4. Bab Vi Tugas Khusus

BAB VI TUGAS KHUSUS

PEMBUKTIAN JUMLAH TRAY UNIT KOLOM DESTILASI D01 SECTION 107 METHANOL RECOVERY BERDASARKAN PERHITUNGAN 6.1

Pendahuluan

6.1.1

Latar Belakang Section 107 Methanol recovery merupakan salah satu unit yang penting

yang ada di “Methyl Ester Plant” EOB 1. Unit ini me-recovery methanol yang merupakan produk keluaran dari section 105: hidrogenation plant agar dapat digunakan kembali pada section 103 Transesterification. Diharapkan bahwa metanol keluaran section 107 ini memiliki konsentrasi 99.99%. Untuk itu dilakukan proses pemurnian dengan cara distilasi untuk memisahkan metanol dan campurannya. Pemisahan merupakan suatu cara yang dilakukan untuk memisahkan suatu senyawa atau sekelompok senyawa yang mempunyai susunan kimia yang berkaitan dari suatu bahan, baik dalam skala laboratorium maupun skala industri. Pada prinsipnya, pemisahan dilakukan untuk memisahkan dua zat atau lebih yang saling bercampur. Dalam prakteknya kolom distilasi methanol pada section 107 memiliki tray sejumlah 52 tray. Dengan jumlah tray tersebut diperoleh methanol dengan konsentrasi sekitar 99.5%. Sehingga perlu dilakukan perhitungan tray secara teoritis untuk membuktikan jumlah tray yang digunakan mendekati jumlah tray teoritis. 6.1.2

Waktu dan Tempat Pelaksanaan Pelaksanaan tugas khusus dilakukan selama 22 hari, dimulai pada tanggal

21 april 2017 s/d 19 mei 2017 di PT. Ecogreen Oleochemicals Batam (EOB 1) section 107 : methanol recovery. 6.1.3

Tujuan

1. Memahami dan memecahkan masalah nyata yang dihadapi pada proses produksi di industri.

38

2. Memahami prinsip dari kolom distilasi 3. Menentukan jumlah tray kolom distilasi secara teoritis

dengan

menggunakan metode Fenske. 6.1.4

Batasan Masalah

1. Tugas khusus dilakukan pada unit distilasi di section 107 methanol recovery PT. Ecogreen Oleochemicals Batam 1 (EOB 1) 2. Data aktual yang digunakan pada tanggal 21 April 2017 3. Perhitungan jumlah tray dilakukan dengan menggunakan metode Fenske. 6.1.5

Metode Penyelesaian yang digunakan

1. Menghitung kondisi operasi atas dan bawah menara distilasi. 2. Menentukan volatilitas rata-rata 3. Mengecek pemilihan light key component (LK) dan heavy key component (HK) dengan persamaan Shira’s et. Al. pada Rm. 𝑋𝑗𝐷.𝐷 𝑋𝑗𝐹.𝐹

=

(𝛼 𝐽−1)𝑥 𝐿𝐾 𝐷.𝐷 (𝛼 𝐿𝐾−1)𝑥 𝐿𝐾 𝐹.𝐹

+

(𝛼 𝐿𝐾−𝛼 𝑗)𝑥 𝐻𝐾 𝐷.𝐷 (𝛼 𝐿𝐾−1)𝑥 𝐻𝐾 𝐹.𝐹

(Treybal, 1981 pers. 9.164)

Batasan: Komponen j tidak terdistribusi jika: 𝑋𝑗𝐷. 𝐷 𝑋𝑗𝐷. 𝐷 < −0.01 𝑎𝑡𝑎𝑢 < 1.01 𝑎𝑡𝑎𝑢 𝑋𝑗𝐹. 𝐹 𝑋𝑗𝐹. 𝐹 komponen j terdistribusi jika: −0.01 ≤

𝑋𝑗𝐷.𝐷 𝑋𝑗𝐹.𝐹

≤ 1.01

4. Menghitung jumlah plate minimum dengan persamaan Fenske. 𝑁𝑚 =

log[(

𝑋 𝐿𝐾 𝑋 𝐻𝐾 )𝐷( )𝐵] 𝑋 𝐻𝐾 𝑋 𝐿𝐾

log 𝛼 𝑎𝑣𝑔 𝐿𝐾

(Coulson, 2005 Pers.11.58)

5. Menghitung refluks minimum dengan persamaan Colburn & Underwood. ∑

𝛼𝑖 .𝑥𝑖 𝐷 𝛼𝑖− 𝜃

= 𝑅𝑚 + 1

(Coulson, 2005 Pers.11.60)

Nilai Ө didapat dari persamaan : ∑

𝛼𝑖 .𝑥𝑖 𝐹 𝛼𝑖− 𝜃

= 1−𝑞

(Coulson, 2005 Pers.11.61)

6. Penentuan jumlah stage ideal 7.

Penentuan efisiensi

8.

Menentukan lokasi feed plate dengan persamaan Kirkbride. 𝑁𝑟

𝐵

𝑋 𝐻𝐾.𝐹

𝑋 𝐿𝐾.𝐵 2

log (𝑁𝑠 ) = 0.206 log [𝐷 ( 𝑋 𝐿𝐾.𝐹 ) (𝑋 𝐻𝐾.𝐷) ] (Coulson, 2005 Pers. 11.62)

39

6.2

Landasan Teori

6.2.1

Pengertian Distilasi Distilasi atau penyulingan adalah suatu metode pemisahan campuran

bahan kimia berdasarkan perbedaan kemudahan menguap (volatilitas) bahan dengan titik didih yang berbeda. Distilasi menggunakan panas sebagai agen pemisah campuran, campuran zat dididihkan hingga menguap dan uap ini kemudian didinginkan kembali ke dalam bentuk cairan. Zat yang memiliki titik didih lebih rendah akan menguap lebih dulu. Pada proses pemisahan secara distilasi, fase uap akan segera terbentuk setelah sejumlah cairan dipanaskan pada kondisi tekanan dan suhu tertentu. Uap dipertahankan kontak dengan sisa cairannya (dalam waktu relatif cukup) dengan harapan pada suhu dan tekanan tertentu, antara uap dan sisa cairan akan berada dalam keseimbangan, sebelum campuran dipisahkan menjadi distilat dan residu. Pada pemanasan yang terus menerus, komponen yang lebih volatil akan berubah menjadi

fasa uap. Fasa uap

yang terbentuk

selanjutnya diembunkan

(dikondensasi), kemudian akan diperoleh kondensat yang berupa komponenkomponen dalam keadaan yang relatif murni. Distilasi merupakan cara yang paling umum digunakan dalam industri untuk memisahkan suatu campuran yang homogen dalam bentuk larutan. Proses distilasi beroperasi dalam satu perangkat yang terdiri dari beberapa peralatan, yang masing-masing peralatan memiliki fungsi yang berbeda-beda. Peralatanperalatan yang digunakan pada proses distilasi seperti yang ditunjukkan pada Gambar 6.1 adalah sebagai berikut (Christyananta, 2012): a. Kolom Distilasi Kolom distilasi berfungsi untuk memisahkan campuran berdasarkan titik didihnya. b. Kondenser Kondenser berfungsi untuk mendinginkan produk atas dari kolom distilasi sehingga berubah menjadi fasa cair. c. Reboiler Reboiler berfungsi untuk memanaskan sebagian produk bawah kolom distilasi sehingga berubah menjadi gas. Gas yang terbentuk dipompakan

40

kembali menuju kolom distilasi sebagai pemanas untuk proses distilasi. d. Pompa Pompa berfungsi untuk mengalirkan kondensat sebagai reflux ke kolom distilasi. e. Tangki Pengumpul Tangki pengumpul berfungsi menampung hasil pemisahan dari kedua campuran

Gambar 6.1 Peralatan-peralatan pada proses distilasi 6.2.2 Jenis-jenis Distilasi 1. Jenis distilasi secara umum Secara umum distilasi dibagi atas 4 jenis, yaitu: a. Distilasi Sederhana Pada distilasi sederhana, dasar pemisahannya adalah perbedaan titik didih yang jauh atau salah satu komponen lebih bersifat volatile dari komponen yang laindan bekerja pada tekanan atmosfer. Jika campuran dipanaskan maka komponen yang titik didihnya lebih rendah akan menguap lebih dulu. Selain perbedaan titik didih dan perbedaan volatilitas, yaitu kecenderungan sebuah komponen untuk menjadi gas. Distilasi ini dilakukan pada tekanan atmosfer, aplikasi distilasi seerhana digunakan untuk memisahkan campuran air dan alkohol, air dan NaCl dan lain-lain.

41

b. Distilasi Fraksionasi Distilasi fraksionasi adalah proses pemisahan distilasi ke dalam bagianbagian dengan titik didih makin lama makin tinggi yang selanjutnya pemisahan bagian-bagian ini dimaksudkan untuk destilasi ulang. Distilasi ini berfungsi untuk memisahkan campuran larutan/cairan yang terdiri dari dua komponen atau lebih, dari suatu larutan berdasarkan perbedaan titik didihnya. Distilasi ini dapat digunakan untuk campuran dengan perbedaan titik didih kurang dari 20°C dan bekerja pada tekanan atmosfer atau dengan tekanan rendah. Aplikasi dari distilasi jenis ini digunakan untuk memisahkan komponen-komponen dalam minyak mentah, minyak atsiri, dan lain-lain. Perbedaan distilasi fraksionasi dan distilasi sederhana adalah adanya kolom fraksionasi. Di kolom ini terjadi pemanasan secara bertahap dengan suhu yang berbeda-beda pada setiap plate atau tahapnya. Pemanasan yang berbedabeda ini bertujuan untuk pemurnian distilat yang lebih dari tahap-tahap di bawahnya. c. Distilasi Uap Distilasi uap digunakan pada campuran senyawa-senyawa yang memiliki titik didih mencapai 200°C atau lebih. Distilasi uap dapat menguapkan senyawasenyawa ini dengan suhu mendekati 100°C dalam tekanan atmosfer menggunakan uap atau air mendidih. Sifat dari distilasi uap adalah dapat mendistilasi campuran senyawa di bawah titik didih dari masing-masing senyawa campurannya. Distilasi uap dapat digunakan untuk campuran yang tidak larut dalam air di semua suhu, tapi dapat didistilasi dengan air. Aplikasi dari distilasi uap adalah untuk mengekstrak beberapa produk alam seperti minyak eucalyptus dari eucalyptus, minyak sitrus dari lemon, dan untuk ekstraksi minyak parfum dari tumbuhan. Campuran dipanaskan melalui uap air yang dialirkan ke dalam campuran dan ditambah juga dengan pemanasan. Uap dari campuran akan naik ke atas menuju ke kondensor menghasilkan distilat dan akhirnya masuk ke labu distilat. d. Distilasi Vakum Distilasi vakum biasanya digunakan jika senyawa yang ingin didistilasi tidak stabil, dengan pengertian dapat terdekomposisi sebelum atau mendekati titik didihnya atau campuran yang memiliki titik didih di atas 150°C. Metode distilasi

42

ini tidak dapat digunakan pada pelarut dengan titik didih yang rendah jika kondensornya menggunakan air dingin karena komponen yang menguap tidak dapat dikondensasi oleh air. Untuk mengurangi tekanan digunakan pompa vakum atau aspirator. Aspirator berfungsi sebagai penurun tekanan pada sistem distilasi vakum. 2. Jenis Distilasi Berdasarkan Jumlah Komponen Berdasarkan

komponennya,

distilasi

dibagi

menjadi

dua,

yaitu

(Geankoplis, 1983): a. Distilasi Dua Komponen (Binary) Distilasi dua komponen merupakan proses pemisahan larutan biner, yaitu larutan yang mengandung dua komponen yang dapat melarut dengan baik. Contoh dari distilasi dua komponen adalah pada proses pemisahan benzene dan toluene yang dapat dilihat pada Gambar 6.2.

Gambar 6.2 Distilasi dua Komponen Perhitungan neraca massa berfungsi untuk mengetahui fraksi mol komponen di umpan, distilat, dan bottom. Selanjutnya hasil perhitungan tersebut dapat digunakan untuk menentukan jumlah stage teoritis menggunakan kurva McCabe- Thiele untuk distilasi dua komponen. Asumsi yang digunakan pada metode McCabe-Thiele adalah terjadinya kesetimbangan pada menara distilasi antara umpan masuk dengan top traynya dan antara umpan masuk dengan bottom traynya. Dapat dilihat pada Gambar 6.3, fasa cair dan uap memasuki tray, kemudian terjadi kesetimbangan, dan selanjutnya meninggalkan tray.

43

Gambar 6.3 Laju fasa uap dan cair memasuki dan meninggalkan tray Neraca massa totalnya adalah sebagai berikut : Vn+1 + Ln-1 = Vn + Ln

(1)

Neraca massa komponennya adalah sebagai berikut : Vn+1 yn+1 + Ln-1 xn-1 = Vn yn + Ln xn

(2)

Keterangan : Vn+1

= laju alir uap dari tray n+1

Ln-1

= laju alir cairan dari tray n-1

Vn

= laju alir uap dari tray ke-n

Ln

= laju alir cairan dari tray ke-n

yn+1

= fraksi mol uap suatu komponen di Vn+1

xn-1

= fraksi mol cair suatu komponen di Ln-1

yn

= fraksi mol uap dari tray ke-n

xn

= fraksi mol cair dari tray ke-n Neraca massa overall di keseluruhan bagian kolom distilasi dihitung

dengan menggunakan persamaan (3) : F=D+W

(3)

Sedangkan persamaan neraca massa komponennya dapat dilihat pada persamaan (4) : xF . F = xD . D + xw . W

(4)

Keterangan : xF

= fraksi mol umpan (mol)

xD

= fraksi mol distilat (mol)

xW

= fraksi mol bottom (mol)

F

= laju alir mol umpan (kmol/jam) 44

D

= laju alir mol distilat (kmol/jam)

W

= laju alir mol bottom (kmol/jam b. Distilasi Multikomponen Pada

umumnya,

di

industri

proses

pemisahan

menggunakan

distilasi melibatkan lebih dari dua komponen. Secara umum, desain untuk menara distilasi multikomponen sama dengan distilasi dua komponen (binary). Begitu pula dengan neraca massa, pada distilasi multikomponen terdapat neraca massa untuk masing-masing komponen di dalam campuran. (Geankoplis, 1983) Pada distilasi dua komponen hanya digunakan satu menara untuk memisahkan dua komponen A dan B menjadi komponen yang kebih murni. Komponen A mempunyai sifat lebih volatile daripada B, sehingga pada hasil proses distilasi koomponen A sebagai produk atas dan koponen B sebagai produk bawah. Berbeda dengan distilasi dua komponen, pada campuran multikomponen yang terdiri dari n komponen, akan dibutuhkan n 1 fractionator untuk memisahkan komponen-komponen tersebut. Sebagi contoh untuk memisahkan komponen A, B, dan C. A dan B merupakan komponen yang paling mudah menguap dengan volatilitas berdekatan dan C merupakan komponen yang paling sulit menguap. Untuk memisahkan ketiga komponen tersebut dibutuhkan dua buah kolom seperti pada Gambar 6.4.

Gambar 6.4 Pemisahan tiga komponen A, B, dan C Umpan yang terdiri dari komponen A, B, dan C didistilasi di kolom 1. Produk atas yang dihasilkan, yaitu komponen A dan B, sedangkan produk bawahnya merupakan komponen C. Di bottom masih dapat terkandung komponen A dan B dalam jumlah yang sedikit (sering disebut trace component).

45

Pada kolom 2 terjadi pemisahan komponen A dan B. Distilat yang dihasilkan, yaitu komponen A dengan sejumlah kecil komponen B, sedangkan pada bottom dihasilkan komponen B yang juga mengandung sedikit komponen A dan C. Pada campuran multikomponen dengan mengetahui komposisi dari satu komponen tidak dapat langsung mengetahui komposisi dari komponen lainnya. Selain itu, jika umpan mengandung lebih dari dua komponen tidak dapat ditentukan komposisi produk atas dan produk bawahnya secara langsung. Akan tetapi, hal tersebut dapat diketahui dengan dua komponen kunci (key components) (Sinnott, 2005). Proses pemisahan dari campuran multikomponen pada menara distilasi hanya akan terjadi pada dua komponen saja. Misalnya, untuk campuran A, B, C, D, dan seterusnya, proses pemisahan dalam satu menara distilasi hanya dapat terjadi antara komponen A dan B, atau B dan C, dan seterusnya. Misalnya, pada distilasi multikomponen ini terjadi pemisahan antara komponen A dan B. Komponen A merupakan light key component dan komponen B merupakan heavy key component. Light key component merupakan komponen yang lebih mudah menguap (LK) yang akan dihasilkan pada distilat. Heavy key component merupakan komponen yang lebih sulit untuk menguap (HK) dan akan dihasilkan pada bottom. Komponen-komponen yang lebih mudah menguap disebut dengan light components yang akan terdapat dalam jumlah yang sedikit pada bottom. Untuk komponen-komponen yang lebih sulit menguap daripada heavy key components akan terdapat pada distilat dalam jumlah yang sedikit. (Geankoplis, 1983). Pada distilasi multikomponen, hukum Raoult dapat digunakan untuk menentukan komposisi fasa uap dalam keadaan setimbang dengan fasa liquidnya. Misalkan, untuk komponen A, B, C, dan D rumus untuk mencari komposisi fasa uapnya adalah sebagai berikut (Geankoplis, 1983) : pA = PA xA

𝑦𝐴 = 𝑦𝐶 =

𝑝𝐴 𝑝

pB = PB xB

=

𝑃𝐴 𝑃

𝑥𝐴

𝑝𝐶 𝑃𝐶 = 𝑥 𝑝 𝑃 𝐶

pC = PC xC

𝑦𝐵 = 𝑦𝐷 =

𝑝𝐵 𝑝

pD = PD xD

=

𝑃𝐵 𝑃

(5)

𝑥𝐵

𝑝𝐷 𝑃𝐷 = 𝑥 𝑝 𝑃 𝐷

(6)

46

Untuk Senyawa hidrokarbon, data kesetimbanganny dirumuskan sebagai berikut:

𝑦𝐴 = 𝐾𝐴 𝑥𝐴

𝑦𝐵 = 𝐾𝐵 𝑥𝐵

𝑦𝐶 = 𝐾𝐶 𝑥𝐶 𝑦𝐷 = 𝐾𝐷 𝑥𝐷

(7)

KA merupakan konstanta kesetimbangan fasa uap-cair atau koefisien distribusi untuk komponen A. Pada penentuan nilai relative volatility (αi) untuk masing-masing komponen pada campuran multi komponen digunakan cara yag sama seperti pada distilasi dua komponen, maka:

𝛼𝑖 =

𝐾𝑖

(8)

𝐾𝑒

Relative volatility (αi) adalah ukuran kemudahan terpisahkan lewat eksploitasi perbedaan volatillitas. Relative volatility ditulis sebagai perbandingan nilai K dari komponen lebih mudah menguap terhadap nilai K komponen yang lebih sulit menguap. Oleh karena itu, jika harga mendekati satu atau bahkan satu, maka kedua komponen sangat sulit bahkan tidak mungkin dipisahkan melalui operasi distilasi. 6.2.3 1.

Penentuan Jumlah Tray Distilasi Metode McCabe Thiele Salah satu metode yang sering digunakan dalam menghitung jumlah stage

ideal untuk distilasi dua komponen adalah dengan menggunakan metode McCabe-Thiele, disamping itu terdapat metode lain, yaitu metode Ponchon Savarit. Bila dibandingkan dengan metode ponchon

savarit, maka metode

McCabe-Thiele lebih mudah digunakan karena dengan metode McCabe-Thiele tidak memerlukan perhitungan Heat Balance (necara panas) untuk menentukan jumlah stage yang dibutuhkan. Metode McCabe-Thiele ini mengasumsikan bahwa laju alir molar baik liquid maupun vapour atau L/V konstan, atau dikenal juga dengan istilah Constant Molar Overflow (CMO), namun pada keadaan sebenarnya keadaan CMO tidaklah konstan. Dalam perhitungan theoritical stage ada beberapa tahap yang harus dilakukan, yaitu: 

Pembuatan kurva kesetimbangan uap cair (biasanya untuk senyawa atau komponen yang lebih ringan)



Membuat garis operasi baik seksi rectifying (enriching) maupun stripping



Membuat garis umpan (q-line) yang menunjukkan kualitas dari umpan itu sendiri, berada dalam keadaan uap jenuh, liquid jenuh, dan lain-lain

47



Membuat atau menarik garis stage yang memotong kurva kesetimbangan yang memotong kurva kesetimbangan xy, garis operasi rectifying dan stripping yang diawali dari XD dan berakhir pada XB Pada Gambar 6.5 merupakan contoh penentuan jumlah stage teoritis pada

distilasi dua komponen (benzene-toluene) dengan menggunakan grafik McCabeThiele.

Gambar 6.5 Grafik McCabe-Thiele untuk menentukan jumah stage teoritis a. Menghitung Jumlah Stage Minimum (Nm) untuk distilasi biner Jumlah stage minimum merupakan suatu kondisi yang kedua garis operasinya (Rectifying dan stripping) saling berimpitan dengan garis y = x disebut dengan refluk total (total reflux), pada kondisi ini akan memberikan jumlah stage minimum. Pada saat rasio refluk menjadi tidak terhingga menghasilkan jumlah minimum stage, atau garis operasi rectifying dan stripping saling berimpitan pada garis y = x sehingga membentuk sudut 45° kondisi ini disebut juga dengan total refluk. Pada kondisi ini, semua kondensat dikembalikan kedalam kolom sebagai refluk, tidak ada produk yang diambil serta tidak ada umpan yang masuk. Pada

48

saat start up, kolom-kolom distilasi sering kali dijalankan pada keadaan total refluk hingga keadaan steady dicapai. Untuk menentukan berapa jumlah stage minimum dari suatu pemisahan adalah dengan membuat stage yang dimulai dari fraksi nol distilat (produk atas) dan berakhir pada fraksi mol produk bawah. Kedua garis operasi berimpit pada garis y = x sehingga dihasilkan kurva pada Gambar 6.6.

Gambar 6.6 Jumlah stage pada kondisi total refluks Untuk menentukan jumlah stage minimum pada distilasi dua komponen digunakan persamaan (5) berikut ini. 𝑥 1− 𝑥𝑊 log( 𝐷 ) 1− 𝑥𝐷 𝑥𝑊

log 𝛼𝑎𝑣 𝛼𝑎𝑣 = (𝛼𝐷 𝛼𝑊 )1/2

(9) (10)

Katerangan : Nm

= Jumlah stage minimum

xD

= Fraksi mol distilat (mol)

xW

= Frasi mol bottom (mol)

αav

= Relative volatility rata-rata

αD

= Realative volatility distilat

αW

= Relative volatility di bottom

49

b. Reflux Ratio Minimum Refluk memiliki peranan yang penting dalam sebuah pengoperasian kolom. Seiring dengan naiknya nilai rasio refluk, maka jumlah stage yang dibutuhkan akan semakin kecil, begitu juga sebaliknya apabila nilai rasio refluk semakin kecil maka jumlah stage yang dibutuhkan akan semakin banyak hingga pada akhirnya jumlah stage akan menjadi tidak terhingga. Jumlah stage yang tidak terhingga terjadi pada nilai rasio refluk minimum. Pada saat jumlah stage tidak terhingga konsentrasi komponen pada liquid dan uap tidak mengalami perubahan. Zona tidak terjadi perubahan ini disebut juga dengan zona invariant, istilah lainnya adalah pinch point (titik pencekik), seperti yang dapat dilihat pada Gambar 6.7 berikut ini.

Gambar 6.7 Pinch Point pada Grafik McCabe-Thiele Untuk menentukan reflux ratio minimum pada distilasi dua komponen digunakan persamaa (11) berikut ini.

𝑅𝑚 𝑅𝑚

= +1

𝑥𝐷 − 𝑦′ 𝑥𝐷 − 𝑥′

(11)

Keterangan : Rm

= reflx ratio minimum

xD

= fraksi mol distilat (mol)

y’

= fraksi mol uap pada pinch point (mol)

x’

= fraksi mol cair pada pinch point (mol) 50

Umumnya reflux ratio minimum dapat terjadi oleh kondisi :  Perpotongan antara garis umpan (q-line) dengan kurva kesetimbangan uap-cair dan dapat juga terjadi pada ketika garis operasi rectifying menyinggung garis kesetimbangan uap-cair. Pada umumnya kondisi ini terjadi pada jenis kurva kesetimbangan normal, q line mempunyai peranan penting daripada kurva kesetimbangan.  Garis operasi rectifying menyinggung kurva kesetimbangan uap-cair, titik singgung ditunjukkan oleh pinch point. Umumnya terjadi pada jenis kurva kesetimbangan yang tidak normal, kurva kesetimbangan mempunyai peranan penting dari pada q line. 2.

Metode Fenske, Underwood, Gilliand Jumlah stage minimum (Nm) untuk distilasi multi komponen dapat

ditentukan dengan menggunakan persamaan Fenske. Akan tetapi, hanya dua komponen saja yang digunakan, yaiti heavy key (K) dan light key (LK). Rumus perhitungannya adalah sebagai berikut:

(12) Perhitungan menggunakan metode shortcut dapat digunakan untuk membantu designer dalam menyelesaikan beberapa masalah secara cepat, seperti menentukan kondisi optimum dan dapat juga digunakan untuk memperoleh informasi tentang estimasi biaya. Berikut ini akan dijelaskan beberapa perhitungan dengan menggunakan metode shortcut. a. Metode Shortcut untuk Reflux Ratio Minimum (Rm) Pada distilasi multikomponen, terdapat dua pinch points, yaitu satu berada di atas tray umpan dan satu lagi berada di bawahnya. Penentuan nilai Rm dengan menggunakan metode plate-by-plate dengan cara trial and error membutuhkan waktu yang cukup lama jika dihitung manual. Pada metode shortcut digunakan persamaan Underwood untuk menghitung Rm menggunakan nilai rata-rata dan mengasumsikan laju alir konstan di kedua bagian menara distilasi. Untuk menentukan nilai reflux ratio minimum digunakan dua persamaan berikut.

51

1–q=∑

𝛼𝑖 𝑥𝑖𝐹 𝛼𝑖 − 𝜃

(13)

Keterangan : 𝛼𝑖 = Relative Volatility untuk komponen i pada umpan 𝑥𝑖𝐹 = Fraksi komponen i pada umpan q

= Perbandingan antara panas untuk menguapkan 1 mol umpan dengan kalor laten umpan, keadaan q : kondisi/ wujud-wujud umpan pada proses distilasi dapat dilihat pada Gambar 6.8 berikut ini.

Gambar 6.8 q-line berdasarkan nilai q pada kurva kesetimbangan q = 0, Umpan pada kondisi titik embun, saturated vapour q = 1, Umpan pada kondisi titik gelembung, saturated liquid 0 < q < 1, Umpan pada kondisi campuran uap dan cair q > 1, Umpan pada kondisi dingin q < 0, Umpan pada kondisi uap panas lanjut, superheated vapour Rm + 1 =

𝛼𝑖 𝑥𝑖𝐷 𝛼𝑖 − 𝜃

(14)

Keterangan : 𝛼𝑖

= relative volatility untuk komponen i pada distilat

𝑥𝑖𝐷 = fraksi komponen i pada distilat Rm = reflux ratio minimum Untuk menentukan nilai Rm, dilakukan trial and error untuk mencari nilai

52

θ. Nilai θ berada di antara α dari light key component dan α dari heavy key component. Jika nilai θ sudah ditemukan maka nilai Rm bisa langsung dapat diketahui. b. Metode Shortcut untuk Jumlah Stage pada Reflux Ratio Operasi (Rop) Tahapan penting pada metode shortcut untuk menentukan jumlah stage teoritis yang digunakan pada reflux ratio operasi (R) adalah dengan menggunakan grafik dari Gilliand seperti pada Gambar 6.9.

Gambar 6.9 Grafik Gilliand antara reflux ratio dan jumlah stage Reflux ratio operasi berhubungan dengan nilai Rm yang diperoleh menggunakan metode Underwood, jumlah stage minimum (Nm) diperoleh dengan menggunakan metode Fenske. Dari grafik diatas dapat diketahui jumlah stage teoritis (N).

53

6.3

Hasil Perhitungan dan Pembahasan Data yang diperoleh dari EOB 1 section 107 Methanol Recovery dengan

asumsi fatty alcohol dialirkan pada receiver F2 dan tidak terdestilasi sehingga campuran dianggap biner. Tabel 6.1 Data Kolom Distilasi D01 Section 107 Parameter Laju Alir Umpan, F Komposisi Umpan

Temperatur Umpan Tekanan Operasi Kolom Kondensor Kolom Reboiler Kolom Komposisi Distilat , xD Komposisi Bottom, xW

Nilai 2300 kg/jam Metanol 66 % Fatty Alcohol 0.6 % Air 33.4% Boiling Point Atmosfer Total Condensor Partial Reboiler 99 % Metanol 1 % Air 98.8% Air 0.2 % Metanol 1.0% Fatty Alcohol

Untuk merancang menara destilasi ada beberapa tahapan yang harus dicari dan spesifikasi data yang diperlukan. Berikut adalah tahapan-tahapan untuk dalam perancangan utuk menara destilasi, yaitu: 6.3.1

Menentukan Kondisi Operasi Atas dan Bawah Menara Distilasi Berdasarkan data yang diperoleh, dapat dihitung neraca massa total dan

neraca massa komponen menggunakan persamaan berikut. 𝐹 =𝐷+𝑊 𝐹 𝑥𝐹 = 𝐷 𝑥𝐷 + 𝑊 𝑥𝑊

(Geankoplis, 1993 Pers.11.4-3) (Geankoplis, 1993 Pers.11.4-4)

Keterangan : F

= Laju alir umpan (kg/h atau mol/h)

D

= Laju alir distilat (kg/h atau mol/h)

W

= Laju alir bottom (kg/h atau mol/h)

XF

= Fraksi umpan

XD

= Fraksi distilat

XW

= Fraksi bottom

54

Tabel 6.2 Neraca Massa D01 Senyawa

Feed

kg Methanol 1699.7 Air 600.3 Jumlah 2300

kmol 53.12 33.35 86.47

distilat kg 1469.03 14.84 1483.87

bottom

kmol 45.91 0.82 46.73

kg 48.97 767.16 816.13

kmol 1.53 42.62 44.15

Untuk menentukan temperatur umpan maka perlu ditrial temperatur bubble point feed pada tekanan operasi. Tekanan uap tiap komponen dihitung dengan menggunakan persamaan: log10(P) = A + B/T + C LogT + DT + ET2

(Yaws, 1996)

keterangan: A, B, C,D, E = konstanta P

= tekanan uap komponen i (mmHg)

T

= temperatur (K)

Konstanta untuk tiap – tiap senyawa dapat dilihat pada tabel berikut. Tabel 6.3 Konstanta Tekanan Uap Nama A B C D Metanol 45.6171 -3.2447x103 -13.988 6.6365 x10-3 Air 29.8605 -3.1522 x103 -7.3037 2.4247 x10-9 Sumber : Chemical Properties Handbook ; Carl L Yaws, 1996. 

E -1.0507x10-13 1.809x10-6

Menentukan temperatur bubble point umpan Pada keadaan bubble point, menghitung fraksi mol uap menggunakan

persamaan: ∑ Yi = ∑ (KiXi) = 1

(Abbott, 2005 Pers.10.10)

Keterangan : yi

= fraksi mol uap

Ki

= Koefisien distribusi = Pi / P

xi

= fraksi mol cair = ni/ntot Dengan cara trial T pada tekanan operasi 1 atm hingga ∑ yi = 1 maka akan

diperoleh temperatur bubble point feed.

55

Tabel 6.4 Penentuan Bubble Point Feed Senyawa

P

Feed

Pi

K

Yi

kg

kmol

Xi

atm

Ki.Xi

Metanol

1518

47.44

0.52

1.55

1.55

0.81

Air

782

43.44

0.48

0.4

0.4

0.19

Jumlah

2300

86.47

1

1.95

1.95

1

= 1 atm

T trial = 349.3 K 

Menentukan temperatur dew point distilat Pada keadaan dew point, ∑ xi = ∑ (yi/Ki) = 1. Dengan cara trial T pada

tekanan operasi hingga ∑ xi = 1 maka akan diperoleh temperatur dew point distilat. Tabel 6.5 Penentuan Dew Point Distilat Senyawa Metanol Air Jumlah P

Distilat kg

kmol

1469.03 45.91 14.84

0.82

1483.87 46.73

Pi

K

Xi

Yi

atm

Yi/Ki

0.98

1.05

1.05

0.94

0.02

0.27

0.27

0.06

1

1.32

1.32

1

= 1 atm

T trial = 343 K 

Menentukan temperatur bubble point bottom Pada keadaan bubble point, ∑ yi = ∑ (Ki x xi) = 1. Dengan cara trial T

pada tekanan operasi hingga ∑ yi = 1 maka akan diperoleh temperatur bubble point bottom. Tabel 6.6 Penentuan Bubble Point Bottom Senyawa

P

Bottom

Pi

K

Yi

kg

kmol

Xi

atm

Metanol

48.97

1.53

0.035

17.74

17.74

0.615

Air

767.16

42.62

0.965

0.4

0.4

0.385

816.13

44.15

1

18.14

18.14

1

Jumlah = 1 atm

Ki.Xi

T trial = 394.15 K

56

6.3.2

Menentukan Volatilitas Rata-rata Light key component (LK) merupakan komponen yang lebih mudah

menguap yang akan dihasilkan pada distilat. Heavy key component (HK) merupakan komponen yang lebih sulit menguap dan akan dihasilkan pada bottom (Geankoplis, 1983). Pada perhitungan relative volatility selalu mengacu terhadap heavy key component, α untuk heavy key component sama dengan 1 sedangkan untuk komponen yang lebih ringan dari heavy key component, memiliki α lebih besar dari 1 (Treybal, 1981). 𝛼𝑗 =

𝑃𝑗

⁄𝑃

(Treybal, 1981 Pers. 9.163)

𝐻𝐾

𝛼 𝑎𝑣𝑔 = √𝛼 𝑡𝑜𝑝 𝑋 𝛼 𝑏𝑜𝑡𝑡𝑜𝑚

(Geankoplis, 1983 Pers. 11.7-13)

Keterangan : α avg

= Volatilitas relatif rata-rata

α top

= Volatilitas relatif pada distilat

α bottom

= Volatilitas relatif pada bottom

dengan mengunakan persamaan tersebut diperoleh nilai α avg sebagai berikut Tabel 6.7 Nilai α avg Tiap Komponen Senyawa Metanol Air 6.3.3

α top 3.85 1

α bottom 44.5 1

α avg 13.08 1

Mengecek Pemilihan Light Key Component (LK) dan Heavy Key Component (HK) dengan Persamaan Shira’s et. Al. pada Rm.

𝑋𝑗𝐷.𝐷 𝑋𝑗𝐹.𝐹

=

(𝛼 𝐽−1)𝑥 𝐿𝐾 𝐷.𝐷

+ (𝛼 𝐿𝐾−1)𝑥 𝐿𝐾 𝐹.𝐹

(𝛼 𝐿𝐾−𝛼 𝑗)𝑥 𝐻𝐾 𝐷.𝐷 (𝛼 𝐿𝐾−1)𝑥 𝐻𝐾 𝐹.𝐹

( Treybal, 1981 pers.9.164)

Batasan: Komponen j tidak terdistribusi jika: 𝑋𝑗𝐷. 𝐷 𝑋𝑗𝐷. 𝐷 < −0.01 𝑎𝑡𝑎𝑢 < 1.01 𝑎𝑡𝑎𝑢 𝑋𝑗𝐹. 𝐹 𝑋𝑗𝐹. 𝐹 komponen j terdistribusi jika: −0.01 ≤

𝑋𝑗𝐷.𝐷 𝑋𝑗𝐹.𝐹

≤ 1.01

Tabel 6.8 Penentuan Distribusi Komponen

57

Senyawa

xj, F

xj, D

𝑿𝒋𝑫. 𝑫 𝑿𝒋𝑭. 𝑭

Keterangan

Metanol Air

0.52 0.48

0.98 0.018

0.97 0.024

Terdistribusi Terdistribusi

Light Key

: Metanol

Heavy Key

: Air

6.3.4

Menghitung Jumlah Plate Minimum dengan Persamaan Fenske 𝑁𝑚 =

log[(

𝑋 𝐿𝐾 𝑋 𝐻𝐾 )𝐷( )𝐵] 𝑋 𝐻𝐾 𝑋 𝐿𝐾

log 𝛼 𝑎𝑣𝑔 𝐿𝐾

(Coulson, 2005 Pers.11.58)

Keterangan : Nm

: Jumlah Plate Minimum

XLX

: Fraksi Mol Light Key

XHK

: Fraksi Mol Heavy Key

Α avg LK

: Relatif volatilitas Light Key rata-rata 0.98 0.965 log [(0.018) 1483.87 ( ) 816.13] 0.035 𝑁𝑚 = log 13.08 𝑁𝑚 = 8.3 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑒 = 9 𝑃𝑙𝑎𝑡𝑒

6.3.5

Menghitung Rasio Refluks Minimum dengan Persamaan Colburn & Underwood Persamaan yang digunakan untuk menentukan refluks minimum adalah

dengan persamaan underwood : ∑

𝛼𝑖 .𝑥𝑖 𝐹 𝛼𝑖− 𝜃

= 1−𝑞

(Coulson, 2005 Pers.11.61)

Untuk menghitung nilai refluks minimum dicari dengan cara trial θ sampai diperoleh nilai persamaan diatas sama dengan nol. ∑

𝛼𝑖 .𝑥𝑖 𝐷 𝛼𝑖− 𝜃

= 𝑅𝑚 + 1

(Coulson, 2005 Pers.11.60)

Keterangan: αi

= Relatif volatilitas rata-rata komponen i

X i,F

= Fraksi mol komponen i dalam feed, q nilainya tergantung kondisi umpan

X i,D

= Fraksi mol komponen i dalam distilat

Rm

= Rasio refluks minimum

R

= Refluks

58

Nilai θ ditrial hingga ∑

𝛼𝑖 .𝑥𝑖 𝐹 𝛼𝑖− 𝜃

= 0 . nilai θ harus berada diantara nilai volatilitas

relatif komponen LK dan HK. Tabel 6.9 Hasil Trial Nilai θ α avg 13.08 1 14.08

Senyawa Metanol Air Jumlah

Xi, F 0.52 0.48 1

α avg.Xi,F 6.83 0.48 7.31

αi Xi.F / (αi-θ) 0.605 -0.605 0

θ = 1.79 Tabel 6.10 Hasil Perhitungan Rm α avg 14.41 1 15.41

Senyawa Metanol Air Jumlah ∑

Xi, D 0.98 0.02 1

α avg.Xi,D 12.85 0.02 12.87

αi Xi.D / (αi-θ) 1.14 -0.022 1.118

𝛼𝑖 . 𝑥𝑖 𝐷 = 𝑅𝑚 + 1 𝛼𝑖 − 𝜃

1.118 = 𝑅𝑚 + 1 𝑅𝑚

= 1.118 − 1

𝑅𝑚

= 0.118

R operasi berkisar antara 1.2 -1.5 Rm (Geankoplis, 1993) Dipilih R operasi = 1.4 Rm Sehingga R operasi = 1.4 (0.118) = 0.162 6.3.6

Penentuan Jumlah Stage Ideal 𝑅 𝑜𝑝 0.162 = = 0.14 𝑅 𝑜𝑝 + 1 1.162 𝑅𝑚 0.118 = = 0.104 𝑅 𝑚 + 1 1.118 Dari gambar 6.1 diperoleh : 𝑁𝑚 = 0.2 𝑁 8

𝑁 𝑖𝑑𝑒𝑎𝑙 = 0.2 = 41.5266 = 42 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑒 (tidak termasuk reboiler)

59

Gambar 6.10 Erber-Maddox Correlation 6.3.7

Penentuan Efisiensi Plat Untuk menentukan viskositas rata-rata maka diperlukan data viskositas

masing-masing

senyawa.

Viskositas

tiap

komponen

dihitung

dengan

menggunakan persamaan: Log 10 n Liq = A+B/T+CT+DT2 (Yaws, 1996) n liq

= Viskositas liquid, centipoise

A, B, dan C

= Koefisien regresi

T

= Temperatur, K Konstanta untuk tiap – tiap senyawa dapat dilihat pada tabel berikut. Tabel 6.11 Konstanta Viskositas Liquid

Nama A B C D Methanol -9.0562 1.2542x103 2.2383x10-2 -2.3583x10-5 Air -10.2158 1.792x103 1.7730x10-2 -1.2631x10-5 Sumber : Chemical Properties Handbook ; Carl L Yaws, 1996.

@25oC 0.539 0.911

60

Tabel 6.12 μ avg Produk Atas D01 distilat kg kmol Yj, D Metanol 1469.03 45.91 0.98 Air 14.84 0.82 0.02 jumlah 1483.87 46.73 1 ∑ 𝑦𝐷 1 𝜇 𝑡𝑜𝑝 𝑎𝑣𝑔 = = = 0.261 𝑐𝑝 𝑦𝐷 3.824 ∑ 𝜇 Senyawa

μ, D 0.319 0.0237

yD/μD 3.08 0.744 3.824

Tabel 6.13 μ avg Produk Bawah D01 Senyawa

kg Metanol 48.97 Air 767.16 jumlah 816.13 ∑ 𝑦𝐵 𝜇 𝑏𝑜𝑡𝑡𝑜𝑚 𝑎𝑣𝑔 = 𝑦𝐵 ∑ 𝜇

Bottom yW/μW kmol Yj, W μ, W 1.53 0.035 6.84x10-5 506 -2 42.62 0.965 1.61x10 6 44.15 1 566 1 = = 0.00177 𝑐𝑝 0.0162

𝜇 𝑎𝑣𝑔 = √𝜇 𝑡𝑜𝑝 𝑥 𝜇 𝑏𝑜𝑡𝑡𝑜𝑚 𝜇 𝑎𝑣𝑔 = √0.261𝑥0.00177 𝜇 𝑎𝑣𝑔 = 0.02147 𝑐𝑝 α LK, avg = 13.08 α LK, avg x μ avg = 13.08 x 0.02147 = 0.28084

Gambar 6.11 Effisiensi kolom (Chopey, 2004) 𝑁 𝑎𝑘𝑡𝑢𝑎𝑙 =

𝑁 𝑖𝑑𝑒𝑎𝑙 𝐸𝑜

42

= 0.81 = 51.3 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑒 = 52 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑒 (tidak termasuk reboiler)

61

6.3.8

Menentukan Lokasi Feed Plate dengan Persamaan Kirkbride 𝑁𝑟

𝐵

𝑋 𝐻𝐾.𝐹

𝑋 𝐿𝐾.𝐵 2

log (𝑁𝑠 ) = 0.206 log [𝐷 ( 𝑋 𝐿𝐾.𝐹 ) (𝑋 𝐻𝐾.𝐷) ] (Coulson, 2005 Pers. 11.62) Keterangan : B

: laju alir molar bottom (kmol/jam)

D

: laju alir molar distilat (kmol/jam)

(X LK, XHK)F : fraksi mol light key dan heavy key di feed XLK, B

: fraksi mol light key di bottom

XHK, D

: fraksi mol heavy key di distilat

Nr

: Number of stage di atas feed

Ns

: Number of stage di bawah feed D

= 46.73 kmol/jam

X HK F

= 0.39

B

= 44.15 kmol/jam

X LK F

= 0.61

X HK D

= 0.01764

X LK B

= 0.035

Berdasarkan persamaan tersebut diperoleh : 𝑁𝑟 = 1.25 𝑁𝑠 𝑁𝑟 = 1.25 𝑁𝑠 Jumlah plate tidak termasuk reboiler adalah 42 plate Nr + Ns = N Nr + Ns = 42 plate 42 1 + 1.25

𝑁𝑠

=

Ns

= 18.5 = 19 plate

62

6.4

Kesimpulan dan Saran

6.4.1

Kesimpulan

1. Cd 2. Dfs 3. Fd

6.4.2

Saran

63

DAFTAR PUSTAKA

Abbott, J.M. Smith, H.C. Van Ness, M.M. 2005. “Introduction to chemical engineering thermodynamics” ed. 7th ed. Montreal: McGraw–Hill. Boston. Budiawan, R. Zulfansyah, W. Fatra dan Z. Helwani. 2103. “Off-grade Palm Oil as A Reneweble Raw Material for Biodiesel Production By Two-Step Process”. ChESA Conference, 7, 40-50 Chopey, P. Nicholas. 2004. “Handbook Of Chemical Engineering Calculations”, 3rd Ed. McGraw–Hill. New York. Christyananta, 2012, “Pembuatan Operator Training Simulator Proses Distilasi Pada Pabrik Petrokimia Menggunakan Dcs Centum Cs3000 Yokogawa”, Perpustakaan Institut Teknologi Bandung, Bandung. Coulson, J.M. And J.F, Young. 2005, “Chemical Engineering Design”, Vol. 6, 4th ed, Pergamon Press, Oxford. Condea, 2000, “All About Fatty Alcohol”, https://www.researchgate.net/file.PostFileLoader.html?id, Diakses tanggal 09 Mei 2017. Geankoplis, C.J. 1983, “Transport Processes and Unit Operations”, 3rd Ed. Prentice Hall International. London. Kemenperin. 2014. “Profil Industri Oleokimia Dasar dan Biodisel”. Kementrian Perindustrian Republik Indonesia. Jakarta. Ketaren, S., 1986, “Pengantar Teknologi Minyak dan Lemak Pangan”, Universitas Indonesia (UI Press), Jakarta. Konwar,L.J.,J. Boro dan D.Deka,2014. “Review On Latest Development In Biodiesel Production Using Carbon-Based Catalyst”, Renewable Energy, 29,546-564. Perdana, F.K dan Ibnu Hakim, 2009, “Pembuatan Sabun Cair dari Minyak Jarak dan Soda Q Sebagai Upaya Meningkatkan Pangsa Pasar Soda Q”, http://eprints.undip.ac.id, Diakses tanggal 2 Mei 2017.

Schuchardt, Ulf, Shercheli, Ricardo & Rogerio Matheus Vargas, 1998, “Transesterification of Vegetable Oils”, Instituto de Quimica, Universidade Estadual de Campinas, Brazil. Sunarko, 2006, “Petunjuk Praktis Budidaya dan Pengolahan Kelapa Sawit”, PT. Agromedia Pustaka, Jakarta.

64

Sonntag, 1981. “Fat Splitting, Esterification and Interesterifiation. Dalam Bailey’s Industrial Oil and Fat Products”. John Wiley and Sons. Newyork. Treybal, R.E. 1981. “Mass-Transfer Operations”, 3rd ed. McGraw-Hill Book Company. Singapore. Yaws, C. L .1996. “Chemical Properties Handbook”. Texas. Printed in Chemical Engineering Lamar University.

65