8. Lampiran 3c.pdf

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Heater 1A & 1B

Kode

Fungsi

Menaikkan Suhu Udara Sebelum Masuk Reaktor

H-01A & 01B

Steam T = 400 C P = 2 atm

Udara T = 35 C P = 2 atm

Udara T = 175 C P = 2 atm

Kondensat T = 400 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida Panas yang digunakan adalah Steam



Fluida yang akan dinaikkan temperaturnya adalah Udara



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 35582817,48 Btu/jam

1. Heat balance Udara, Q = 564806,6267 X 0,25 (347-95) = 35582817,48 Btu/hr Steam, W =

35582817,48 1408,48

= 25263,203 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Udara

Steam

564806,6267

25263,20319

T masuk (oF)

95

752

T keluar (oF)

347

752

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

752

Temperatur tinggi

347

405

∆t1

752

Temperatur rendah

95

657

∆t2

0

Selisih

-252

∆t2-∆t1

252

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 521,465°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 0 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,383 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,98 maka ∆t = LMTD x FT = 511,035°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 347  95 tc  1   221o F 2 2 Tc 

t 1  t 2 752  752   752 o F 2 2

4.

Luas Perpindahan Panas (A)

a. Asumsi harga UD = 46 Btu/hr ft2 A

Q 35582817 Btu/jam   1438,396 ft 2 U D  t 46 Btu / jam. ft 2 . F  521,465  F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 1 in OD tube pada 1,25 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,2618 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 1483,396 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,2618 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 354,13 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 368 dengan passes pada tube = 6 dan ID = 31 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  368 16 ft  0,2618 ft

UD 

ft

 1541,478 ft 2

Q 35582817 Btu/hr   44,26 Btu hr. ft 2 .F A  T 1541,478 ft 2  521,465 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Hot Fluid : Shell side, Steam

Cold Fluid : Tube side, Udara

Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan

Nilai

Keterangan

Nilai

ID (in)

31

Panjang (ft)

16

Baffle space, B

4

OD (in)

1

BWG

13

Pitch

1,25

Nt

268

Passes

6

(in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 31 in

at = 0,515 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,25 in

= (368 x 0,515)/(144 x 6)

C’ = Pt – OD = 0,25 in

= 5,751 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (31 in x 0,25 x 4 in)/(144x1,25) = 0,234 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 25263,203 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,234 𝑓𝑡 2

= 93881,323 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 564806,626 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 5,751 𝑓𝑡 2

= 98213,006 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada Tc = 752°F

7. Pada tc = 221oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 0,075 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 0,0508 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 0,99 in = 0,0825 𝑓𝑡

D = 0,810 in = 0,0675 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 𝑥 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,0825 × 93881,323 0,075

=

𝐷𝑥𝐺 𝜇

0,0675 × 98213,006 0,508

= 1238903,087

= 130448,207

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 1000

jH (Fig. 24) = 50

k = 0,032 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,027 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 1408,484 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,250Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1408,484 𝑥 0,075 3 ( ) 0,032

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,250 𝑥 0,021 3 ( 0,027 )

=

= 14,570

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,032 = 1000 𝑥 ( ) 𝑥 14,570 0,0825 = 5563,021 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 222,188℉

=

= 0,784

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 50 𝑥 (

0,027 ) 𝑥0,784 0,0675

= 15,401 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = 𝑥 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 15,401 𝑥

0,810 1

= 12,474𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 221,188℉ 𝜇𝑤 = 0,0508 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 221,188℉ 𝜇𝑤 = 0,0532 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝒉𝟎 koreksi

hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 0,075 0,14 =( ) 0,0508

0,0508 0,14 =( ) 0,0532

= 1,056

= 0,994

ℎ0 = 𝜑𝑎 𝑥

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 𝑥

= 1,056 𝑥 5563,021 = 5874,767

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 0,994 𝑥 12,474

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 12,394

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  12,368 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 44,267 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 1541,478 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,0058 hr  ft F  Btu Uc x U D

Pressure Drop (∆P) Shell 1. Untuk Res = 1238903,087

Tube 1. Untuk Ret = 95000,325

f = 0,001 ft2/in2

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 2,250 ft

s=1

(Fig. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,007 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 1,847 psi

3. Gt = 196426,011 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,035 psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,042 psi

𝑈𝐶

12,368

𝑈𝐷

44,267

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,02

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,0058

𝛥𝑃𝑠 (psi)

1,847

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,042

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Heater 2

Kode

Fungsi

Menaikkan Suhu Butana Sebelum Masuk Reaktor

H-02

Steam T = 205 P = 2 atm

Butana T = 35 P = 2 atm

Butana T = 175 P = 2 atm

Kondensat T = 185 P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida Panas yang digunakan adalah Steam



Fluida yang akan dinaikkan temperaturnya adalah Butana



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 1041469,276 Btu/jam

1. Heat Balance LPG Butana, Q = 8382,991 X 0,493 (347-95) = 1041469,276 Btu/hr Steam, W =

1041469,276 841,84

= 38,183 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

LPG Butana

Steam

8382,991

38,183

T masuk (oF)

95

399,2

T keluar (oF)

347

366,8

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

399,2

Temperatur tinggi

347

52,2

∆t1

366,8

Temperatur rendah

95

271,8

∆t2

32,4

Selisih

-219,6

∆t2-∆t1

252

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 130,576°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 0,128 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,828 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,98 maka ∆t = LMTD x FT = 127,965°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 347  95 tc  1   221o F 2 2 Tc 

t 1  t 2 339,2  366,8   383 o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 50 Btu/hr ft2 A

Q 1041469,27 6 Btu/jam   159,518 ft 2 U D  t 50 Btu / jam. ft 2 . F  130,576  F

Untuk luas perpindahan panas (A) <= 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger atau double pipe (Kern, 1965). Dipilih 1 in OD tube pada 1,25 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,2618 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 159,518 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,2618 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 50,79 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 52 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 13,25 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  52 16 ft  0,2618 ft

UD 

ft

 163,3216 ft 2

Q 1041469,27 6 Btu/hr   48,835 Btu hr. ft 2 .F A  T 163,3216 ft 2  130,576 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Hot Fluid : Shell side, Steam

Cold Fluid : Tube side, LPG Butana

Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan ID (in)

Nilai

Keterangan

Nilai

13,25

Panjang (ft)

16

4

OD (in)

1

BWG

13

Pitch

1,25

Nt

52

Passes

4

Baffle space, B (in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 13,25 in

at = 0,515 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,25 in

= (52 x 0,515)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,25 in

= 0,744 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (13,25in x 0,25 x 4 in)/(144x1,25) = 0,115 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 38,183 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,115 𝑓𝑡 2

= 331,977 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 8382,991 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,744 𝑓𝑡 2

= 11269,144 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada Tc = 383°F

7. Pada tc = 221oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 0,038 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 0,020 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 0,99 in = 0,0825 𝑓𝑡

D = 0,0675 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,0825 × 331,977 0,038

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

0,0675 × 11269,144 0,020

= 8595,502

= 37419,678

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 50

jH (Fig. 24) = 220

k = 0,018 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,014 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 841,84 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,493 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1 𝑥 0,038 3 ( 0,038 )

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,493 𝑥 0,020 3 ( 0,014 )

=

= 11,753

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 = 50 𝑥 (

0,018 ) × 11,753 0,038

= 131,065 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 253,032℉

=

= 0,906

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 0,014 = 200𝑥 ( ) × 0,906 0,0675 = 39,880 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 39,880 ×

0,810 1

= 32,303 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 253,032oF 𝜇𝑤 = 0,034 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 253,032oF 𝜇𝑤 = 0,019 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝒉𝟎 koreksi

hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 0,038 0,14 =( ) 0,034

0,020 0,14 =( ) 0,019

= 1,017

= 1,007

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 1,017 × 131,065 = 133,303

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 1,007 × 32,303

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 32,524

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  26,145 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 48,836 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 163,322 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,018 hr  ft F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

1. Untuk Res = 8595,502

1. Untuk Ret = 37419,678

f = 0,001 ft2/in2

(Fig. 29, Kern)

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 1,104 ft

(Table. 6, Kern)

s = 0,406

(Table. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,001 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 0,000 psi

3. Gt = 196426,011 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,001 psi

𝑈𝐶

26,145

𝑈𝐷

48,836

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,018

𝛥𝑃𝑠 (psi)

0,000

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,001

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Heater 3

Kode

Fungsi

Menaikkan Suhu Udara Sebelum Masuk Reaktor

H-03

Steam T = 426,6 C P = 2 atm

Udara+Butana T = 390 C P = 2 atm

Udara+Butana T = 327 C P = 2 atm

Kondensat T = 426,6 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida Panas yang digunakan adalah Steam



Fluida yang akan dinaikkan temperaturnya adalah Udara + Butana



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 34843135,25 Btu/jam

1. Heat balance Udara, Q = 1137995,142 X 0,27 (734-620) = 34843135,25 Btu/hr Steam, W =

34843135,25 1431,7

= 24336,896 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Udara + Butana

Steam

1137995,142

24336,896

T masuk (oF)

620,6

799,88

T keluar (oF)

734

799,88

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

799,88

Temperatur tinggi

620,6

65,88

∆t1

799,88

Temperatur rendah

734

179,28

∆t2

0

Selisih

113,4

-113,4

∆t2-∆t1

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 113,401°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 0 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,633 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 1 maka ∆t = LMTD x FT = 113,401°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 734  620,6 tc  1   677,3o F 2 2 Tc 

t 1  t 2 799,88  799,88   799,88 o F 2 2

4.

Luas Perpindahan Panas (A)

a. Asumsi harga UD = 480 Btu/hr ft2 A

Q 34843135,2 5 Btu/jam   640,116 ft 2 U D  t 480 Btu / jam. ft 2 . F  113,401  F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 1,5 in OD tube pada 1,875 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,3925 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 640,116 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,3925 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 101,93 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 102 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 27 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  102 16 ft  0,3925 ft

UD 

ft

 640,56 ft 2

Q 34843135 Btu/hr   479,667 Btu hr. ft 2 .F A  T 640,56 ft 2  130,576 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Hot Fluid : Shell side, Steam

Cold Fluid : Tube side, Udara +

Data desain yang digunakan Butana untuk shell berdasarkan Kern (1965) yaitu:

Data desain yang digunakan untuk tube side berdasarkan Kern

Keterangan

Nilai

ID (in)

27

Baffle space, B

4

(1965) yaitu:

(in) Passes

2

5. Flow area (as)

Keterangan

Nilai

Panjang (ft)

16

OD (in)

1,5

BWG

13

Pitch

1,875

Nt

102

Passes

4

5. Flow area (at)

Ds = 27 in

at = 1,35 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,5 in

= (102 x 1,35)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,375 in

= 3,825 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (27 in x 0,375 x 4 in)/(144x1,875) = 0,527 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 24336,896 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,527 𝑓𝑡 2

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 1137995,142 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 3,825 𝑓𝑡 2

= 46149,967 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

= 297515,070 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada Tc = 799,88°F

7. Pada tc = 677,3oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 0,061 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 0,075 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 1,48 in = 0,123 𝑓𝑡

D = 1,31 in = 0,109 ft

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 𝑥 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,123 × 46149,967 0,061

=

𝐷𝑥𝐺 𝜇

0,109 × 297515,070 0,075

= 1128957,880

= 432934,264

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 1000

jH (Fig. 24) = 480

k = 0,023 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,027 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 1431,7 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,27 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1431,7 𝑥 0,061 3 ( ) 0,023

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,27 𝑥 0,075 3 ( 0,027 )

=

= 15,137

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,023 = 1000 𝑥 ( ) 𝑥 15,137 0,123 = 2822,849 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

= 681,262℉

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

=

= 0,910

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 280 𝑥 (

0,027 ) 𝑥0,910 0,109

= 107,975 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = 𝑥 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 107,975 𝑥

1,31 1,5

= 94,298 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

9. Saat tw = 681,262℉

9. Saat tw = 681,262℉

𝜇𝑤 = 0,056 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟) 𝒉𝟎 koreksi

𝜇𝑤 = 0,068 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟) hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 0,061 0,14 =( ) 0,056

0,075 0,14 =( ) 0,073

= 1,012

= 1,005

ℎ0 = 𝜑𝑎 𝑥

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 𝑥

= 1,012 𝑥 2822,849 = 2855,994

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 1,005 𝑥 94,298

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 94,732

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  91,691 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 479,667 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 640,560 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,009 hr  ft F  Btu Uc x U D

Pressure Drop (∆P) Shell 1. Untuk Res = 1128957,880

Tube 1. Untuk Ret = 432934,264

f = 0,0008 ft2/in2

f = 0,0001 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 2,250 ft

s=1

(Fig. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,001 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 0,061psi

3. Gt = 297515,070 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,022 psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,023 psi

𝑈𝐶

91,691

𝑈𝐷

479,667

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,02

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,009

𝛥𝑃𝑠 (psi)

0,061

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,001

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Cooler 1A & 1B

Kode

Fungsi

Menurunkan Suhu Produk Reaktor Sebelum Masuk Kolom Absorber

C-01A & 01B

Air Pendingin T = 25 C P = 2 atm

Udara + MA T = 240 C P = 2 atm

Udara + MA T = 110 C P = 2 atm

Air Bekas T = 95 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida dingin yang digunakan adalah Aipe Pendingin



Fluida yang akan diturunkan temperaturnya adalah Udara + MA



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 33286357,9 Btu/jam

1. Heat Balance Udara + MA, Q = 568997,5709 X 0,25 (464-212) = 35846846,97 Btu/hr 33286357,9

Air Pendingin, W = 1 𝑥 (203−77) = 264177,4436 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Jenis Fluida

Air Pendingin

MA dan Udara

Laju alir (lb/jam)

264177,4436

568997,5709

T masuk (oF)

77

464

T keluar (oF)

203

230

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

464

Temperatur tinggi

203

261

∆t1

230

Temperatur rendah

77

135

∆t2

234

Selisih

126

126

∆t2-∆t1

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 202,443°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 1,857 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,326 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,98 maka ∆t = LMTD x FT = 198,334°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 464  230 Tc  1   347 o F 2 2 tc 

t 1  t 2 203  77   140 o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 390 Btu/hr ft2 A

Q 33286357,9 Btu/jam   421,528 ft 2 U D  t 390 Btu / jam. ft 2 . F  202,443  F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 1,5 in OD tube pada 1,875 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,3925 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 407,270 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,3925 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 100,65 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 102 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 27 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  102 16 ft  0,3925 ft

UD 

ft

 427,2576 ft 2

Q 35846847 Btu/hr   384,333 Btu hr. ft 2 .F A  T 427,2576 ft 2  176,035 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Cold Fluid : Shell side, Air

Hot Fluid : Tube side, MA & Udara

Pendingin Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan

Nilai

Keterangan

Nilai

ID (in)

27

Panjang (ft)

16

Baffle space, B

4

OD (in)

1,5

BWG

13

Pitch

1,875

Nt

102

Passes

4

(in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 27 in

at = 1,350 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,875 in

= (102 x 1,350)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,375 in

= 3,825 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (27 in x 0,375 x 4 in)/(144x1,875) = 0,527 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 284498,7855 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,527 𝑓𝑡 2

= 539493,993 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 568997,5709 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 3,825 𝑓𝑡 2

= 148757,535 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada tc = 140°F

7. Pada Tc = 347oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 1,162 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 0,058 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 1,48 in = 0,123 𝑓𝑡

D = 1,31 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,123 × 539493,993 1,162

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

1,31 × 148757,535 0,058

= 687371,823

= 279603,379

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 520

jH (Fig. 24) =600

k = 0,387 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,022 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 1 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,25 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1 𝑥 1,162 3 ( 0,387 )

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,25 𝑥 0,058 3 ( 0,022 )

=

= 1,437

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,387 = 520 𝑥 ( ) × 1,437 0,123 = 2345,081 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 339,18℉

=

= 0,872

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 600𝑥 (

0,022 ) × 0,872 0,109

= 105,423 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 105,423 ×

1,310 1,5

= 92,069 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 339,18 oF 𝜇𝑤 = 0,8228 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 339,18oF 𝜇𝑤 = 0,053 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝒉𝟎 koreksi

hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 1,162 0,14 =( ) 0,8228

0,058 0,14 =( ) 0,053

= 1,049

= 1,012

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 1,049 × 2345,081 = 2461,074

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 1,012 × 92,069

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 93,197

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  89,797 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 384,834 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 427,258 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,009 hr  ft F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

1. Untuk Res = 687371,823

1. Untuk Ret = 279603,379

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 29, Kern)

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 2,25 ft

(Table. 6, Kern)

s=1

(Table. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,016 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 7,987 psi

3. Gt = 148757,535 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,1psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,116 psi

𝑈𝐶

89,797

𝑈𝐷

384,834

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,009

𝛥𝑃𝑠 (psi)

7,987

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,116

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Cooler 2

Kode

Fungsi

Menurunkan Suhu Dibutil Flatat Sebelum Masuk Kolom Absorber

C-02

Air Pendingin T = 25 C P = 2 atm

Dibutil Ftalat T = 162,9 C P = 2 atm

Dibutil Ftalat T = 30 C P = 2 atm

Air Bekas T = 75 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida dingin yang digunakan adalah Air Pendingin



Fluida yang akan diturunkan temperaturnya adalah Dibutil Ftalat



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 1877769,358 Btu/jam

1. Heat Balance Dibutil Ftalat, Q = 17400,559 X 1,127 (325-86) = 1877769,358 Btu/hr 1877769,358

Air Pendingin, W = 1 𝑥 (167−77) = 20864,10397 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Jenis Fluida

Air Pendingin

Dibutil Ftalat

Laju alir (lb/jam)

20864,10397

17400,559

T masuk (oF)

77

325

T keluar (oF)

167

86

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

325

Temperatur tinggi

167

158

∆t1

86

Temperatur rendah

77

9

∆t2

239

Selisih

90

149

∆t2-∆t1

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 52,11°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 2,658 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,363 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,98 maka ∆t = LMTD x FT = 51,068°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 325  86 Tc  1   205 o F 2 2 tc 

t 1  t 2 167  77   122 o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 130 Btu/hr ft2 A

Q 1877769,35 8 Btu/jam   277,189 ft 2 U D  t 130 Btu / jam. ft 2 . F  52,11 F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 1 in OD tube pada 1,25 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,2618 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 277 ,189 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,2618 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 66,18 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 68 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 15,25 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  68 16 ft  0,2618 ft

UD 

ft

 284,838 ft 2

Q 1877769,35 8 Btu/hr   126,508 Btu hr. ft 2 .F A  T 284,838 ft 2  52,110 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Cold Fluid : Shell side, Air

Hot Fluid : Tube side, Dibutil Ftalat

Pendingin Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan ID (in)

Nilai

Keterangan

Nilai

15,25

Panjang (ft)

16

4

OD (in)

1

BWG

13

Pitch

1,25

Nt

68

Passes

4

Baffle space, B (in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 15,25 in

at = 0,515 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,25 in

= (68x 0,515)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,25 in

= 0,973 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (15,25 in x 0,25 x 4in)/(144x1,25) = 0,132 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 20864,10397 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,132 𝑓𝑡 2

= 157609,494 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 17400,559 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,973 𝑓𝑡 2

= 17887,496 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada tc = 122°F

7. Pada Tc = 205oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 1,452 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 1,055 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 0,99 in = 0,083 𝑓𝑡

D = 0,810 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,083 × 157609,494 1,452

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

0,810 × 17887,496 1,055

= 107461,018

= 19189,542

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 210

jH (Fig. 24) = 290

k = 0,387 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,073 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 1 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,451 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1 𝑥 1,452 3 ( 0,387 )

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,451 𝑥 1,055 3 ( 0,073 )

=

= 1,547

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,387 = 210 × ( ) × 1,547 0,083 = 1523,985 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 196,516℉

=

= 0,732

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 290 × (

0,073 ) × 0,732 0,810

= 229,614 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 229,614 ×

0,810 1

= 185,988 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 196,516℉ 𝜇𝑤 = 0,1,0406 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 196,516℉ 𝜇𝑤 = 0,061 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

hi0 koreksi

𝒉𝟎 koreksi

0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 1,452 0,14 =( ) 1,0406

1,055 0,14 =( ) 0,842

= 1,048

= 1,032

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 1,048 × 1523,985 = 1596,748

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 1,032 × 185,988

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 156,6317

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  167,405 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 168,721 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 213,574vft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,000 hr  ft F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

1. Untuk Res = 107461,018

1. Untuk Ret = 107461,018

f = 0,001 ft2/in2

(Fig. 29, Kern)

f = 0,0015 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 1,270 ft

(Table. 6, Kern)

s = 0,785

(Table. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,016 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 0,531 psi

3. Gt = 157609,494 V2/2g’ = 0,003

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,1psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,004 psi

𝑈𝐶

167,405

𝑈𝐷

168,721

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,000

𝛥𝑃𝑠 (psi)

0,531

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,004

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Cooler 3

Kode

Fungsi

Menurunkan Suhu Maleic Anhydride Sebelum Masuk Tangki

C-03

Air Pendingin T = 25 C P = 2 atm

Maleic (MA) T = 171 C P = 2 atm

Maleic (MA) T = 80 C P = 2 atm

Air Bekas T = 75 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida dingin yang digunakan adalah Air Pendingin



Fluida yang akan diturunkan temperaturnya adalah Maleic Anhydride (MA)



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 469552,7335 Btu/jam

1. Heat Balance Dibutil Ftalat, Q = 6960.215 X 0,411 (339,8-176) = 469552,7335 Btu/hr 469552,7335

Air Pendingin, W = 1 𝑥 (167−77) = 5217,252 lb/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Air Pendingin

Maleic Anhydride

5217,252

6960,215

T masuk (oF)

77

339,8

T keluar (oF)

167

176

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

339,8

Temperatur tinggi

167

167

∆t1

8176

Temperatur rendah

77

99

∆t2

163,8

Selisih

90

73,8

∆t2-∆t1

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 132,641°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 1,82 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,342 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,98 maka ∆t = LMTD x FT = 129,988°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 339,8  176 Tc  1   257,9 o F 2 2 tc 

t 1  t 2 167  77   122 o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 60 Btu/hr ft2 A

Q 469552,7 Btu/jam   59,001 ft 2 U D  t 60 Btu / jam. ft 2 . F  132,641 F

Untuk luas perpindahan panas (A) <= 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger atau Double Pipe (Kern, 1965). Dipilih 0,75 in OD tube pada 1 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,1963 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 59,001 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,1963 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 18,79 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 20 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 8 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  20 16 ft  0,1963 ft

UD 

ft

 62,816 ft 2

Q 469552,7 Btu/hr   56,335 Btu hr. ft 2 .F A  T 62,816 ft 2  132,641 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Cold Fluid : Shell side, Air

Hot Fluid : Tube side, Maleic

Pendingin

Anhydride

Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan

Nilai

Keterangan

Nilai

ID (in)

8

Panjang (ft)

16

Baffle space, B

4

OD (in)

0,75

BWG

13

Pitch

1

Nt

20

Passes

4

(in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 8 in

at = 0,247 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1 in

= (20x 0,247)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,25 in

= 0,137 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = 8 in x 0,25 x 4in)/(144x1) = 0,056 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 5217,252 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,056 𝑓𝑡 2

= 93910,547 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 6960,2148 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,137 𝑓𝑡 2

= 50722,213 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada tc = 122°F

7. Pada Tc = 257,9oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 1,452 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 4,942 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 0,95 in = 0,079 𝑓𝑡

D = 0,560 in = 0,049 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,079 × 93910,547 1,452

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

0,049 × 50722,213 4,942

= 61442,851

= 499,527

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 170

jH (Fig. 24) = 12

k = 0,387 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,074 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 1 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,411 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

1 𝑥 1,452 3 ( 0,387 )

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,411 𝑥 4,942 3 ( 0,074 )

=

= 1,547

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,387 = 170 × ( ) × 1,547 0,079 = 1285,647 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 253,562℉

=

= 2,983

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 12 × (

0,074 ) × 2,983 0,049

= 54,435 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 54,435 ×

0,584 0,75

= 42,387 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 253,562℉ 𝜇𝑤 = 1,089 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 253,562℉ 𝜇𝑤 = 5,041 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝒉𝟎 koreksi

hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 1,452 0,14 =( ) 1,089

4,942 0,14 =( ) 5,041

= 1,041

= 0,997

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 1,041 × 1285,647 = 1338,484

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 0,997 × 42,387

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 42,269

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  40,975 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 56,356 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 62,816 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 





2 Uc  U D  0,007 hr  f 0t F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

1. Untuk Res = 61442,851

1. Untuk Ret = 499,527

f = 0,001 ft2/in2

(Fig. 29, Kern)

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 1,270 ft

(Table. 6, Kern)

s = 0,465

(Apd. Yaw’s)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,016 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 0,023psi

3. Gt = 50722,213 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,1psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,004 psi

𝑈𝐶

40,975

𝑈𝐷

56,356

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,007

𝛥𝑃𝑠 (psi)

0,023

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,004

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Heat Exchanger 1A & 1B

Kode

Fungsi

Menukar Panas Umpan Reaktor dengan Produk Keluaran Reaktor

HE-01A & 01B

Udara + Butana T = 175 C P = 2 atm

Udara + MA T = 390 C P = 2 atm

Udara + MA T = 240 C P = 2 atm

Udara + Butana T = 327 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida Panas yang digunakan adalah Udara + MA



Fluida yang akan dinaikkan temperaturnya adalah Udara + Butana



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 41479922,92 Btu/jam

1. Heat Balance Udara Panas + MA, Q = 568997,5709 X 0,27 (734-464) = 41479922,92 Btu/hr Udara Dingin, Q = 568998,1222 X 0,2665 (620,6-347) = 41479922,92 Btu/hr

Keterangan

Fluida Panas

Fluida Dingin

Udara Panas + MA

Udara + Butana

568997,5709

568998,1222

T masuk (oF)

734

347

T keluar (oF)

464

620,6

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

734

Temperatur tinggi

620,6

113,4

∆t1

464

Temperatur rendah

347

117

∆t2

270

Selisih

273,6

-3,6

∆t2-∆t1

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 115,320°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 0,987 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,707 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,7 maka ∆t = LMTD x FT = 80,274°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 620,6  347 tc  1   483,8 o F 2 2 Tc 

t 1  t 2 734  464   599 o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 370 Btu/hr ft2 A

Q 41479922,9 2 Btu/jam   972,145 ft 2 U D  t 370 Btu / jam. ft 2 . F  115,320  F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 1 in OD tube pada 1,5 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,3925 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 972,145 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,3925 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 154,80 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 160 dengan passes pada tube = 6 dan ID = 33 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a' '  160 16 ft  0,3925 ft

UD 

ft

 1004,8 ft 2

Q 41479922,9 2 Btu/hr   365,281 Btu hr. ft 2 .F A  T 1004,8 ft 2  113,014 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Hot Fluid : Shell side, Udara Panas + Cold Fluid : Tube side, Udara + MA

Butana Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu:

(1965) yaitu:

Keterangan

Nilai

Keterangan

Nilai

ID (in)

33

Panjang (ft)

16

Baffle space, B

4

OD (in)

1,5

BWG

13

Pitch

1,875

Nt

160

Passes

6

(in) Passes

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 33 in

at = 1,35 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1,875 in

= (160 x 1,35)/(144 x 6)

C’ = Pt – OD = 0,375 in

= 9 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (33 in x 0,375 x 4 in)/(144x1,875) = 0,645 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 568997,5709 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,645 𝑓𝑡 2

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 568998,1222 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 9 𝑓𝑡 2

= 882808,352 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

= 63222,014 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada Tc = 599°F

7. Pada tc = 483,8oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 0,070 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 0,065 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 1,48 in = 0,123 𝑓𝑡

D = 1,31 in = 0,109 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,123 × 882808,352 0,070

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

0,109 × 63222,014 0,065

= 18617218,034

= 105628,045

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 1000

jH (Fig. 24) = 400

k = 0,027 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,023 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 0,270 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,267 Btu/(lbm)(°F)

1

1

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,270 𝑥 0,070 3 ( 0,027 )

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,267 𝑥 0,065 3 ( 0,267 )

=

= 0,895

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,027 = 1000 × ( ) × 0,895 0,123 = 192,351 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

= 569,452℉

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

=

= 0,918

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 400 × (

0,023 ) × 0,906 0,109

= 75,982 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 75,982 ×

1,31 1,5

= 66,358 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

9. Saat tw = 569,452

9. Saat tw = 569,452

𝜇𝑤 = 0,068 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟) 𝒉𝟎 koreksi

𝜇𝑤 = 0,068 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟) hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 0,070 0,14 =( ) 0,068

0,065 0,14 =( ) 0,068

= 1,005

= 0,995

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 1,005 × 192,351 = 193,298

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 0,995 × 66,358

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 66,021

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  49,212 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 365,281 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 1004,800 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,018 hr  ft F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

1. Untuk Res = 18617218,034

1. Untuk Ret = 105628,045

f = 0,0008 ft2/in2 (Fig. 29, Kern)

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 2,75 ft

s=1

(Table. 6, Kern)

(Table. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,001 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 4,267 psi

3. Gt = 63222,014 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,001 psi

𝑈𝐶

49,212

𝑈𝐷

365,281

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,018

𝛥𝑃𝑠 (psi)

4,267

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,001

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Heat Exchanger 2

Kode

Fungsi

Menukar Panas Umpan Distilasi dan Produk Keluaran Reboiler

HE-02

DB Ftalat T = 355 C P = 2 atm

DB Ftalat + MA T = 95 C P = 2 atm

DB Ftalat + MA T = 227,25 C P = 2 atm

DB Ftalat T = 162,9 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida d yang digunakan adalah Dibutil Ftalat



Fluida yang akan dinaikkan temperaturnya adalah Dibutil Ftalat + MA



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 2632752,346 Btu/jam

1. Heat Balance MA + Dibutil Ftalat, Q = 24360,4872 X 0,454 (441,05-203) = 2632752,346 Btu/hr Dibutil Ftalat, Q = 17400,55905 X 0,484 (637,89- 325,22) = 2632752,346 Btu/hr

Keterangan

Fluida Dingin

Fluida Panas

Dibutil Ftalat + MA

Dibutil Ftalat

24360,4872

17400,559

T masuk (oF)

203

637,89

T keluar (oF)

441,05

364,1

Jenis Fluida Laju alir (lb/jam)

2. LMTD (Log Mean Temperature Difference) Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

637,89

Temperatur tinggi

441,05

196,848

∆t1

325,2

Temperatur rendah

203

122,22

∆t2

312,678

Selisih

74,628

∆t2-∆t1

238,05

Temperatur Rata-rata LMTD 

t2  t1 ln t2 / t1

= 156,757°F R = (T2-T1)/(t2-t1) = 1,313 S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,547 Berdasarkan figure 19 didapatkan nilai FT sebesar FT = 0,9 maka ∆t = LMTD x FT = 141,081°F 3. Temperatur kalorik, T  T2 441,05  203 tc  1   345,2 o F 2 2 Tc 

t 1  t 2 637,89  325,2   364,1o F 2 2

4. Luas Perpindahan Panas (A) a. Asumsi harga UD = 48 Btu/hr ft2 A

Q 2632752,35 Btu/jam   349,898 ft 2 U D  t 48 Btu / jam. ft 2 . F  156,757 F

Untuk luas perpindahan panas (A) > 200 ft2, maka digunakan jenis alat penukar panas jenis shell and tube heat exchanger (Kern, 1965). Dipilih 0,75 in OD tube pada 1 in square pitch, BWG 13 in: a’’

= 0,1963 ft2/ft

panjang tube (L)

= 16 ft

Nt 

A 349,898 ft 2  L  a' ' 16 ft  0,1963 ft 2

(Tabel 10, Kern)

 111,40 ft

Pada Tabel 9 Kern, 1965 digunakan Nt = 116 dengan passes pada tube = 4 dan ID = 15,25 in b. Koreksi koefisien UD : 2 A  Nt  L  a ' '  116 16 ft  0,1963 ft

UD 

ft

 364,332 ft 2

Q 2632752,35 Btu/hr   46,098 Btu hr. ft 2 .F A  T 364,332 ft 2  156,757 °F

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Cold Fluid : Shell side, Dibutil Ftalat

Hot Fluid : Tube side, Dibutil Ftalat Data desain yang digunakan

+ MA

Data desain yang digunakan untuk tube side berdasarkan Kern untuk shell berdasarkan Kern (1965) (1965) yaitu: yaitu: Keterangan ID (in)

Nilai 15,25

Baffle space, B

4

(in) Passes

Keterangan

Nilai

Panjang (ft)

16

OD (in)

0,75

BWG

13

Pitch

1

Nt

116

Passes

4

2

5. Flow area (as)

5. Flow area (at)

Ds = 15,25 in

at = 0,247 (Tabel 10, Kern)

B = 4 in

at = (N x at)/(144 x n)

Pt = 1 in

= (116 x 0,247)/(144 x 4)

C’ = Pt – OD = 0,25 in

= 0,796 𝑓𝑡 2

as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (15,25 in x 0,25 x 4 in)/(144x1) = 0,106 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 17400,55905 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,106 𝑓𝑡 2

= 164306,918 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 24360,4872 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,796 𝑓𝑡 2

= 30607,900 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

7. Pada Tc = 364,1°F

7. Pada tc = 345,2oF

Bilangan Reynold, Re

Bilangan Reynold, Re

𝜇 = 1,733 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝜇 = 2,323 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

De = 0,95in = 0,079 𝑓𝑡

D = 0,560 in = 0,047 𝑓𝑡

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 × 𝐺 𝜇

𝑅𝑒 =

0,079 × 164306,918 1,733

=

𝐷 × 𝐺 𝜇

0,047 × 63222,014 2,323

= 90084,706

= 6148,28

Menghitung jH

Menghitung jH

jH (Fig. 28) = 180

jH (Fig. 24) = 10

k = 0,065Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

k = 0,071 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft)

c = 0,484 Btu/(lbm)(°F)

c = 0,454Btu/(lbm)(°F)

𝑐𝑥𝜇

(

𝑘

1 3

) =(

0,484 𝑥 1,733 0,065

1 3

) = 2,326

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) × ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 0,065 = 180 × ( ) × 2,326 0,079 = 343,467 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung wall temperature 𝑡𝑤 = 𝑡𝐴𝑣 +

ℎ0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

(𝑇𝐴𝑣 − 𝑡𝐴𝑣 )

= 346,609℉

1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,454 𝑥 2,323 3 ( 0,071 )

=

= 2,436

8. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 × ( ) × ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 = 10 × (

0,071 ) × 2,436 0,560

= 37,066 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = × 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷 = 37,066 ×

0,56 0,75

= 27,676 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) 9. Saat tw = 346,609℉ 𝜇𝑤 = 2,614 𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

9. Saat tw = 346,609℉ 𝜇𝑤 = 2,275𝑙𝑏𝑚/(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝒉𝟎 koreksi

hi0 koreksi 0,14

0,14

𝜇 (𝑡𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑝 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤)

𝜇 (𝑇𝑐) 𝑝𝑠𝑖𝑜 (𝜑𝑎 ) = ( ) 𝜇 (𝑡𝑤) 1,733 0,14 =( ) 2,604

2,323 0,14 =( ) 2,275

= 0,944

= 1,003

ℎ0 = 𝜑𝑎 ×

ℎ0 𝜑𝑎

ℎ𝑖0 = 𝜑𝑝 ×

= 0,944 × 343,686 = 324,467

ℎ𝑖𝑜 𝜑𝑝

= 1,003 × 27,676

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

= 27,757

𝐵𝑡𝑢 (ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 10. Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

hio .ho  25,570 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

11. Design Overall Coefficient, UD: UD = 46,098 Btu/hr ft2 12. External Surface, A = 364,333 ft2 13. Dirt Factor Coefficient, Rd: Rd 

 

2 Uc  U D  0,017 hr  ft F  Btu Uc U D

Pressure Drop (∆P) Shell 1. Untuk Res = 90084,706

Tube 1. Untuk Ret = 614,828

f = 0,001 ft2/in2 (Fig. 29, Kern)

f = 0,0008 ft2/in2

(Fig. 26, Kern)

De = 1,270 ft

s=1

(Table. 6, Kern)

(Table. 6, Kern)

s=1 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 48

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 0,0016 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 1,543 psi

3. Gt = 30607,900 V2/2g’ = 0

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,0016 psi

𝑈𝐶

25,570

𝑈𝐷

46,098

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,020

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,017

𝛥𝑃𝑠 (psi)

1,543

𝛥𝑃𝑡 (psi)

0,0016

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Kondensor 1

Kode

Fungsi

Merubah Fasa dan Mendinginkan Produk Top Distilasi 1

CD-01

Air Pendingin T = 25 C P = 2 atm

MA T = 205,8 C P = 2 atm

MA T = 171 C P = 2 atm

Air Bekas T = 75 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida dingin yang digunakan adalah Air Pendingin



Fluida yang akan diturunkan temperaturnya adalah Maleic Anhydride



Untuk fluida panas termasuk dalam Gas Organic dengan rentang UD = 2 - 50 Btu/hr ft2 °F, Fluida Panas : Gas/Vapor, Fluida Dingin : Air Pendingin.



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 179598,907 Btu/jam

1.

Heat Balance Kondensasi (402,82oF – 383oF) Entalpi vapor pada suhu 402,82oF = 360 Btu/lb Entalpi Liquid pada suhu 212,82 oF = 310 Btu/lb Massa Vapor = 3156,6 kg/hr = 6960,303 lb/hr Qc = 6960,3 x (360-310) = 348015,2 Btu/hr

Pendinginan (383oF – 339,8oF) c = 0,436 Btu/lb oF Qs = 6960,303 x 0,436 (383oF – 339,8oF) = 131098,699 Btu/hr Air Pendingin (77 oF – 158 oF) Jumlah Air Pendingin = (Qc + Qs)/c  t = (348015,15 + 131098,699)/ 1(158-77) = 5914,986 lb/hr 2.

LMTD (Log Mean Temperature Difference) untuk Kondensasi

Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

402,476

Temperatur tinggi

158

244,476

∆t1

383

Temperatur rendah

77

306

∆t2

19,476

Selisih

81

-61,524

∆t2-∆t1

LMTD

274,396

LMTD (Log Mean Temperature Difference) untuk Pendinginan Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

383

Temperatur tinggi

158

225

∆t1

339,8

Temperatur rendah

77

262,8

∆t2

43,2

Selisih

81

-37,8

∆t2-∆t1

LMTD

243,685

Kondensasi :  tc = 274,396 oF qc/  tc

= 348015,2/ 274,396 = 1268,294 Btu/hr oF

Pendinginan :  ts = 243,685 oF qs/  ts

= 131098,7 / 243,685 = 537,985 Btu/hr oF

q/  t

= 1268,294 + 537,985 = 1806,28 Btu/hr oF

 t = (Qc+Qs) / (Q/  t)

= 479113,8491 / 1806,28 = 43,636 oF

3.

Temperatur kalorik, T  T2 402,476  339,8 Tc  1   371,138 o F 2 2 tc 

t 1  t 2 158  77   117 ,5 o F 2 2

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Hot Fluid : Shell side, Maleic

Cold Fluid : Tube side, Air

Anhydride

Pendingin

Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan

untuk shell berdasarkan Kern (1965) untuk tube side berdasarkan Kern yaitu: Keterangan

(1965) yaitu: Nilai

Keterangan

Nilai

ID (in)

10

Panjang (ft)

16

Baffle space, B

4

OD (in)

0,75

BWG

16

Pitch

1

Nt

36

Passes

6

(in) Passes

2

4. Kondensasi (402,82oF – 383oF)

4. Flow area (at)

Do = OD/12 = 0,75/12 = 0,0625

at = 0,302 (Tabel 10, Kern)

G’ = W / π Nt Do

at = (N x at)/(144 x n)

= 6960,303 / π x 36 x 0,0625 = 985,181 lb/hr (lin ft)

= (36 x 0,302)/(144 x 6) = 0,013 𝑓𝑡 2 Kecepatan massa, 𝐺

Asumsi h = ho = 299 Tv = (T1+T2)/2 ..= (402,82+383)/2 = 392,738oF

𝐺𝑡 =

𝑊 5914,986 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,013 𝑓𝑡 2

= 470065,096 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

ℎ𝑜

tw = tc + ℎ𝑜+ℎ𝑖𝑜 (Tv-tc)

V = G/3600ρ = 470065,096/3600 x 62,5

299

= 117,5 + 299+372 (392,738 − 117,5)

= 2,089 fps

= 238,899oF

Dari figure 25 didapatkan nilai hi

tf = (Tv+tw)/2

hi = 450 Btu/lb ft2 oF

= (392,738+238,899)/2 = 315,818oF

hio = hi x (ID/OD)

ho = 4000/(L1/4 ∆𝑡f 1/3)

= 450 x (0,62/0,75)

= 4000/(161/4 x 315,8181/3 )

= 372 Btu/lb ft2 oF

= 299,375 Btu/lb ft2 oF 5. Pendinginan (383oF – 339,8oF) Flow area (as) Ds = 10 in B = 4 in Pt = 1 in C’ = Pt – OD = 0,25 in as = (ID x C’ x B)/(144 x Pt) = (8 in x 0,25 x 4 in)/(144x1) = 0,069 𝑓𝑡 2 6. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑠 =

𝑊 6960,303 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑠 0,069 𝑓𝑡 2

= 100228,363 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 ) 7. Pada Tc = 371,138°F Bilangan Reynold, Re

7. Pada tc = 117,5oF

𝜇 = 0,999 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

Bilangan Reynold, Re

De = 0,95 in = 0,0791 𝑓𝑡

𝜇 = 1,573 𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

𝑅𝑒 = =

𝐷𝑒 𝑥 𝐺 𝜇

0,0791 × 100228,363 0,999

= 7939,032

D = 0,052 𝑓𝑡 𝑅𝑒 = =

𝐷𝑥𝐺 𝜇

0,052 × 470065,096 1,573

= 15439,731

hio = 372 Btu/lb ft2 oF

Menghitung jH jH (Fig. 28) = 35 k = 0,156 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft) c = 0,436 Btu/(lbm)(°F) 1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

0,436 𝑥 0,999 3 ( 0,156 )

=

= 1,4967

8. Menghitung h0 1 ℎ𝑜 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑎 𝐷𝑒 𝑘 = 35 𝑥 (

0,156 ) 𝑥 1,404 0,0791

= 96,799 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 9.

Clean Overall Coefficient untuk Kondensasi, Uc:

hio .ho  165,880 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

Uc 

10. Clean Surface required untuk Kondensasi, Ac: 𝐴𝑐 =

𝑞𝑐

= 𝑈𝑐 (∆𝑡𝑐)

348015,15 165,880 × 274,396

= 7,646 ft2

11. Clean Overall Coefficient untuk Kondensasi, Us:

Us 

hio .ho  76,812 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

12. Clean Surface required untuk Kondensasi, As: 𝐴𝑠 =

𝑞𝑠

=

𝑈𝑐 (∆𝑡𝑠)

131098,7 165,880 × 243,685

= 7,004 ft2

13. Clean Overall Coefficient Total, UC: 𝑈𝐶 =

Σ𝑈𝐴 Σ𝐴

=

(165,880 × 7,646)+(76,812 ×7,004) 7,646 + 7,004

= 123,297 Btu/hr ft2 oF

14. Design Overall Coefficient Total, UD: a” = 0,1963 ft2/lin ft Total Surface = 36 × 16 × 0,1963 = 113,069 ft2 𝑄

UD = 𝐴 ∆𝑡 =

479113,8491 113,069 ×265,249

= 15,975 Btu/hr ft2 oF

15. Dirt factor, Rd: 𝑅𝑑 =

𝑈𝐶 − 𝑈𝐷 = 0,0054 𝑈𝐶 𝑈𝐷 Pressure Drop (∆P) Shell

1. L = L Ac / AC = 0,8082

Tube 1. Untuk Ret = 15439,731

f = 0,0003 ft2/in2

f = 0,0002 ft2/in2

De = 0,8333 ft

s=1

(Fig. 26, Kern)

s = 0,0064 2. Number of cross, N  1  12 L / B = 25,0516

2.

Pt 

fGt2 Ln 5.22 x 1010 D s t

= 1,597 psi 3.

Ps 

fG Ds ( N  1) 5.22 x 1010 De s  s 2 s

= 9,073 psi

3. Gt = 470065,096 V2/2g’ = 0,02

(Fig.27, Kern)

∆Pr = (4n/s) x (V2/2g’) = 0,48 psi 4. ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 2,053 psi

𝑈𝐶

123,297

𝑈𝐷

15,975

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,01

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,0054

𝛥𝑃𝑠 (psi)

9,073

𝛥𝑃𝑡 (psi)

2,053

LEMBAR PERHITUNGAN Nama Alat

Reboiler2

Kode

Fungsi

Menguapkan Butil Asetat dan Air dari Asam Asetat

RB-02

Steam T = 390 C P = 2 atm

DB Ftalat + MA T = 336 C P = 2 atm

DB Ftalat + MA T = 227 C P = 2 atm Condensate T = 390 C P = 2 atm

Data perancangan: 

Fluida Panas yang digunakan adalah Steam



Fluida yang akan Dipanaskan temperaturnya adalah Maleic Anhydride dan Dibutil Ftalat



Alat penukar panas yang digunakan adalah jenis shell and tube exchanger Beban panas (Q) = 4030,259 Btu/jam

1.

Heat Balance

Laju Alir Umpan Liquid = 11047,84 kg/hr = 24360,487 lb/hr Entalpi pada suhu 440,6 oF – 636,98 oF Entalpi Fasa Liquid pada suhu 440,6 oF = 360 Btu/lb Entalpi Fasa Liquid pada suhu 636,98 oF = 490 Btu/lb Entalpi Fasa Vapor pada suhu 636,98 oF = 575 Btu/lb Qv Total = 6958,98 lb/jam X (575-490) Btu/lb = 591513,3 Btu/jam Qs Total = 24360,48 lb/jam X (490-360) Btu/lb = 3166863,336 Btu/hr Q = Qv+Qs = 3758376,636 Btu/hr

Steam pada suhu 734oF C steam = 835,4 Btu/lb oF Jumlah steam yang dibutuhkan

= Q/C = 3758376,636 /835,4 = 4498,894 lb/hr

2.

LMTD (Log Mean Temperature Difference)

Fluida panas, °F

Fluida dingin, °F

Selisih

734

Temperatur tinggi

636,98

97,02

∆t1

734

Temperatur rendah

440,6

293,4

∆t2

0

Selisih

196,38

-196,38

∆t2-∆t1

177,658oF

LMTD 3. Temperatur kalorik, T  T2 734  734 Tc  1   734 o F 2 2 tc 

t 1  t 2 636,98  440,6   538,79 o F 2 2

Perhitungan Shell And Tube Heat Exchanger Cold Fluid : Shell side, Maleic Anhydride dan Dibutil Ftalat

Hot Fluid : Tube side, Steam Data desain yang digunakan

Data desain yang digunakan untuk tube side berdasarkan Kern untuk shell berdasarkan Kern (1965) (1965) yaitu: yaitu: Keterangan

Nilai

ID (in)

12

Baffle space, B

4

(in) Passes

1

Keterangan

Nilai

Panjang (ft)

16

OD (in)

0,75

BWG

13

Pitch

1

Nt

52

Passes

2

Asumsi ho = 200

4. Flow area (at)

Menghitung wall temperature

at = 0,247 (Tabel 10, Kern)

𝑡𝑤 = 𝑡𝑐 +

ℎ𝑖0 𝜑𝑎 ℎ𝑖0 ℎ0 𝜑𝑝 + 𝜑𝑎

at = (N x at)/(144 x n) (𝑇𝑐 − 𝑡𝑐 )

= 587,532℉ ∆t = tw – tc ∆t = 587,532– 538,79 = 48,74oF

= (52 x 0,247)/(144 x 2) = 0,178 𝑓𝑡 2 5. Kecepatan massa, 𝐺 𝐺𝑡 =

𝑊 4498,894 𝑙𝑏/ℎ𝑟 = 𝑎𝑡 0,178 𝑓𝑡 2

= 25219,590 𝑙𝑏/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )

Dari figure 15.11 didapatkan : hv = 300

6. Pada Tc = 734 oF

hs = 57

Bilangan Reynold, Re

Qv/hv = 591513,3 /300 = 1971,711

𝜇 = 0,767𝑙𝑏𝑚 /(𝑓𝑡)(ℎ𝑟)

Qs/hs = 3166863,336 /57

D = 0,0466 𝑓𝑡

= 55559,00589

𝑅𝑒 =

(Qv/hv)+(Qs/hs) = 57530,716

𝐷𝑥𝐺 𝜇

0,0466 × 25219,590 0,767

ho = Q/(Qv/hv)+(Qs/hs)

=

= 3758376,636 / 57530,716

= 1534,158

= 65,328

Menghitung jH jH (Fig. 24) = 5 k = 0,0315 Btu/(hr)(ft2)(°F/ft) c = 835,4 Btu/(lbm)(°F) 1

1

𝑐𝑥𝜇 3 ( 𝑘 )

835,4 𝑥 0,767 3 ( 0,0315 )

=

= 26,411

7. Menghitung hi 1

ℎ𝑖 𝑘 𝑐𝜇 3 = 𝑗𝐻 𝑥 ( ) 𝑥 ( ) 𝜑𝑝 𝐷 𝑘 0,0315 = 5𝑥 ( ) 𝑥 26,411 0,0466 = 89,138 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉) Menghitung hio ℎ𝑖𝑜 ℎ𝑖 𝐼𝐷 = 𝑥 𝜑𝑝 𝜑𝑝 𝑂𝐷

= 89,138 𝑥

0,56 0,75

= 66,556 𝐵𝑡𝑢/(ℎ𝑟)(𝑓𝑡 2 )(℉)

Berdasarkan nilai ho dan hio yang diperoleh dari hasil perhitungan pada shell side dan tube side, maka: 8.

Clean Overall Coefficient, Uc: Uc 

9.

hio .ho  32,968 Btu/hr ft 2 F (Pers 6.38 Kern, 1965) hio  ho

Design Overall Coefficient, UD: Surface per lin ft = 0,1963 A = 16x 0,1963 x 52 = 163,3216 ft2 UD = Q/A∆t = 129,529 Btu/hr ft2

10. Dirt Factor Coefficient, Rd:

Rd 

 

2 Uc  U D  0,022 hr  ft F  Btu Uc x U D

Pressure Drop (∆P) Shell

Tube

Negligible (∆𝑃 sangat kecil)

Negligible (∆𝑃 sangat kecil)

𝑈𝐶

32,968

𝑈𝐷

129,529

𝑅𝑑 𝑅𝑒𝑞𝑢𝑖𝑟𝑒𝑑

0,02

𝑅𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑡𝑒𝑑

0,022

𝛥𝑃𝑠 (psi)

Neg

𝛥𝑃𝑡 (psi)

Neg