tugas pptk 3
Post on 17-Oct-2015
86 Views
Preview:
DESCRIPTION
TRANSCRIPT
-
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
top related