rv = Vn /W W = 703,405 kmol V N = RV x W VN = 0,758 x 703,405 kmol



VN = 533,705 kmol LN = 703,405 kmol + 533,705 kmol LN = 1.237,110 kmol a. Perhitungan panas hasil bawah keluar reboiler (Q44) Dari perhitungan neraca panas hasil bawah keluar reboiler didapatkan Q44 = 1.794.601,107 kJ b. Perhitungan panas uap atau panas sensibel reboiler (QVN) T = 373,150 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Sensibel Kondensor Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



VN (kmol) 0,045 703,100 0,260 703,405



∆H (kJ/kmol) 5.357,745 2.549,842 6.554,191 1.4461,778



QVN (kJ) 242,850 1.792.793,211 1.702,271 1.794.738,332



c. Perhitungan panas penguapan (laten) reboiler (QVN2) T = 373,150 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Laten Reboiler Menara Distilasi 1 Kompone n Etanol Air H2SO4 Total



VN (kmol) Hv (kJ/mol) 0,045 703,100 0,260 703,405



38,965 39,503 41,184 119,652



QVN2 (kJ) 1.766,178 27.774.254,112 10.696,350 27.786.716,641



d. Perhitungan panas cairan masuk reboiler (QLN) T = 373,144 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Cairan Masuk Reboiler D-01 Kompone n Etanol Air



LN (kmol) 0,0797 1.236,574



∆H (kJ/kmol) 5.357,309 2.549,647



QLN (kJ) 427,076 3.152.825,802



H2SO4 Total



0,4568 1237,110



6.553,663 14.460,6188



2.993,620 3.156.246,499



e. Neraca Panas Reboiler (QR) Neraca panas total sekitar reboiler QMasuk



= QKeluar



QLN + QR = Q44 + QVN1 + QVN2 Maka nilai QR adalah: QR = (Q44 + QVN1 + QVN2) - QLN QR = 28.219.809,580 kJ  Neraca Panas Total Sekitar Reboiler: Hasil perhitungan neraca panas sekitar reboiler Menara Distilasi 1 ditunjukkan pada Tabel B. berikut: Tabel B. Neraca Panas Total Reboiler D-101 Masuk



Keluar QLN (kJ) QR (kJ) QVN1 (kJ) QVN2 (kJ) Q44 (kJ) 3.156.246,499 28.219.809,58 1.794.738,332 27.786.716,64 1.794.601,107 31.376.056,08 31.376.056,08 4.



Unit Distilasi 2 Fungsi : Memurnikan etanol hingga 99% Tujuan : Menghitung arus-arus panas masuk dan keluar D-102 QCW QL



E-104 QLN



Q43



Q44



QHW



D-102 QVN QV



QS



RB-102 QC



Q46



Keterangan: 



Q43 = Laju alir panas produk D-101 masuk ke D-102







QV = Laju alir panas top produk D-102 masuk E-04







QL = Laju alir panas bottom produk D-102 masuk RB-102







Q45 = Laju alir panas produk etanol keluar E-04







Q46 = Laju alir panas air keluar RB-102







QLN = Laju alir panas reflux masuk D-102







QVN = Laju alir panas uap masuk D-102







QCW = Laju alir panas cold fluid masuk ke E-04







QHW = Laju alir panas hot fluid keluar E-04







QS = Laju alir panas steam masuk ke RB-102







QC = Laju alir panas condensat keluar RB-102



a) Neraca Panas Total Akumulasi = Masuk - Keluar QMasuk = QKeluar Q43 + QR = Q45 + Q46 + (-QC) 1. Menghitung panas produk hasil ACC-02 masuk ke D-101 (Q14) Dari perhitungan neraca panas ACC-02 diperoleh Q43= 1.366.674,822 kJ 2. Menghitung harga q a. Mencari kondisi Bubble Point feed (TBub) T = 360,167 K (Hasil trial dengan ∑ Y=1) P = 760 mmHg Tabel B. Hasil Perhitungan TBub umpan pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol



n (kmol) 90,608



Xi



Po



Ki



Yi



0,370 1.255,772 1,652 0,611



Air Total



154,370 244,978



0,630 469,083 0,617 0,389 1 1.724,855 2,270 1



b. Mencari nilai suhu Dew Point feed (TDew) T = 365,992 K (Hasil trial dengan ∑ Xi=1) P = 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan TDew umpan pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) 90,608 154,370 244,978



Xi



Po



Ki



Yi



0,370 1.547,055 2,036 0,182 0,630 585,282 0,770 0,818 1 2.132,337 2,806 1



c. Mencari nilai entalpi cair jenuh (QL) T = 360,167 K P = 760 mmHg Tabel B. Hasil Perhitungan QL umpan pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) ∆H (kJ/kmol) 90,608 154,370 244,978



4.373,962 2.105,715 6.479,676



QL (kJ) 396.317,909 325.059,076 721.376,9843



d. Mencari nilai entalpi uap Jenuh (QV) c) Mencari nilai kalor uap jenuh (QV1) T



= 365,992 K



P



= 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan QV1 umpan pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol



n (kmol) ∆H (kJ/kmol) 90,608



4.812,468



QV1 (kJ) 436.050,274



Air Total



154,370 244,978



2.304,833 7.117,301



355.797,011 791.847,285



d) Mencari nilai kalor penguapan (QV2) T



= 365,992 K



P



= 760 mmHg



Tabel B. Hasil Perhitungan Qvap umpan pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) ∆H (kJ/kmol) 90,608 154,370 244,978



810,737 1.915,342 2.726,079



QV2 (kJ) 73.459.645,243 295.671.207,676 369.130.852,918



Nilai Qv dapat dicari dengan: Qv = 791.847,285 kJ + 369.130.852,918 kJ Qv = 369.922.700,204 kJ e. Menentukan nilai q Nilai q dapat dihitung dengan: q¿



369.922.700,204−1.366 .674,822 369.922 .700,204−7 21.376,984



q = 0,998 3. Menentukan parameter θ



Nilai θ dihitung secara iteratif sampai diperoleh



Memasukkan nilai q, maka diperoleh nilai



α i ×X F =0 α i −θ



Berdasarkan perhitungan, diperoleh 1-q = 0,002 T = 373,144 K P = 760 mmHg



α i ×X F =1−q α i −θ



θ = 1,651 (Hasil Trial) Tabel B. Hasil Perhitungan θ pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol)



Xi



Po



Ki



αi



αi.Xi



αi-θ



90,608



0,370



1.978,96 1



2,604



2,67



0,99



1,02



0,97



154,370



0,630



759,779



0,9997 1



1,00



0,63



-0,65



-0,97



244,978



1



2.738,74 0



3,604



3,667



1,616



0,366



0,002



4. Menentukan Rmin dan R a. Menentukan Kondisi Puncak Menara n



Rmin +1 = ∑ i=1



αi . xi αi. θ



P operasi = 1 atm T dew = 351,735 K Tabel B. Perhitungan T Dew Distilat Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) 90,563 12,181 102,744



Yi



Po



Ki



Xi



0,881 915,831 1,205 0,731 0,119 335,440 0,441 0,269 1 1.251,271 1,646 1



b. Menentukan Kondisi Dasar Menara P operasi = 1 atm T bubble = 373,154 K Tabel B. Perhitungan T Bubble Bottom Kompone n Xi Po Ki Yi n (kmol) Etanol 0,045 0,00032 1.979,658 2,605 0,00083 Air 142,189 0,99968 760,063 1 0,99976 Total 142,234 1 2.739,721 3,605 1 c. Menentukan R min dan R



αi.Xi / αi–θ



T = 351,735 K P = 760 mmHg Tabel B. Perhitungan Nilai R dan R min pada Menara Distilasi 2 Kompone n



n(kmol/jam )



xD 0,881 4 0,118 6 1



90,563



Etanol



12,181



Air Total



αD



102,744 RMin + 1



= 2,131



RMin



= 1,131



αB



ai



2,730 2,605 2,67 1



1



1



αi.x d



αi . xD/αi –Ø)



2,35



2,313



0,12



-0,182



3,730 3,605 3,67



2,130



Pendingin yang digunakan untuk kondenser adalah air, dengan R/R Min = 1,15–1,5 Diambil R/RMin = 1,2 nilai R adalah: R = 1,2 x 1,131 R = 1,357 d. Perhitungan Komposisi Cairan Refluks (L) R = Lo/D D = 102,774 kmol L = 1,050 x 102,774 kmol L = 139,440 kmol Tabel B. Perhitungan Komposisi Cairan (L) Masuk Refluks Komponen Etanol Air Total



XD 0,881 0,119 1



n (kmol) 226,743 30,498 257,241



e. Perhitungan Komposisi Uap Refluks (V) V



= Lo+D



Nilai V adalah:



Massa (kg) 10.430,185 548,957 10.979,142



V



= 102,744 + 139,440 kmol



V



= 242,184 kmol



Tabel B. Perhitungan Komposisi Uap (V) Masuk Kondensor Komponen Etanol Air Total



XD 0,881 0,119 1



n (kmol) 442,678 59,541 502,219



Massa (kg) 2.0363,176 1.071,746 21.434,922



f. Perhitungan Kondisi Operasi Distilat Menara Distilasi 2  Kondisi Dew Point Distilat Menara Distilasi 2 TDew



distilat



dihitung



secara



iteratif



sampai



diperoleh



Y



∑ X i=∑ Ki =1 i



Tekanan



= 760 mmHg



TDew distilat = 351,735 K Tabel B. Hasil Perhitungan TDew Distilat pada Menara Distilasi 2 Komponen Etanol Air



Yi 0,881 0,119



Total



1



Po 915,830 335,439 1.251,26 9



Ki 1,205 0,441



Xi 0,731 0,269



1,646



1



 Kondisi Boiling Point Distilat Menara Distilasi 2 TBub



distilat



dihitung



secara



iteratif



sampai



∑ Y i =∑ K i ×X i =1 Tekanan



= 760 mmHg



TBub distilat = 348,950 K Tabel B. Hasil Perhitungan TBub Distilat pada Menara Distilasi 2 Komponen Etanol Air



Xi 0,881 0,119



Po 822,094 299,053



Ki 1,082 0,393



Yi 0,953 0,047



diperoleh



Total



1



1.251,26 9



1,646



1



5. Menghitung panas pada kondensor a. Perhitungan panas distilat (Q45) T



= 348,950 K



TRff



= 298,15 K



Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Distilat Menara Distilasi 2 Komponen Etanol Air Total



n (kmol) 90,5631 12,1810 102,744



∆H (kJ/kmol) 5.629,895 3.918,940 9.548,836



Q45 (kJ) 509.861,070 47.736,647 557.597,717



b. Perhitungan Panas Refluks (QL) T



= 348,950 K



TRff



= 298,15 K



Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Refluks Menara Distilasi 2 Komponen Etanol Air Total



n (kmol) 226,743 30,498 257,241



∆H (kJ/kmol) 5.629,895 3.918,940 9.548,836



QL (kJ) 1.276.540,269 119.518,347 1.396.058,617



c. Perhitungan panas uap atau panas sensibel kondensor (QV1) T



= 351,735 K



TReff



= 298,15 K



Tabel Hasil B. Perhitungan Panas Sensibel kondensor D-102 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) 442,678 59,541 502,219



∆H (kJ/kmol) 5.949,939 4.133,990 10.083,929



QV1 (kJ) 2.633.905,684 246.143,737 2.880.049,422



d. Perhitungan panas panas laten kondensor (QV2) T



= 351,735 K



TReff



= 298,15 K



Tabel Hasil B. Perhitungan Panas Laten kondensor D-102 Kompone n Etanol Air Total



∆H (kJ/kmol) 39.397,009 40.468,493 79.865,502



n (kmol) 442,678 59,541 502,219



QV1 (kJ) 17.440.178,65 2.409.552,768 19.849.731,41



e. Perhitungan panas pendingin (QC) Q masuk



= Q keluar



QV1 + QV2 = Q45 + QL + (-QC) Maka diperoleh: (-QC)



= (QV1 + QV2) – (Q45+ QL)



(-QC)



= 20.776.124,501 kJ



f. Perhitungan Kebutuhan Pendingin Kondensor Karena temperatur keluar kondensor pada T = 351,735 K, maka digunakan air sebagai pendingin kondensor. TMasuk = 303,15 K TKeluar = 333,15 K HMasuk = 21,470 kJ/kg HKeluar = 150,008 kJ/kg Kebutuhan Pendingin =



20.776 .124,501 kJ ( 150,008−21,47 ) kJ /kg



= 1.616.133,737 kg/jam  Neraca Panas Total Kondensor (E-104) Hasil perhitungan neraca panas kondenser ditunjukkan pada Tabel B. berikut : Tabel B. Hasil Perhitungan Neraca Panas Kondenser Masuk QV1 (kJ)



QV2 (kJ)



QL (kJ)



Keluar Q45 (kJ)



(-Qc) (kJ)



2.880.049,42 19.849.731,41 1.396.058,617 557.597,7174 20.776.124,501 2 22.729.780,835 22.729.780,835 6. Perhitungan Kondisi Operasi Bottom Menara Distilasi 2 a. Kondisi Dew Point Bottom Menara Distilasi 2 TDew



bottom



dihitung



secara



iteratif



sampai



diperoleh



Y



∑ X i=∑ Ki =1 i



P



= 760 mmHg



TDew bottom



= 373,150 K



Tabel B. Hasil Perhitungan TDEW bottom pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) 0,045 142,189 142,234



Yi



Po



Ki



Xi



0,00032 1.979,340 2,604 0,000122 0,99968 759,933 1,000 0,999769 1 2.739,274 3,604 1



b. Kondisi Bubble Point Bottom Menara Distilasi 2 TBubble



bottom



dihitung



secara



iteratif



sampai



∑ Y i =∑ K i ×X i =1 P



= 760 mmHg



TBubble bottom = 373,144 K Tabel B. Hasil Perhitungan TBub Bottom pada Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) 0,045 142,189 142,234



Xi



Po



Ki



Yi



0,00032 1.978,961 2,604 0,00083 0,99968 759,779 1,000 0,99939 1 2.738,740 3,604 1



7. Menghitung panas pada reboiler Menara Distilasi 2 a. Perhitungan Panas yang dibawa umpan masuk



diperoleh



Dari hasil perhitungan didapatkan nilai Q46 = 1.792.898,973 kJ b. Perhitungan panas hasil bawah (Bottom) Menara Distilasi 2 T



= 373,144 K



Tabel B. perhitungan panas Bottom Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



n (kmol) ∆H (kJ/kmol) 0,045 142,189 142,234



5.357,745 2.549,842 7.907,587



Q46 (kJ) 242,729 362.559,309 362.802,038



c. Perhitungan panas Reboiler QR



= (Q43 + Q44 + QC) – Q42



QR



= 19.903.625,283 kJ



d. Perhitungan kebutuhan steam P



= 9,89 atm



T



= 180 K



HVap



= 2.776,3 kJ/kg



HLiq



= 763,1 kJ/kg



Maka kebutuhan steam =



19.903.625,283 kJ ( 2.776,3−761,1 ) kJ /kg



= 9.886,561 kg  Neraca Panas Total Menara Distilasi 1 (D-102) Hasil perhitungan neraca panas total D-102 ditunjukkan pada Tabel B. berikut: Tabel B. Neraca Panas Total Menara Distilasi 2 Masuk Q43 (kJ) QR (kJ) 1.792.898,97 19.903.625,283 3 21.696.524,256



(-QC) (kJ) 20.776.124,50 1



Keluar Q45 (kJ)



Q46 (kJ)



557.597,7174 362.802,0376 21.696.524,256



8. Perhitungan panas sekitar reboiler Reboiler yang digunakan adalah reboiler partial. Untuk mengetahui jumlah uap yang dikembalikan ke dalam kolom distilasi, maka perlu trial nilai Rv. (VN) digunakan untuk menghitung kondisi bawah kolom distilasi sehingga didapatkan harga QR mendekati harga QR dari perhitungan di atas. Rv = 1,048 Rv = Vn /W W = 142,234 kmol V N = RV x W VN = 1,048 x 142,234 kmol VN = 149,061 kmol LN = 142,234 kmol + 149,061 kmol LN = 291,296 kmol a. Perhitungan panas hasil bawah keluar reboiler (Q46) Dari perhitungan neraca panas hasil bawah keluar reboiler didapatkan Q46 = 362.802,038 kJ b. Perhitungan panas uap atau panas sensibel reboiler (QVN) T = 373,150 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Sensibel Kondensor Menara Distilasi 2 Kompone n Etanol Air Total



VN (kmol) ∆H (kJ/kmol) 0,047 149,014 149,061



5.357,745 2.549,842 7907,587



QVN (kJ) 254,379 379.962,156 380.216,535



c. Perhitungan panas penguapan (laten) reboiler (QVN2) T = 373,150 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Laten Reboiler Menara Distilasi 2 Kompone n



VN (kmol) Hv (kJ/mol)



QVN2 (kJ)



Etanol Air Total



0,047 149,014 149,061



38,965 39,503 78,468



1.850,029 5.886.437,659 5.888.287,689



d. Perhitungan panas cairan masuk reboiler (QLN) T = 373,144 K Tabel B. Hasil Perhitungan Panas Cairan Masuk Reboiler D-01 Kompone n Etanol Air Total



LN (kmol) ∆H (kJ/kmol) 0,0928 291,203 291,296



5.357,309 2.549,647 7.906,955



QLN (kJ) 497,068 742.464,696 742.961,763



e. Neraca Panas Reboiler (QR) Neraca panas total sekitar reboiler QMasuk



= QKeluar



QLN + QR = Q44 + QVN1 + QVN2 Maka nilai QR adalah: QR = (Q46 + QVN1 + QVN2) - QLN QR = 5.888.344,499 kJ  Neraca Panas Total Sekitar Reboiler: Hasil perhitungan neraca panas sekitar reboiler Menara Distilasi 2 ditunjukkan pada Tabel B. berikut: Tabel B. Neraca Panas Total Reboiler D-102 Masuk QLN (kJ) QR (kJ) 742.961,76 5.888.344,499 3 6.631.306,262



Keluar QVN1 (kJ) QVN2 (kJ) 380.216,535 5.888.287,68 4 9 6.631.306,262



Q46 (kJ) 362.802,038