Lampiran 3 - Spesifikasi Peralatan (yc).docx

LAMPIRAN 3 SPESIFIKASI PERALATAN

L.3.1. AKUMULATOR-01 (ACC-01) A. Gambaran Umum Fungsi

: Menampung kondensat dan destilat dari PC-02.

Tipe

: Silinder horizontal dengan ellipsoidal head

Bahan

: Carbon Steel

Gambar

:

Distilat Kondensat

Input

B. Kondisi Operasi Temperatur (T)

= -13,4524 oC

Tekanan (P)

= 27,000 atm

Laju alir massa

= 78.745,9100 kg/jam

Densitas (camp ) = 392,1694 kg/m3 Faktor keamanan = 10% Waktu tinggal

= 10 menit

C. Perhitungan Desain a)

Volume akumulator, Vacc Vacc

=

W ρ

78.745,9100 kg/jam = 392,1694 kg/m3

= 200,7957 m3/jam Faktor keamanan

= 10% 201

202

= (1 + 10%)  V

Vacc

= 1,1  200,7957 m3/jam = 220,8752 m3/jam = 220,8752 m3/jam x 10 menit x 1 jam/60 menit

Volume

= 36,8125 m3 b) Diameter akumulator, D Diiginkan L = 5/2 x D Vsilinder

= = =

π  D 2  Lsilinder 4 π

. D2 .

4 5π 8

5 2

D

. D3

π  D 3 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991) 24

Vhead

=

Volume

= Vsilinder + 2 Vhead = =

Diameter, D

=

=

5π 8

17π 24 3

. D3 + (2 .

. D3

π 24

= 2,2241 D3

V

√2,2241 √

36,8125 m3 2,2241

= 2,6005 m Jari-jari, r c) Panjang silinder L = 5/2 D = 5/2 . 2,6005 = 6,5012 m d) Panjang ellipsoidal, h

=

. D3 )

1 D = 1,3002 m 2

203

h

= ¼xD = ¼ x 2,6005 m = 0,6501 m

e)

Panjang akumulator total, Lt Lt = L + 2h = 6,5012 m + (2 x 0,6501 m) = 7,8014 m

f)

Tebal dinding, t Karena tebal silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder Ketebalan dinding bagian silinder, dsilinder

  P. R   C t   S . E  0 , 6 P  

(Peters, M. S. dan Timmerhaus, 1991)

Keterangan: P = Tekanan desain

= 26,6469 atm

R = Jari-jari

= 1,3002 m

= 1.300,238 mm

S = Working Stress Allowable untuk carbon steel = 932,230 atm E = Welding Joint Efficiency

= 0,85

Berdasarkan buku Economics Plant Design (Peters and Timmerhaus), laju korosi untuk yang diizinkan adalah sebesar 0,2540 mm/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,254 mm/tahun = 2,7940 mm =

26,6469 atm ×1300,238 mm + 2,794 mm (932,230 ×0,85)- 0,6 ×26,6469 atm

= 48,0228 mm = 0,0480 m g) Outside Diameter, OD OD

= Dt + 2 t = 2,6005 m + (2 x 0,0480 m) = 2,6965 m

11 tahun

204

IDENTIFIKASI Akumulator-01

Nama Alat

ACC-01

Kode Alat

1 Unit

Jumlah

Tempat menampung kondensat dan destilat yang Fungsi

berasal dari PC-02 DATA DESAIN

Tipe

Silinder horizontal dengan penutup ellipsoidal

Kapasitas

36,8125

m3

Waktu tinggal

10

menit

Diameter

2,6005

m

Panjang

7,8014

m

Tebal dinding

0,0480

m

Bahan konstruksi

Stainless steel 316

L.3.2. AKUMULATOR-02 (ACC-02) A. Gambaran Umum Fungsi

: Menampung kondensat dan destilat dari PC-03.

Tipe

: Silinder horizontal dengan ellipsoidal head

Bahan

: Stainless Steel 316

Gambar

: Distilat Input

B. Kondisi Operasi Temperatur (T)

= 39,56 oC

Tekanan (P)

= 0,9119 atm

Laju alir massa

= 176.394,5846 kg/jam

Kondensat

205

Densitas (camp ) = 755,8671 kg/m3 Faktor keamanan = 10% Waktu tinggal

= 5 menit

C. Perhitungan Desain a) Volume akumulator, Vacc Vacc

= =

W ρ 176.394,5846 kg/jam 755,8671 kg/m3

= 233,3672 m3/jam Faktor keamanan

= 10% = (1 + 10%)  V

Vacc

= 1,1  233,3672 m3/jam = 256,7039 m3/jam = 256,7039 m3/jam x 5 menit x 1 jam/60 menit

Volume

= 21,3920 m3 b) Diameter akumulator, D Diiginkan L = 5/2 x D Vsilinder

= = =

π  D 2  Lsilinder 4 π 4 5π 8

. D2 .

5 2

D

. D3

π  D 3 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991) 24

Vhead

=

Volume

= Vsilinder + 2 Vhead = =

5π 8

17π 24

. D3 + (2 .

. D3

π 24

. D3 )

= 2,2241 D3

206

Diameter, D

=

3

=

V

3

√2,2241 √

21,3920 m3 2,2241

= 2,1701 m Jari-jari, r

=

1 D = 1,0850 m 2

h) Panjang silinder L = 5/2 D = 5/2 . 2,1701 = 5,4251 m i)

Panjang ellipsoidal, h h

= ¼xD = ¼ x 2,1701 m = 0,5425 m

j)

Panjang akumulator total, Lt Lt = L + 2h = 5,4251 m + (2 x 0,5425 m) = 6,5102 m

k) Tebal dinding, t Karena tebal silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder Ketebalan dinding bagian silinder, dsilinder

  P. R   C t   S . E  0 , 6 P  

(Peters, M. S. dan Timmerhaus, 1991)

Keterangan: P = Tekanan desain

= 0,9119 atm

R = Jari-jari

= 1,0850 m

S = Working Stress Allowable untuk carbon steel = 932,230 atm

= 1.085,028 mm

207

E = Welding Joint Efficiency

= 0,85

Berdasarkan buku Economics Plant Design (Peters and Timmerhaus), laju korosi untuk yang diizinkan adalah sebesar 0,2540 mm/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,254 mm/tahun

11 tahun

= 2,7940 mm =

0,9119 atm ×1085,028 mm + 2,794 mm (932,230 ×0,85)- 0,6 × 0,9119 atm

= 4,0436 mm = 0,0040 m l)

Outside Diameter, OD OD

= Dt + 2 t = 2,1701 m + (2 x 0,0040 m) = 2,1781 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Akumulator-02

Kode Alat

ACC-02

Jumlah

1 Unit

Fungsi

Tempat menampung kondensat dan destilat yang berasal dari PC-03 DATA DESAIN

Tipe

Silinder horizontal dengan penutup ellipsoidal

Kapasitas

21,3920

m3

Waktu tinggal

10

menit

Diameter

2,1701

m

Panjang

6,5102

m

Tebal dinding

0,0040

m

Bahan konstruksi

Stainless steel 316

208

L.3.3. Chiller-01 (CH-01) Fungsi

: Mendinginkan aliran dari HE-01 sebelum masuk ke PC-01

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Aliran dari HE-01 W1

= 144.635,8846 kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 201,3928oC

= 394,5071°F

T2

= 50,0000oC

= 122,0000°F

Fluida Dingin : Refrigeran (Ammonia) W2

= 21.075,2849 kg/jam

= 46.462,9946 lb/jam

T1

= -33,0000oC

= -27,4000°F

T2

= -33,0000oC

= -27,4000°F

Perhitungan: A. Beban Panas CH-01 Q

= 31.224.384,1561 Kj/jam

= 29.595.439,2590 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

394,5071

Suhu tinggi

-27,4000

421,9071

122,0000

Suhu rendah

-27,4000

149,4000

Selisih

ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

= 262,4910oF

272,5071

…(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

209

C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 258,2535oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = -27,4000oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 300 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 375,8280 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 1,00 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,25 triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 119,6295 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 120

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 376,9920 ft2 Q

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

UD

= A X ∆T

UD

= 299,0737

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah :

210

ID

= 19,25 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 9,6250 inch Pass

=1

Pt

= 1,25 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Refrigeran (Ammonia) : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,6390 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

144 𝑥 𝑛

= 0,2663 ft2 Laju alir, Gt

= =

W at

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

46.462,9946 lb/jam 0,2663 𝑓𝑡 2

= 174.508,8999 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Retube tAvg

= -27,4000oF

μ

= 0,2592 cp

D

= 0,9020 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0752 ft Retube

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 2,0909 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 159,6452

Jh

= 175

Cp

= 1,0211 Btu/lb. oF

k

= 0,3550 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 1,8044

…(Figure 28 Kern, 1965)

211

 k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

       w

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 1006,0570 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 907,4634 Btu/jam.ft2.oF 2) Output Chiller-01 (CH-01)

: Shell Side

Tc

= 258,2535oF

Baffle Spacing (B)

= 9,6250

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,2573 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

318.867,1638 lb/jam 0,2573 ft2

= 1.239.112,7432 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Retube TAvg

= 258,2535oF

μ

= 0,0358 cp

D

= 0,7200 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0600 ft

Retube

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 8,5857 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 720

Cp

= 0,5028 Btu/lb. oF

k

= 0,0532 Btu/jam.ft.oF

212

Pr

=

Cp x μ K

= 0,8179  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 597,4274 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 360,2544 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,000568 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 2,0909 x 104

Faktor friksi

= 0,00020

s

= 0,2846

ΔPt

=

ΔPt

= 0,1309 psi

V2 / 2g

= 0,0040

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

...(Figure 27 Kern, 1965) ...(Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,1124 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,2433 psi

213

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 8,5857x 105

f

= 0,00008

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿

…(Figure 26 Kern, 1965) ... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

𝐵

= 14,9610 Ds

=

ID 12

= 1,6042 ft s

= 0,0980

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 9,0086 psi IDENTIFIKASI

Nama Alat

Chiller-01 (CH-01)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Mendinginkan aliran dari HE-01 sebelum masuk ke PC-01 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,000568

UC (BTU/jam ft2 oF)

360,2544

UD (BTU/jam ft2 oF)

299,0737

Ho (BTU/jam ft2 oF)

597,4274

Hio (BTU/jam ft2 oF)

907,4634

ΔPs (Psi)

9,0086 psi

ΔPT (Psi)

0,2433 psi

214

L.3.4. Chiller-02 (CH-02) Fungsi

: Mendinginkan aliran dari HE-03 sebelum masuk ke KD-01

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Aliran dari HE-03 W1

= 81.033,8411 kg/jam

= 178.648,8268 lb/jam

T1

= 10,0000oC

= 50,0000°F

T2

= -28,0000oC

= -18,4000°F

Fluida Dingin : Refrigeran (Ammonia) W2

= 2.413,2674 kg/jam

= 5.320,3375 lb/jam

T1

= -33,0000oC

= -27,4000°F

T2

= -33,0000oC

= -27,4000°F

Perhitungan: A. Beban Panas CH-02 Q

= 3.575.410,1182 Kj/jam

= 3.388.884,5478 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

50,0000

Suhu tinggi

-27,4000

77,4000

-18,4000

Suhu rendah

-27,4000

9,0000

Selisih

ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

= 31,7879oF

68,4000

…(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

215

C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 15,8000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = -27,4000oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 75 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 1.421,4569 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 1,00 inch

BWG

= 18

Pass

=1

Tube sheet

= 1,25 triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 452,4627 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 453

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 1.423,1448 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 74,9910

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah :

216

ID

= 31,00 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 15,500 inch Pass

=1

Pt

= 1,25 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Refrigeran (Ammonia) : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,6390 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

...(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 2,0102 ft2 Laju alir, Gt

= =

W at

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

5.320,3375 lb/jam 2,0102 𝑓𝑡 2

= 2.646,6872 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= -27,4000oF

μ

= 0,2597 cp

D

= 0,9020 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0752 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 3,1649 x 102 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 159,6452

Jh

= 45

Cp

= 1,0212 Btu/lb. oF

k

= 0,3552 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 1,8071

…(Figure 28 Kern, 1965)

217

 k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

       w

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 258,9727 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 233,5934 Btu/jam.ft2.oF 2)

Output HE-03

: Shell Side

Tc

= 15,8000oF

Baffle Spacing (B)

= 15,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,6674 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

178,648,8268 lb/jam 0,6674 ft2

= 267.694,3918 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 15,8000oF

μ

= 0,0096 cp

D

= 0,7200 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0600 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 6,9117 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 620

Cp

= 0,4117 Btu/lb. oF

k

= 0,0123 Btu/jam.ft.oF

218

Pr

=

Cp x μ K

= 0,7777  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 116,8953 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 77,9083 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,000514 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 3,1649 x 102

Faktor friksi

= 0,0020

...(Figure 26 Kern, 1965)

s

= 0,2872

ΔPt

=

ΔPt

= 0,0001 psi

V2 / 2g

= 0,0010

ΔPr

=

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

...(Figure 27 Kern, 1965) ...(Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,0139 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,0141 psi

2) Shell Side

219

Faktor Friksi NRe

= 6,9117 x 105

f

= 0,00010

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

𝐵

= 111,4839 Ds

=

ID 12

= 2,5833 ft s

= 0,1054

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 5,9387 psi IDENTIFIKASI

Nama Alat

Chiller-02 (CH-02)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Mendinginkan aliran dari HE-03 sebelum masuk ke KD-01 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,000514

UC (BTU/jam ft2 oF)

77,9083

UD (BTU/jam ft2 oF)

74,9110

Ho (BTU/jam ft2 oF)

116,8953

Hio (BTU/jam ft2 oF)

233,5934

ΔPs (Psi)

5,9387 psi

ΔPT (Psi)

0,0141 psi

220

L.3.5. EXPANDER-01 (EXP-01) Fungsi

: Untuk menurunkan tekanan etanol yang masuk ke KD-02

Tipe

: Turbin expander

Gambar : Output

Input

EXP-01 Kondisi Operasi : Temperatur masuk, T1 = 98,4337 oC = 371,5837 K Tekanan masuk, P1

= 2 atm

Tekanan keluar, P2

= 1 atm

Laju alir masuk, W

= 63.602,0435 kg/jam

Densitas gas, 

= 944,5690 kg/m3

Faktor keamanan, f

= 10 %

A. Menentukan Laju alir volumetric, V V

= =

W ρ

63.602,0435 Kg/Jam 944,5690 Kg/m3

= 67,3345 m3/jam Faktor keamanan 10 %, maka kapasitas Expander-01

B.

V

= (10% + 100%) x 67,3445 m3/jam

V

= 74,0679 m3/jam

Panas Input pada Expander-01, Q1 Komponen Etanol Air

n (mol)

Cp dt

168,2080

5.190,5549

837.097,0267

3.100,1887

6.628,1031

20.548.370,4807

Total Output expander memiliki suhu T2 sebesar 98,4337 output expander adalah :

Qinput (Kj/Jam)

21.421.467,5075 . Nilai panas pada

221

Komponen

n (mol)

Cp dt

QOutput (Kj/Jam)

168,2080

5.880,6229

989.172,5466

3.100,1887

6.468,9743

20.055.041,3876

Etanol Air

Total

21.044.213,9342

C. Beban Kompresi , (Qk) Qin

= Qk + Qout

Qk

= Qin – Q out = 377.253,5733 Kj/Jam

D. Power Expander-01, Pw 0,0643 k TQ1

Power =

520(k-1)ƞ

P1

k-1 k

[(P ) -1] 2

…(Pers.8.29 Mc.Cabe,1993,hal 210)

Keterangan : k

= 1,0013

T2

= 98,3457oC = 371,4958 K

Q

= 39,6316 ft3/min

P1

= 2 atm = 88%

P2

(Wallas, 1990, hal. 65)

= 1 atm 0,0643 × 1,0013 × 371,5 K × 39,6316 ft3 /min

Power

=

Power

= 0,3798 HP

520 × (1,0013-1) × 0,88

IDENTIFIKASI

1,0013-1

2 atm ( 1,0013 ) × (( -1) ) 1 atm

222

Nama Alat

Expander-01

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Menurunkan tekanan etanol yang masuk ke KD-02 DATA DESIGN

Tipe

Turbin Expander

Kapasitas (m3)

74,0679

Tekanan Masuk (atm)

2

Tekanan Keluar (atm)

1 DATA DESAIN

Temperatur Masuk (oC)

98,4337

Temperatur Keluar (oC)

98,3468

Power (HP)

0,3798

Bahan Konstruksi

Carbon steel

L.3.6. FURNACE-01 (F -01) Fungsi

: Untuk memanaskan feed berupa etanol

Tipe

: Horizontal Tube Cabin

Gambar

:

Seksi Radiant Feed

Fuel gas + 25% excess udara

Perhitungan desain berdasarkan literatur Evans, supply panas untuk Furnace berasal dari fuel gas pada 86o F dengan 25 % udara berlebih. Didesain :

223

●

Efisiensi Fire Heater, h

●

No air preheating

●

T in

= 30oC

●

T out

= 122,2861oC = 252,1149°F

●

NHV fuel gas

= 19.630 Btu/lb

●

Maximum radiant heat flux = 12.500 Btu/jam.ft2

= 75 %

= 86,0000°F

A. Beban Panas Furnace Q

= 143.232.460,9982 kJ/jam = 135.755.726,5341 Btu/jam

B. Net Heat Realease, qn qn

=

=

Q  135.755.726,5341 0,750

= 181.007.635,3788 Btu/jam

C. Jumlah Fuel yang dibutuhkan, F qn F = NHV = 9220,9697 lb/jam

D. Fuel gas pada 25 % udara berlebih dari gambar 1-6 Evans = qn x Flue Gases = 181.007.635,3788 Btu/jam x 1.010 lb/MBtu = 182,8177 lb/jam

E. Radiant Duty, qr Heater pada radiant section secara normal dapat menangani ± 70 % (hal. 8 Evans) qr

= 70 % qn

224

= 0,7 x 181.007.635,3788 Btu/jam = 126.705.344,7652 Btu/jam

F. Crossover Temperature = Tout - 0,7 (Tout – Tin) = 252,1149°F - 0,7 (252,1149°F – 86,000°F) = 135,8345°F

G. Temperatur rata-rata fluida, Tf

Tf



=

 Tcross over

 Tout 

2 (135,8345°F+252,1149°F ) 2

Temperatur rata-rata dinding, Tt Tt

= (193,9747 +86,0000)°F = 279,9747°F

H. Radiant Surface, ARt qr ARt = heat flux

=

126.705.344,7652 btu/jam 12.500 btu/jam

= 10.136,4276 ft2

I.

Design Radiant Section Pilih tube : OD

= 4,5 inch

= 0,3750 ft

a’’

= 1,1780 ft2/ft

L

= 12 ft

Total exposed radiant length, Art



A Rt a"

= 193,9747 F

225

Art

=

10.136,4276 ft2 1,1780 ft2/ft

= 8.604,7772 ft

J.

Spesifikasi Tube Pilih tube : OD

= 4,5 inch

a’’

= 1,178 ft2/ft

L

= 12 ft

= 0,375 ft

Center to center (m) = 5 inch= 0,417 ft ● Luas untuk 1 tube, A A

= L . ᴨ. OD = 12 ft x 3,14 x 0,375 ft = 14,1300 ft

● Jumlah Tube, Nt Nt

= ARt / A =

8.604,7772 ft 14,1300 ft

= 608,9722 ~ 609 ●

Equivalent cold plane surface, Acp Acp per tube = m x L = 0,4167 ft x 12 ft = 5,000 ft2

●

a untuk single row refractory backed, dari hal. 688 gambar 19.11 Kern Ratio (m / OD) =5 inch / 4,5 inch = 1,111

226

a

= 0,985

K. Lay Out dari Cross Section Furnace Desain Radiant Section Jumlah di seksi radian : * 427 tube pada bagian tinggi seksi radian * 61 tube pada bagian shield * 122 tube pada bagian atap ● Tinggi seksi radian, (427 tube) Tinggi burner (Tb) ke tube I didesain : 4 ft Maka tinggi seksi radian (h) : h = (Nt/2 - 1) . m + OD + Tb = (427/2 tube -1) x 0,417 ft + 0,375 ft + 4 ft = 23,7269 ft ● Lebar bagian shield, Ls (61 tube) Ls = (Nt/2 - 1) . m + OD = (61/2 tube -1) x 0,417 ft + 0,375 ft = 12,6667 ft ● Menentukan tinggi atap ke shield Lebar bagian atap : = (Nt/2 - 1) . m + OD = (61/2 tube – 1) x 0,417 ft + 0,375 ft = 25,3750 ft

Tinggi atap (hatap) : = 25,375 ft x cos 60o = 12,6875 ft ● Lebar seksi radian, Lr

227

Lebar seksi radian Y

= (2 x y) + lebar shield = 25,375 ft x sin 60o = 21,97475 ft

Lr

= ( 2 x 21,97475 ft) + 25,3750 ft = 69,3245 ft

● Tinggi total seksi radian, H H = h + hatap = (23,7269 + 12,6875) ft = 36,4144 ft Sehingga : Lebar seksi radian Lr

= 69,3245 ft = 21,13011 m

Lebar shield

= 12,6667 ft = 3,8608 m

Tinggi seksi radian L.

= 36,4144 ft = 11,0991 m

Cold Plate Area Shield Tube, Acp Acp

= L x Nt pada shield x m = 12 ft x 61 tube x 0,417 ft = 305,0000 ft2

M. Cold Plate Area Tube Wall, Acpw Acpw = L x Nt pada radian x m = 12 ft x 427 tube x 0,417 ft = 2.135,000 ft2

a Acp = Acp + Acpw = 305,0000 ft2 + 2.135,000 ft2 = 2440,000 ft2 N.

Total Area (Envelope Area) = (2 x H x Lr ) + 2 x L ( H + Lr ) = (2 x 36,4144 x 69,3245) + 2 (12)(36,4144 + 21,1301)

228

= 7.586,5491 ft2 O. Radiant Section Area, Ar Ar

= Total area - a Acp = 7.586,5491 ft2 – 2.440,000 ft2 = 5.146,5459 ft2

Ar / a Acp

= 5.146,5459 ft2 / 2.440,000 ft2 = 2,1092

P.

Volume Furnace = Lr x L x H = 69,3245 ft x 12 ft x 36,4144 ft = 30.292,8808 ft3

Q. Mean Beam Length Lbeam = 2/3 (V)1/3 = 2/3 (30.292,8808)1/3 = 20,7821 ft

R.

Gas Emisivitas Untuk 25 % udara berlebih Parsial pressure PCO2 + PH2O = 0,23 atm P . Lbeam

(Gambar 1-8, Evans)

= 0,23 atm x 20,7821 ft = 4,7799 atm ft

S.

Menentukan temperature Fire Box Trial T = 2.000°F Emissivity, e

= 0,55

Exchanger factor, F = 0,855 a. Acp .F

= 2440,000 ft2 x 0,855 = 647,889 ft2

(Gambar 1-8, Evans) (Gambar 1-9 Evans)

229

𝑞𝑛 𝛼𝐴𝑐𝑝.𝐹

= 86.764,2773 Btu/jam ft2

Asumsi temperatur gas keluar = Trata-rata fire box Trial T

= 2.000°F

qg2 / qn

= 0,57

Dimana:

T.

qg2

= panas yang terkandung dalam gas

qn

= total panas yg dilepas

Panas yang hilang pada tube, qL Asumsi qL = 2%. qn = 0,02 x 181.007.635,3788 Btu/jam = 3.620.152,708

U.

qr  Acp. F

=

qq q g2   q qn  f  1   x qn qn q n   Acp.F  = (1 + 0 + 0 – 0,02 – 0,57) x 86.764,2773 /jam ft2 = 35.573,3537

Dari Fig. 19.14 Kern didapat suhu untuk keluar furnace adalah 1200 0F. Pada temperature 16000F

( gambar 1.10 Evans)

qg2/qn = 0,57

qr

= (0,98-0,57) x 181.007.635,3788 Btu/jam = 74.213.130,51 Btu/jam

qr/ARt = 74.213.130,51 Btu/jam / 8.604,7772 ft2 = 8.624,6429 Dimana qr/ARt < 12.500 sehingga spesifikasi memenuhi syarat design.

230

V) Convenction Section Panas konveksi adalah perbedaan antara total panas yang dibutuhkan dengan panas yang diserap pada radiant section. (Evans, hal 11-12). Panas konveksi

= (135.755.726,5341–126.705.344,7652) Btu/hr = 9.050.381,769 Btu/hr IDENTIFIKASI

Nama alat

Furnace-01

Kode alat

F-01

Jenis

Fire Heater (Box Type)

Jumlah

2 buah (1 cadangan)

Fungsi

Menaikkan suhu feed etanol KONDISI OPERASI

Temperatur

122,2860

Tekanan

o

C

1,1 Atm VESSEL

Material

Stainless Steel

Diameter

21,1301 m

Tebal dinding

0,012 m

Volume silinder

857,7974 m TUBE

Jumlah

609 buah

Material

Stainless Steel 304

Panjang

3,6576 m

Diameter luar

0,1143 m

a” (flow area per tube)

0,3591 m2

L.3.7. FURNACE-02 (F -02) Fungsi

: Untuk memanaskan feed etanol sebelum masuk R-01

Tipe

: Horizontal Tube Cabin

231

Gambar

:

Seksi Radiant Feed

Fuel gas + 25% excess udara

Perhitungan desain berdasarkan literatur Evans, supply panas untuk Furnace berasal dari fuel gas pada 86o F dengan 25 % udara berlebih. Didesain :

A.

●

Efisiensi Fire Heater, h

●

No air preheating

●

T in

= 405oC

= 761°F

●

T out

= 440oC

= 824°F

●

NHV fuel gas

= 19.630 Btu/lb

●

Maximum radiant heat flux = 12.500 Btu/jam.ft2

= 75 %

Beban Panas Furnace Q

= 8.828.272,975 kJ/jam = 8.367.437,126 Btu/jam

B.

Net Heat Realease, qn qn

=

=

Q  8.367.437,126 0,750

= 11.156.582,834 Btu/jam

C.

Jumlah Fuel yang dibutuhkan, F qn F = NHV

232

= 568,3435 lb/jam

D.

Fuel gas pada 25 % udara berlebih dari gambar 1-6 Evans = qn x Flue Gases = 11.156.582,834 Btu/jam x 1.010 lb/MBtu = 11,2681 lb/jam

E.

Radiant Duty, qr Heater pada radiant section secara normal dapat menangani ± 70 % (hal. 8

Evans) qr

= 70 % qn = 0,7 x 11.156.582,834 Btu/jam = 7.809.607,894 Btu/jam

F.

Crossover Temperature = Tout - 0,7 (Tout – Tin) = 824°F - 0,7 (824°F – 761°F) = 779,9000°F

G. Temperatur rata-rata fluida, Tf

Tf



=

 Tcross over

 Tout 

2 (779,900°F+824,000°F ) 2

= 801,9500 F

Temperatur rata-rata dinding, Tt Tt

= (801,9500 +761,0000)°F = 1.562,9500°F

H. Radiant Surface, ARt qr ARt = heat flux

233

=

7.809.607,894 btu/jam 12.500 btu/jam

= 624,7686 ft2

I.

Design Radiant Section Pilih tube : OD

= 4,5 inch

= 0,3750 ft

a’’

= 1,1780 ft2/ft

L

= 8 ft

Total exposed radiant length, Art



Art

=

A Rt a" 624,7686 ft2 1,1780 ft2/ft

= 530,3639 ft

J.

Spesifikasi Tube Pilih tube : OD

= 4,5 inch

a’’

= 1,178 ft2/ft

L

= 8 ft

= 0,375 ft

Center to center (m) = 5 inch= 0,417 ft ● Luas untuk 1 tube, A A

= L . ᴨ. OD = 8 ft x 3,14 x 0,375 ft = 9,4200 ft

● Jumlah Tube, Nt Nt

= ARt / A =

530,3639 ft 9,4200 ft

234

= 56,3019 ~ 57 ●

Equivalent cold plane surface, Acp Acp per tube = m x L = 0,4167 ft x 8 ft = 3,333 ft2

●

a untuk single row refractory backed, dari hal. 688 gambar 19.11 Kern Ratio (m / OD) =5 inch / 4,5 inch = 1,111 a

= 0,985

K. Lay Out dari Cross Section Furnace Desain Radiant Section Jumlah di seksi radian : * 40 tube pada bagian tinggi seksi radian * 6 tube pada bagian shield * 12 tube pada bagian atap ● Tinggi seksi radian, (40 tube) Tinggi burner (Tb) ke tube I didesain : 4 ft Maka tinggi seksi radian (h) : h = (Nt/2 - 1) . m + OD + Tb = (40/2 tube -1) x 0,417 ft + 0,375 ft + 4 ft = 12,2917 ft ● Lebar bagian shield, Ls (6 tube) Ls = (Nt/2 - 1) . m + OD = (6/2 tube -1) x 0,417 ft + 0,375 ft = 1,2083 ft

235

● Menentukan tinggi atap ke shield Lebar bagian atap : = (Nt/2 - 1) . m + OD = (12/2 tube – 1) x 0,417 ft + 0,375 ft = 2,4583 ft

Tinggi atap (hatap) = 2,4583 ft x cos 60o = 1,2292 ft ● Lebar seksi radian, Lr Lebar seksi radian Y

= (2 x y) + lebar shield = 2,4583 ft x sin 60o = 2,1289 ft

Lr

= ( 2 x 2,1289 ft) + 2,4583 ft = 6,7162 ft

● Tinggi total seksi radian, H H = h + hatap = (12,2917 + 1,2292) ft = 13,5209 ft Sehingga :

L.

Lebar seksi radian Lr

= 6,7162 ft

= 2,0471 m

Lebar shield

= 1,2083 ft

= 0,3683 m

Tinggi seksi radian

= 13,5208 ft = 4,1212 m

Cold Plate Area Shield Tube, Acp Acp

= L x Nt pada shield x m = 8 ft x 6 tube x 0,417 ft = 20,0000 ft2

236

M. Cold Plate Area Tube Wall, Acpw Acpw = L x Nt pada radian x m = 8 ft x 40 tube x 0,417 ft = 133,333 ft2

a Acp = Acp + Acpw = 20,0000 ft2 + 133,333 ft2 = 153,333 ft2

N.

Total Area (Envelope Area) = (2 x H x Lr ) + 2 x L ( H + Lr ) = (2 x 13,5208 x 6,7162) + 2 (8)(13,5208 + 6,7162) = 505,4083 ft2

O. Radiant Section Area, Ar Ar

= Total area - a Acp = 505,4083 ft2 – 153,333 ft2 = 352,0750 ft2

Ar / a Acp

= 352,0750 ft2 / 153,333 ft2 = 2,2961

P.

Volume Furnace = Lr x L x H = 6,7162 ft x 8 ft x 13,5208 ft = 726,4654 ft3

Q. Mean Beam Length Lbeam = 2/3 (V)1/3 = 2/3 (726,4654)1/3 = 5,9930 ft

237

R.

Gas Emisivitas Untuk 25 % udara berlebih Parsial pressure PCO2+ PH2O = 0,23 atm P . Lbeam

(Gambar 1-8, Evans)

= 0,23 atm x 5,9930 ft = 1,3784 atm ft

S.

Menentukan temperature Fire Box Trial T = 2.000°F Emissivity, e

= 0,29

Exchanger factor, F = 0,507 a. Acp .F

(Gambar 1-8, Evans) (Gambar 1-9 Evans)

= 133,333 ft2 x 0,507 = 77,74 ft2

𝑞𝑛 𝛼𝐴𝑐𝑝.𝐹

= 143.511,4849 Btu/jam ft2

Asumsi temperatur gas keluar = Trata-rata fire box Trial T

= 2.000°F

qg2 / qn

= 0,57

Dimana:

T.

qg2

= panas yang terkandung dalam gas

qn

= total panas yg dilepas

Panas yang hilang pada tube, qL Asumsi qL = 2%. qn = 0,02 x 11.156.582,834 Btu/jam = 223.131,6567

U.

qr  Acp. F

=

qq q g2   qf qn 1      x qn qn q n   Acp.F  = (1 + 0 + 0 – 0,02 – 0,57) x 143.511,4849 /jam ft2

238

= 58.839,7088 Dari Fig. 19.14 Kern didapat suhu untuk keluar furnace adalah 1200 0F. Pada temperature 11500F

( gambar 1.10 Evans)

qg2/qn = 0,57

qr

= (0,98-0,57) x 11.156.582,834 Btu/jam = 4.574.198,962 Btu/jam

qr/ARt = 4.574.198,962 Btu/jam / 530,3639 ft2 = 8.624,6429 Dimana qr/ARt < 12.500 sehingga spesifikasi memenuhi syarat design.

V.

Convenction Section Panas konveksi adalah perbedaan antara total panas yang dibutuhkan dengan

panas yang diserap pada radiant section. (Evans, hal 11-12). Panas konveksi

= (8.367.437,126–7.809.607,984) Btu/hr = 557.829,1417 Btu/hr

IDENTIFIKASI

239

Nama alat

Furnace-01

Kode alat

F-01

Jenis

Fire Heater (Box Type)

Jumlah

2 buah (1 cadangan)

Fungsi

Menaikkan suhu feed etanol sebelum masuk ke R-01 KONDISI OPERASI

Temperatur

440

Tekanan

5,9 Atm

o

C

VESSEL Material

Stainless Steel

Diameter

2,0471 m

Tebal dinding

0,0120 m

Volume silinder

20,5712 m TUBE

Jumlah

57 buah

Material

Stainless Steel 304

Panjang

2,4384 m

Diameter luar

0,1143 m

a” (flow area per tube)

0,3591 m2

L.3.8. Heater-01 (H-01) Fungsi

: Meningkatkan suhu output bottom Knock Out Drum (KOD-01) sebelum masuk KD-02

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Saturated Steam

240

W1

= 9.541,9852 kg/jam

= 21.063,4513 lb/jam

T1

= 200,0000oC

= 392,0000°F

T2

= 200,0000oC

= 392,0000°F

Fluida Dingin : Output Bottom KOD-01 W2

= 63.602,0435 kg/jam

= 140.218,3370 lb/jam

T1

= 35,0000oC

= 95,0000°F

T2

= 98,4337oC

= 209,1807°F

Perhitungan: A. Beban Panas H-01 Q

= 18.497.138,2269 kj/jam

= 17.532.161,0227 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

392,0000

Suhu tinggi

209,1807

182,8193

392,0000

Suhu rendah

95,0000

297,0000

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

-114,1807 …(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 235,3106oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 392,0000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = 152,0904oF

Asumsi,UD = 75 Btu/jam.ft2.oF A

=

…(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Q (U D .T )

= 993,4194 ft2 Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas)

…(Kern, 1965)

241

Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 1,00 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,25 triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 316,2145 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 317

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 995,8872 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 74,8142

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 27,00 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 13,5000 inch Pass

=1

Pt

= 1,25 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Saturated Steam

: Tube Side

Flow area dalam tube (a’t)

= 0,6390 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 0,7033 ft2

242

Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 21.063,4513 lb/jam 0,7033 𝑓𝑡 2

= 29.909,2035 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 392,0000oF

μ

= 0,1361 cp

D

= 0,9020 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0752 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 6,8256 x 103 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 159,6452

Jh

= 30

Cp

= 1,0943 Btu/lb. oF

k

= 0,3865 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 28 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 0,9326  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 150,7039 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 135,9349 Btu/jam.ft2.oF 2)

Output Bottom KOD-01 Tc

= 152,0904oF

Baffle Spacing (B)

= 13,500

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

: Shell Side

243

Flow area pada shell (as)

ID x C" x B 

=

(144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,5063 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

140.218,3370 lb/jam 0,5063 ft2

= 276.974,4929 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 152.0904oF

μ

= 0,7410 cp

D

= 0,7200 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0600 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 9,2676 x 103 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 90

Cp

= 0,9765 Btu/lb. oF

k

= 0,3457 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 5,0645  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : ho

= 890,6233 Btu/jam.ft2.oF

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 117,9347 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

244

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,004887 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 6,8256 x 103

Faktor friksi

= 0,00090

s

= 0,3878

ΔPt

=

ΔPt

= 0,0127 psi

V2 / 2g

= 0,0010

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,0206 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,0333 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 9,2676 x 103

f

= 0,00051

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 128,0000 Ds

ID

= 12 = 2,2500 ft

s

= 1,0059

245

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 3,5766 psi

IDENTIFIKASI Nama Alat

Heater-01 (H-01)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Meningkatkan suhu output bottom Knock Out Drum (KOD-01) sebelum masuk KD-02 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,0049

UC (BTU/jam ft2 oF)

117,9347

UD (BTU/jam ft2 oF)

74,8142

Ho (BTU/jam ft2 oF)

890,6233

Hio (BTU/jam ft2 oF)

135,9349

ΔPs (Psi)

3,5766 psi

ΔPT (Psi)

0,0333 psi

L.3.9. HEAT EXCHANGER-01 (HE-01) Fungsi

: Menaikkan temperatur bahan baku etanol dengan menggunakan aliran output dari HE-02

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

246

Gambar :

Fluida Panas : Aliran dari HE-02 W1

= 144.635,884 kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 253,0000 oC

= 487,4°F

T2

= 201,3928 oC

= 394,5071°F

Fluida Dingin : Feed Etanol W2

= 144.635,884 Kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 120,0000 oC

= 248,0000°F

T2

= 200,1911 oC

= 392,3441°F

Perhitungan: A. Beban Panas HE-01 Q

= 11.388.454,5822 Kj/jam

= 10.794.330,2951 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

487,4000

Suhu tinggi

392,3441

95,0559

394,5071

Suhu rendah

248,0000

146,5071

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

= 118.9324 oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 440,9535oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2)

-51,4511 ...(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

247

= 320,1720oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 75 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 1260,5585 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 1,00 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,25 triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 401,2473 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 402

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 1262,9232 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 74,8596

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 31 inch

Baffle Space

=

ID 2

= 15,5000 inch Pass

=2

…(Tabel 9 Kern, 1965)

248

Pt

= 1,25 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Aliran dari HE-02 : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,639 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

144 𝑥 𝑛

= 0,8919 ft2 Laju alir, Gt

= =

W at

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

318.867,1638 lb/jam 0,8919 𝑓𝑡 2

= 357.499,4479 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 440,9535oF

μ

= 0,5128 cp

D

= 0,9020 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0752 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 2,1652 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 159,6452

Jh

= 150

Cp

= 0,5252 Btu/lb. oF

k

= 0,0271 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 24 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 24,0593 k Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 155,8990 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

249

= 140,6209 Btu/jam.ft2.oF 2)

Feed Etanol

: Shell Side

Tc

= 320,1720oF

Baffle Spacing (B)

= 15,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

ID x C" x B 

=

(144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,8008 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

318.867.1638 lb/jam 0,8008 ft2

= 398.169,1952 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 320,1720 oF

μ

= 0,1000 cp

D

= 0,7200 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0600 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 9,8747x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 390

Cp

= 0,4157 Btu/lb. oF

k

= 0,0144 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 6,9620 k Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

250

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 179,3106 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 78,8132 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,0007 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 2,1652 x 104

Faktor friksi

= 0,00019

s

= 0,0471

ΔPt

=

ΔPt

= 1,5765 psi

V2 / 2g

= 0,018

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 3,0567 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 4,6332 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 9,8747 x 104

f

= 0,00008

…(Figure 26 Kern, 1965)

251

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

𝐵

= 111,4839 ID

Ds

= 12 = 2,5833 ft

s

= 0,1259

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 9,2601 psi

IDENTIFIKASI Nama Alat

Heat Exchanger-01 (HE-01)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Menaikkan temperatur bahan baku etanol dengan menggunakan aliran output dari HE-02 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,0007

UC (BTU/jam ft2 oF)

78,8132

UD (BTU/jam ft2 oF)

74,8596

Ho (BTU/jam ft2 oF)

179,3106

Hio (BTU/jam ft2 oF)

140,6209

ΔPs (Psi)

9,2601 psi

ΔPT (Psi)

4,6332 psi

252

L.3.10. Heat Exchanger-02 (HE-02) Fungsi

: Menaikkan temperatur bahan baku etanol dengan menggunakan aliran output dari R-01

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Output Reaktor (R-01) W1

= 144.635,8846 kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 420,0000 oC

= 788,0000°F

T2

= 253,0000 oC

= 487,4000°F

Fluida Dingin : Feed Etanol W2

= 144.635,8846 kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 200,1911oC

= 392,3441°F

T2

= 405,0000 oC

= 761,0000°F

Perhitungan: A. Beban Panas HE-02 Q

= 41.242.662,0848 Kj/jam

= 39.091.073,6465 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

788,0000

Suhu tinggi

761,0000

27,0000

487,4000

Suhu rendah

392,3441

95,0559

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

-68,0559 …(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

253

= 54,0715oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 637,7000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = 576,6720oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 200 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 3.614,7580 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 16 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=1

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 1150,9036 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 1151

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 3615,0608 ft2 Q

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

UD

= A X ∆T

UD

= 199,9832

254

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 39 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 19,5000 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Aliran dari R-01 : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,334 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 2,6697 ft2 Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 318.867,1638 lb/jam

2,6697 ft2

= 119.440,1941 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 637,700oF

μ

= 0,0262 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 1,0418 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 294,4785

Jh

= 460

Cp

= 0,5954 Btu/lb. oF

k

= 0,0913 Btu/jam.ft.oF

…(Figure 28 Kern, 1965)

255

Pr

=

Cp x μ K

= 0,4133  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 575,9330 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 500,6777 Btu/jam.ft2.oF 2)

Feed Etanol

: Shell Side

Tc

= 576,6720oF

Baffle Spacing (B)

= 19,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 1,3203 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

318.867.1638 lb/jam 1,3203 ft2

= 241.508,8578 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 576,6720 oF

μ

= 0,1019 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Ret

=

De .G a



= 5,9557 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube

…(Kern, 1965, hal 150)

256

…(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 315

Cp

= 0,4680 Btu/lb. oF

k

= 0,0646 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 1,7861  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

ho

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 406,0619 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 224,2167 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,00054 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 1,0239 x 105

Faktor friksi

= 0,00014

s

= 0,0420

ΔPt

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPt

= 0,2681 psi

V2 / 2g

= 0,00195

ΔPr

=

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,1856 psi

257

ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,4537 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 5,9557 x 104

f

= 0,00017

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 118,1538 Ds

ID

= 12 = 3,2500 ft

s

= 0,1261

ΔPs

fGs2 Ds ( N  1) = 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 9,5077 psi

258

IDENTIFIKASI Nama Alat

Heat Exchanger-02 (HE-02)

Jumlah

1 buah

Operasi

Continue

Fungsi

Menaikkan temperatur bahan baku etanol dengan menggunakan aliran output dari R-01 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,00054

UC (BTU/jam ft2 oF)

224,2167

UD (BTU/jam ft2 oF)

199,9832

Ho (BTU/jam ft2 oF)

406,0619

Hio (BTU/jam ft2 oF)

500,6777

ΔPs (Psi)

9,5077 psi

ΔPT (Psi)

0,4537 psi

L.3.11. HEAT EXCHANGER-03 (HE-03) Fungsi

: Menurunkan temperatur output top KOD-01 sebelum dialirkan ke Kolom Distilasi-01 (KD-01)

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

259

Fluida Panas : Output Top KOD-01 W1

= 81.033,8411 kg/jam

= 178.648,8268 lb/jam

T1

= 35,0000 oC

= 95,0000°F

T2

= 10,0000 oC

= 50,0000°F

Fluida Dingin : Top Product KD-01 W2

= 77.808,1310 kg/jam

= 170.787,6131 lb/jam

T1

= -13,4524oC

= 7,7857°F

T2

= 11,8073 oC

= 53,2531°F

Perhitungan: A. Beban Panas HE-03 Q

= 2.304.376,3755 Kj/jam

= 2.184.159,3644 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

95,0000

Suhu tinggi

53,2531

41.7469

50,0000

Suhu rendah

7,7857

42,2143

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

-0,4674 …(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 41,9801oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 75,5000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = 30,5194oF

Asumsi,UD = 50 Btu/jam.ft2.oF A

=

…(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Q (U D .T )

= 792,8139 ft2 Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi

…(Kern, 1965)

260

Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 1,00 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,25 triangular pitch

a”

= 0,2618 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 252,3599 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 253

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 794,8248 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 74,8102

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 25,00 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 12,5000 inch Pass

=1

Pt

= 1,25 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Aliran dari KOD-01 : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,639 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 0,5613 ft2

261

Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 178.648,8268 lb/jam 0,5613 𝑓𝑡 2

= 318.252,0991 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 72,5000oF

μ

= 0,0876 cp

D

= 0,9020 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0752 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 1,1290 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 159,6452

Jh

= 390

Cp

= 0,4279 Btu/lb. oF

k

= 0,0195 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 28 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 4,6512  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 168,7419 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 152,2052 Btu/jam.ft2.oF 2)

Top Product KD-01 : Shell Side Tc

= 30,5194oF

Baffle Spacing (B)

= 12,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

262

Flow area pada shell (as)

ID x C" x B 

=

(144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,4340 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

171.537,3618 lb/jam 0,4340 ft2

= 395.222,0815 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 30,5194oF

μ

= 0,0434 cp

D

= 0,7200 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0600 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 2,25575 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 430

Cp

= 0,3994 Btu/lb. oF

k

= 0,0166 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 2,5283  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

ho

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : ho

= 162,1341 Btu/jam.ft2.oF

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 78,5064 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

263

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD ..(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108) U c .U D

= 0,000629 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 1,1290 x 105

Faktor friksi

= 0,00013

...(Figure 26 Kern, 1965)

s

= 0,0708

ΔPt

=

ΔPt

= 1,1373 psi

V2 / 2g

= 0,0167

ΔPr

=

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

...(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 1,8866 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 3,0239 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 2,2557 x 105

f

= 0,00010

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 138,2400 Ds

ID

= 12 = 2,0833 ft

s

= 0,1493

264

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 9,6219 psi IDENTIFIKASI

Nama Alat

Heat Exchanger-03 (HE-03)

Jumlah

1 buah

Operasi

Continue

Fungsi

Menurunkan

temperatur

output

top

KOD-01 sebelum dialirkan ke Kolom Distilasi-01 (KD-01) DATA DESIGN Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,00063

UC (BTU/jam ft2 oF)

78,5064

UD (BTU/jam ft2 oF)

74,8102

Ho (BTU/jam ft2 oF)

162,1341

Hio (BTU/jam ft2 oF)

152,2052

ΔPs (Psi)

9,6219 psi

ΔPT (Psi)

3,0239 psi

L.3.12. KOMPRESOR-01 (K-01) Fungsi

: Untuk menaikkan tekanan bahan baku menuju R-01

Tipe

: Kompresor sentrifugal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285

265

Gambar

: Input

Output

Data neraca massa dan kondisi operasi Laju alir massa (w) = 114.635,8846 Kg/jam = 318.867,1638 lbm/jam = 5.314,4527 lbm/menit Temperatur

= 200,1911oC = 392,3441oF = 852,0141 R

Tekanan input

= 4,4000 atm

Tekanan output

= 5,4300 atm

Faktor keamanan

= 0,1000

Data sifat fisika Densitas = 44,9378 Kg/m3 = 2,8054 lbm/ft3 Kapasitas panas = 85,3942 KJ/kmol.K Nilai K K= =

Cpcampuran Cpcampuran − R KJ kmol.K

11.859,181 11.859,181

KJ KJ −8,314 kmol.K Kmol.K

= 1,1079 Laju volumetrik (Q) w Q= ρ lbm

=

1.186,224 menit 0,046 lbm/ft3

=1.894,3789

ft3 menit

266

Efisiensi motor

= 0,8000

Tenaga kompresor (Pw)

0,0643 k T Q1 Pw = 520 (k  1)  =

 P  2  P1

  

( k  1) / k

  1 

(Persamaan 8.30, Mc. Cabe) ft3 ) menit

0,0643.(1,1079).(852,0141 R).(1.894,3789 520.(1,1079−1).80%

5,43 atm

. [( 4,4 atm )

1,1079−1 1,1079

− 1]

= 53,0147 Hp ≈ 54,0000 Hp

Rasio kompresi (Rc) Rc = =

Pout Pin 5,43 atm 4,4 atm

= 1,2341 Berdasarkan buku ’Alat Industri Kimia’, (Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail) rasio kompresi untuk centrifugal single stage compressor berkisar antara 1-5, (Rc) < 5 maka digunakan single stage Temperatur keluar kompresor T out

= T in x (Po/Pi) (k-1)/k = 200,1911 x (4,4/5,43)(1,1079-1)/1,1079 = 204,3330 oC

Kebutuhan air pendingin Qinput K-01

= 21.712.353,09 kJ

QOutput K-01

= 22.371.146,07 kJ

Qserap

= Qoutput K-01- Qinput K-01 = 658.792,9826 kJ/jam

Jumlah air pendingin : Temperatur air pendingin Tout

= 60 oC

= 333,15 K

Tin

= 30 oC

= 303,15 K

267

Cp Air

= 4,8160 kJ/kg.K m

=

m

=

Q Cp (T2  T1 ) 658.792,9826 kJ/jam 4,8160kJ/kg.K(333,15-303,15)K

= 4.559,7521 kg/jam Kapasitas kompresor Kapasitas kompresor = laju volumetrik x (100% + faktor keamanan) ft3

= 1.894,3789 menit + (100% +10%) = 2.083,8168 ft3/menit IDENTIFIKASI Nama alat

Kompresor-01

Kode alat

K-01

Jumlah

2 unit

Fungsi

Untuk menaikkan tekanan bahan baku menuju R-01 DATA DESAIN

Tipe

Kompresor sentrifugal single stage 2.083,8168 ft3/min

Kapasitas Temperatur desain

200,1911 oC

Bahan konstruksi

Carbon steel SA-285 DATA MEKANIK

Daya yang dibutuhkan Kebutuhan air pendingin

54,0000 Hp 4.559,7521 Kg/jam

L.3.13. KOMPRESOR-02 (K-02) Fungsi

: Untuk menaikkan tekanan aliran top product KOD-01

Tipe

: Kompresor sentrifugal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285

268

Gambar

: Input

Output Data neraca massa dan kondisi operasi Laju alir massa (w) = 81.033,8411 Kg/jam = 178.648,8268 lbm/jam = 2.977,4804 lbm/menit Temperatur

= 35,0000oC = 533,15 K = 95,0000oF = 554,6700 R

Tekanan input

= 1 atm

Tekanan output

= 27,6300 atm

Faktor keamanan

= 0,1000

Data sifat fisika Densitas = 41,1152 Kg/m3 = 2,5667 lbm/ft3 Kapasitas panas = 45,1131 KJ/kmol.K Nilai K K= =

Cpcampuran Cpcampuran − R KJ kmol.K

45.1131 45,1131

KJ KJ −8,314 kmol.K Kmol.K

=1,2259 Laju volumetrik (Q) w Q= ρ =

lbm menit 2,5667 lbm/ft3

2.977,4804

ft3

= 1.160,0231 menit Efisiensi motor

= 0,8000

269

Tenaga kompresor (Pw)

0,0643 k T Q1 Pw = 520 (k  1) 

 P  2  P1

  

( k  1) / k

  1 

(Persamaan 8.30, Mc. Cabe)

= 455,1766 Hp ≈ 456 Hp Rasio kompresi (Rc) Rc =

Pout Pin

=

27,63 atm 1 atm

= 27,6300 Berdasarkan buku ’Alat Industri Kimia’, (Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail) rasio kompresi untuk centrifugal single stage compressor berkisar antara 1-5, (Rc) < 5 maka digunakan multi stage.

Temperatur keluar kompresor T out

= T in x (Po/Pi) (k-1)/k = 260 x (1,2/1)(1,0007-1)/1,0007 = 64,5214 oC

Kebutuhan air pendingin Qinput K-01

= 919.099,6554 kJ

QOutput K-01

= 3.626.069,681 kJ

Qserap

= Qoutput K-01- Qinput K-01 = 2.706.970,0254 kJ/jam

Jumlah air pendingin : Temperatur air pendingin Tout

= 60 oC

= 333,15 K

Tin

= 30 oC

= 303,15 K

Cp Air

= 4,8160 kJ/kg.K

270

m

=

m

=

Q Cp (T2  T1 ) 2.706.970,0254 kJ/jam 4,8160kJ/kg.K(333,15-303,15)K

= 18.735,9498 kg/jam

Kapasitas kompresor Kapasitas kompresor = laju volumetrik x (100% + faktor keamanan) ft3

= 1.160,0231 menit +(100% +10%) = 1.276,0254 ft3/menit IDENTIFIKASI Nama alat

Kompresor-02

Kode alat

K-02

Jumlah

2 unit

Fungsi

Untuk menaikkan tekanan aliran top product KOD-01 DATA DESAIN

Tipe

Kompresor sentrifugal single stage

Kapasitas

1.276,0254 ft3/min 35,0000 oC

Temperatur desain Bahan konstruksi

Carbon steel SA-285 DATA MEKANIK

Daya yang dibutuhkan Kebutuhan air pendingin

456,0000 Hp 18.735,9498 Kg/jam

L.3.14. KOMPRESOR-03 (K-03) Fungsi

: Untuk menaikkan tekanan top product KD-01 menuju MP-01

Tipe

: Kompresor sentrifugal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-285

271

Gambar

:

Input

Output

Data neraca massa dan kondisi operasi Laju alir massa (w) = 8.038,544 Kg/jam = 17.721,9345 lbm/jam = 295,3656 lbm/menit = 76,87933oC = 533,15 K = 170,3827894oF =

Temperatur 630,0528 R Tekanan input

= 0,9 atm

Tekanan output

= 4,4 atm

Faktor keamanan

= 10%

Data sifat fisika Densitas = 46,2188 Kg/m3 = 2,885347094 lbm/ft3 Kapasitas panas = 69,92516 KJ/kmol.K Nilai K K= =

Cpcampuran Cpcampuran − R KJ kmol.K

69,9252 69,6252

KJ KJ −8,314 kmol.K Kmol.K

= 1,134943 Laju volumetrik (Q) w Q= ρ 295,3656

lbm

menit = 2,8853 lbm/ft 3

272

ft3

= 102,3674329 menit Efisiensi motor

= 80%

Tenaga kompresor (Pw)

0,0643 k T Q1 Pw = 520 (k  1) 

 P  2  P1

  

( k  1) / k

  1 

(Persamaan 8.30, Mc. Cabe)

= 17,41168769 Hp ≈ 18 Hp Rasio kompresi (Rc) Rc = =

Pout Pin 4,4 atm 0,9 atm

= 4,888888889 Berdasarkan buku ’Alat Industri Kimia’, (Prof. Dr. Ir. Syarifuddin Ismail) rasio kompresi untuk centrifugal single stage compressor berkisar antara 1-5, (Rc) < 5 maka digunakan single stage

Temperatur keluar kompresor T out

= T in x (Po/Pi) (k-1)/k = 78,428 x (0,9/4,4)(1,1349-1)/1,1349 = 92,84438865 oC

Kebutuhan air pendingin Qinput K-01

= 5.233.714,942 kJ

QOutput K-01

= 7.037.354,321 kJ

Qserap

= Qoutput K-01- Qinput K-01 = 1.803.639,379 kJ/jam

Jumlah air pendingin : Temperatur air pendingin Tout

= 60 oC

= 333,15 K

Tin

= 30 oC

= 303,15 K

Cp Air

= 4,816 kJ/kg.K

273

m

=

m

=

Q Cp (T2  T1 ) 1.803.639,379 kJ/jam 4,8160kJ/kg.K(333,15-303,15)K

= 12.483,66126 kg/jam Kapasitas kompresor Kapasitas kompresor = laju volumetrik x (100% + faktor keamanan) ft3

= 102,3674 menit +(100% +10%) = 112,6041761 ft3/menit IDENTIFIKASI Nama alat

Kompresor-03

Kode alat

K-03

Jumlah

2 unit

Fungsi

Untuk menaikkan tekanan aliran top product KD-01 menuju MP-01 DATA DESAIN

Tipe

Kompresor sentrifugal single stage 112,6042 ft3/min

Kapasitas

78,8793 oC

Temperatur desain Bahan konstruksi

Carbon steel SA-285 DATA MEKANIK

Daya yang dibutuhkan Kebutuhan air pendingin

18,0000 Hp 12.483,6613 Kg/jam

L.3.15. KOLOM DISTILASI-01 (KD-01) Fungsi

: Untuk memisahkan light product (etilen) dengan heavy product (asetaldehid, DEE, propilen, butilen, dan etana)

Tipe

: Sieve Tray Column

274

Gambar

: (25) (23)

(22) 2)

(24) (18)

(21)

(19)

(20)

A. Menentukan Kondisi Operasi 1) Kondisi feed pada bubble point: T = -28 oC

= 245,15 K

P = 27,6 atm

= 21.001,7214 mmHg

Perhitungan tiap komponen dapat ditentukan sebagai berikut Ki etilen

= =

Pi etilensat P 14.748,719 mmHg 21.001,7214 mmHg

= 0,702 yi etilen

= xi

Ki etilen

= 0,955 x 0,702 = 0,670 Dengan metode perhitungan yang sama, maka perhitungan yang diperoleh untuk tiap komponen adalah sebagai berikut.

275

No

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

2.744,902

Komponen

Ki

xi

yi

14.748,719

0,702

0,955

0,670

4,047

41,057

0,002

0,001

0,000

1

Etilen

2

DEE

3

Asetaldehida

48,049

79,963

0,004

0,017

0,000

4

Propilen

17,924

1.708,688

0,081

0,006

0,001

5

Butilen

12,576

296,099

0,014

0,004

0,000

6

Hidrogen

45,892

428.861,657

20,420

0,016

0,326

7

Etana

2,158

8.349,940

0,398

0,001

0,000

1,000

1,000

xi

yi

Total

2875,549

2) Kondisi bottom pada bubble point:

No

T = 125,848 oC

= 399,00 K

P = 27,634 atm

= 21.000,7214 mmHg

Komponen

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

Ki

1

Etilen

2,745

162.743,881

7,749

0,040

0,311

2

DEE

4,043

8.512,806

0,405

0,059

0,024

3

Asetaldehida

47,821

12.445,813

0,593

0,699

0,414

4

Propilen

2,443

51.782,325

2,466

0,036

0,088

5

Butilen

11,397

20.490,177

0,976

0,166

0,162

6

Hidrogen

0,000

553.099,451

26,336

0,000

0,000

7

Etana

0,008

121.227,982

5,772

0,000

0,001

1,000

1,000

Total

60,471

3) Kondisi distilat pada dew point: T = -13,448 oC

= 259,702 K

P = 26,647 atm = 20.251,660 mmHg

276

No

Komponen

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

2.742,157

Ki

xi

yi

21.169,333

1,045

0,935

0,977

1

Etilen

2

DEE

0,004

94,630

0,005

0,000

0,000

3

Asetaldehida

0,229

175,044

0,009

0,009

0,000

4

Propilen

15,482

2.873,771

0,142

0,039

0,006

5

Butilen

1,179

569,002

0,028

0,015

0,000

6

Hidrogen

45,892 445.095,932

21,978

0,001

0,016

7

Etana

0,616

0,001

0,001

1,000

1,000

2,150

Total

12.482,807

2.807,092

B. Perhitungan Desain Kolom Distilasi 1) Menentukan Volatilitas Relatif, α Komponen kunci: Light Key

: Etilen

Heavy Key

: Dietil Eter (DEE)

 αD

K LK K HK

(Ludwig, E. E., 1997)

= KLK / KHK = 1,045 / 0,005 = 233,706

αB

= KLK / KHK = 7,749 / 0,405 = 19,118

 avg

=

 D  B

= √223,706 × 19,118 = 65,397 2) Menentukan Stage Minimum, Smin Stage minimum ditentukan dengan metode Fenske.

(Ludwig, E. E., 1997)

277

Smin

log  y LK / y HK D  x HK / x LK B  log ( avg )

=

(Winkle, M. V., 1967)

log[(0,977/0,0000014)D × (0,059/0,040)]

=

log (65,397)

= 3,3043 Nmin

= Smin

1

= 3,3043

1

= 2,3043 3) Menentukan Refluks Minimum, Rmin n

1–q =

xF

 (   ) / 

q=1

(Winkle, M. V., 1967)

1

n

Rm + 1 =

xD

 (   ) / 

(Winkle, M. V., 1967)

1

Komponen

α

α * xf/(α - θ)

α * xD/(α - θ)

xf

xD

Etilen

0.955

0.977

115.388

0.963

0.985

DEE

0.001

0.000

1.000

-1.031

-0.001

Asetaldehida

0.017

0.000

1.740

0.039

0.000

Propilen

0.006

0.006

19.736

0.007

0.006

Butilen

0.004

0.000

4.708

0.006

0.001

Hidrogen

0.016

0.016

1,472.409

0.016

0.016

Etana

0.001

0.001

72.561

0.001

0.001

1,000

1,000

0,000

1,007

Rmin = 1,008 R

= 1,5

1

= 0,008

Rmin = 1,5

0,008 = 0,012

4) Tray Teoritis pada Refluks Aktual Jumlah tray teoritis pada

refluks aktual ditentukan dengan Metode

Gilliland. Diketahui:

Rmin

= 0,008

Nmin

= 2,3043

278

L / D  ( L / D) m L/ D 1

=

0,012 −0,008 0,012 +1

= 0,004 Dari grafik 5.18 Distillation (Winkle, M. V., 1967) diperoleh : N-Nm N+1

N

= 0,78 = 14,020 stage ≈ 15 stage

5) Efisiensi Tray Ttop

= -13,448 oC

Tbottom

=

Tavg

 T  Tbottom   =  top 2  

Tavg

= 56,9 oC

Eo

= 51 - 32,5 log (µa x αavg)

Komponen

125,848 oC

kg

xf

(Sinnot, R. K., 2005) µ

densitas

µk

(mPa.s)

(kg/m3)

(cSt)

VBN

77.000,000

0,955

0,0666

415,064

0,0002

-35,5618

299,994

0,001

0,4072

2,839

0,1434

-9,2901

2.116,675

0,017

0,2947

21,938

0,0134

-32,9376

Propilen

754,217

0,006

0,1726

5,450

0,0317

-29,4000

Butilen

705,558

0,004

0,1920

5,668

0,0339

-28,9788

Hidrogen

92,518

0,016

0,0000

0,000

0,0000

0,0000

Etana

64,879

0,001

0,0866

0,365

0,2373

5,8399

Total

81.033,841

1,000

Etilen DEE Asetaldehida

-130,3283

Viskositas campuran, µa

= 0,0710 mPa.s

Molar Average Viscosity

= µa

αavg

= 0,0710 = 4,6451

65,3965

279

Dari fig. 11.13 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), diperoleh efisiensi tray (Eo) = 36% 6) Menentukan Stage Aktual Nact = Nteoritis / Eo Nact = 14,020 / 0,36 Nact = 38,943 stage Dengan ditambah stage reboiler maka: Sact = Nact + 1 Sact = 38,943 + 1 Nact = 39,943 ≈ 40 stage 7) Menentukan Lokasi Feed Lokasi feed ditentukan dengan menggunakan metode Ludwig.  Sr   Ss

  log x LK / x HK D   y HK / y LK F        log  y LK / y HK F  ( y HK / y LK ) B 

= -0,3229 St

= Sr + Ss

St

= Ss (Sr / Ss ) + Ss

3,304

= (38,943)Ss + Ss = 40,943 Ss

Ss

= 3,304/40,943 = 0,081

Stage pada rectifier : Sr

= St – Ss = 3,304 – 0,081 = 3,224

Stage aktual pada rectifier : Sr, act

= (Sr – 1) / Eo = (3,2236 – 1) / 0,36 = 6,1766 ≈7

(Ludwig, E. E., 1997)

280

Jadi, umpan masuk pada stage ke-7 dari puncak kolom distilasi. C. Desain Kolom Bagian Atas (Rectifying Section) 1) Data untuk rectifying section. Data laju alir untuk rectifying section didapat dari perhitungan neraca massa. D

= 77.808,131 kg/jam

L

= 937,779 kg/jam = 0,260 kg/s

V

=L+D = 78.745,910 kg/jam = 21,874 kg/s

Data Fisik

Vapour

Liquid

Laju alir massa (kg/s)

21,874

0,260

Densitas (kg/m3)

34,658

413,192

Laju alir volum (m3/s)

0,631

0,001

Tegangan permukaan (N/m)

0,0014

2) Diameter Kolom Liquid-Vapour Flow Parameter (FLV) FLV

=

FLV

=

LW VW

V L

0,260

(Sinnot, R. K., 2005)

34,6585

√ 21,874 413,192

= 0,0034 Ditentukan tray spacing = 0,4500 m Dari fig. 11.27 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai konstanta K1 = 0,080 Koreksi untuk tegangan permukaan: K*

   =    0,02 

0, 2

K1

(Sinnot, R. K., 2005)

281

= (

0,00104 0,2

)

0,02

x 0,080

= 0,0443 Kecepatan flooding (uf ):

uf

 L  V V

= K1 *

= 0,043√

(Sinnot, R. K., 2005)

413,920 – 34,6585 34,6585

= 0,1464 m/s 

Desain untuk 70% flooding pada laju alir maksimum ( u ) 

u

= 0,70

uf

= 0,70

0,1464 m/s

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,1025 m/s Laju alir volum maksimum (Uv maks) Uv maks

=

=

V V 21,8739 34,6585

= 0,6311 m3/s Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 

(Sinnot, R. K., 2005)

u

=

0,6311 m3 /s 0,1025 m/s

= 6,1600 m2

Cross sectional area dengan 12% downcormer area (Ac): Ac

An 1  0,12 6,1699 m = 1-0,12 =

(Sinnot, R. K., 2005)

282

= 7,0000 m2 Diameter kolom (Dc) Dc

=

=

4 Ac 3,14

√

(Sinnot, R. K., 2005)

4 x 7,0000 3,14

= 2,986 m 3) Desain Plate Downcomer area (Ad). Ad

= persen downcomer

Ac

= 12% (7,0000 m2) = 0,8400 m2 Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad

(Sinnot, R. K., 2005)

= 7,0000 m2 – 2 (0,8400 m2) = 3,6400 m2 Hole area (Ah) diambil 10% dari Aa Ah

= 10%

Aa

= 10 % x 3,6400 m2 = 0,364 m2 Panjang weir (lw) ditentukan dari fig. 11.31 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir length merupakan penghalang yang dipasang di pinggir dari downflow yang bertujuan agar volume liquid yang tertampung di tray banyak, sehingga kontak antara liquid dan gas semakin efektif. Ordinat

=

=

Ad 100 Ac 0,8400 7,0000

= 12

× 100

283

Absis

=

lw Dc

= 0,76 Sehingga : lw

= Dc

0,76

= 2,9862 m

0,76

= 2,2695 m Penentuan nilai weir height (hw), hole diameter (dh), dan plate thickness untuk kolom bagian atas dan bawah, berdasarkan rekomendasi dari Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir height (hw)

= 45 mm

Hole diameter (dh)

= 5 mm

Plate thickness

= 5 mm

4) Pengecekan a) Cek weeping Laju cairan maksimum (Lm, maks) Lm, maks = =

L 3600 s 937,7790 Kg/Jam 3600

= 0,2605 kg/s. Laju cairan minimum (Lm, min) Laju cairan minimum pada 70% liquid turn down ratio. Lm, min

= 0,7 . Lm, maks = 0,7 (0,2605 kg/s) = 0,1823 kg/s

Weir liquid crest, (how). how

 L  = 750  m   ρl l w 

2

3

(Sinnot, R. K., 2005)

284

how, maks

 L , maks  = 750  m   l lw 

2

3

2/3 0,2605 kg/det = 750 × ( ) 413,1920 kg/m3 x 2,2695

= 0,0000193 m liquid = 0,0193 mm liquid how, min

 L , min  = 750  m   l lw 

2

3

2/3

0,1823 kg/det × (413,1920 ) kg/m3 x 2,2695

= 750

= 0,0000095 m liquid = 0,0095 mm liquid Pada laju minimum hw + how

= 45 mm + 0,0095 mm = 45,0095 mm

Dari fig. 11.30 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005): K2

= 29,9

Minimum design vapour velocity (ŭh). ŭh

=

K 2  0,90 25,4  d h  1  V  2

(Sinnot, R. K., 2005)

[29,9-0,90 (25,4-5)] = . 34,65851/2

= 1,9602 m/s Actual minimum vapour velocity (Uv, min actual) Uv,min actual Uv,min actual

=

minimum vapour rate Ah =

(Sinnot, R. K., 2005)

0,6311 m/s 0,1456

= 4,3346 m/s Nilai ini diterima, karena minimum operating rate harus berada diatas nilai minimum design vapour velocity (1,9602 m/s).

285

b) Plate pressure drop Jumlah uap maksimum yang melewati hole (Ǚh) Ǚh

= =

Uv, maks Ah

(Sinnot, R. K., 2005)

0,6311 𝑚3 /𝑠 0,1456

= 4,3346 m/s Dari figure 11.34 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), untuk :

Plate thickness hole diameter

=1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah Ap

= 10

100

Didapat nilai orifice coefficient (Co) = 0,845. Dry plate drop (hd) 2

hd

    Uh = 51   V  Co   L  

(Sinnot, R. K., 2005)

4,335 2 3,466 Kg/m3 = 51 (0,845) 413,192 Kg/m3

= 11,257 mm liquid Residual head (hr) hr

=

=

12,5 .10 3

L 12,5 . 103 413,192 Kg/𝑚3

= 30,252 mm liquid Total pressure drop (ht)

(Sinnot, R. K., 2005)

286

ht

= hd + (hw + how) + hr

(Sinnot, R. K., 2005)

= 11,257 + 45,009 + 30,252 = 86,519 mm liquid c) Downcomer liquid backup Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw - (10 mm)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 45 mm - 10 mm = 35 mm = 0,035 m Area under apron (Aap) Aap

= hap . lw

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,035 m x 2,2695 m = 0,079 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (0,84 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) = Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 L , maks  = 166  m    L Aap 

= 166 [

2

(Sinnot, R. K., 2005)

2 0,2605 kg/det ] 413,1920 Kg/𝑚3 x 0,0794

= 0,0105 mm Downcomer back up (hb) hb

= (hw + how) + ht + hdc

(Sinnot, R. K., 2005)

= 45,0095 mm + 86,5186 mm + 0,0105 mm = 131,5385 mm = 0,1315 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = (0,50 + 0,045) / 2 = 0,2725 Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi.

287

d)

Cek residence time (tr)

Residence time (tr) harus lebih dari 3 s. tr

=

=

A d h bc ρ L L m , maks

(Sinnot, R. K., 2005)

0,8400 × 0,1315 × 413,1920 0,2605 kg/det

= 175,2624 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih dari 3 s telah terpenuhi. e) Cek entrainment Nilai fractional entrainment harus lebih kecil dari 1.(Sinnot, R. K., 2005) Persen flooding aktual: uv

=

Uv maks An

(Sinnot, R. K., 2005)

0,6311 𝑚2

= 6,1600 𝑚2 = 0,1025 m/s % flooding =

=

uv 100% uf 0,1025m2 0,1464 m2

(Sinnot, R. K., 2005)

×100%

= 70% Untuk nilai FLV = 0,0034 dari fig. 11.29 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), didapat nilai ψ = 0,032. Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1 telah terpenuhi.

5) Trial Plate Layout. Digunakan plate tipe cartridge, dengan unperforated strip 50 mm mengelilingi pinggir plate dan lebar calming zone 50 mm. Dari fig. 11.32 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) pada

lw = 0,76, didapat nilai θC = 100o Dc

288

Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 - θC = 180 - 100 = 80o

Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw 3,14    180  = (2,9682 m- (0,0450 m))

(Sinnot, R. K., 2005)

 80  3,14    180 

= 4,1046 m Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw

Lm

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,0450 m

4,1046 m

= 0,1847 m2 Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 

(Sinnot, R. K., 2005)

 100  = (2,9862 m - 0,0450 m) sin    2  = 2,2531 m Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 (Lcz

hw)

= 2 (2,2531 m

(Sinnot, R. K., 2005) 0,045 m)

= 0,2028 m2 Total perforated area (Ap) Ap

= Aa - (Aup + Acz)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 3,6400 m2 - (0,1847 m2 + 0,2028 m2) = 3,2525 m2 Nilai lp/dh harus berada dalam range 2,5 - 4.0 (Sinnot, R. K., 2005). Dari fig. 11.33 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai lp/dh = 2,78 untuk nilai Ah/Ap = (0,364 / 3,2525) = 0,1119

289

Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh): Aoh

d = 3,14 h 4 = 3,14

2

(0,005 m) 2 4

= 0,00002 m2 Jumlah holes =

=

Ah Aoh 0,3640 m2 0,00002 m2

= 18.547,8820 = 18.548 holes

6) Ketebalan Dinding Kolom Bagian Atas Karena ketebalan dinding bagian silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder. t=

P.ri C S .E j  0,6.P

(Peters, M. S. dan K. D. Timmerhaus, 1991)

Keterangan : P = Tekanan desain

=5

tekanan operasi

=5

26,647 atm

= 133,235 atm ri = Jari-jari kolom

= 2,986 m

S = Tekanan kerja yang diperbolehkan untuk carbon steel = 932,230 atm Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

Dari Handbook of Corrosion Data (Craig, B. D. dan D. B. Anderson, 1995), laju korosi untuk Carbon Steel pada lingkungan atmosfer sebesar 0,036 mm/tahun.

290

C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,036 mm/tahun

11 tahun

= 0,396 mm = 0,000396 m t

=

P.ri C S .E j  0,6.P

= 0,2796 m = 27,9615 cm Sehingga : OD = ID + 2 t = 2,9862 m + 2 (0,2796 m). = 3,5454 m D. Desain Kolom Bagian Bawah (Stripping Section) 1) Data fisik untuk stripping section Dari perhitungan neraca massa, diperoleh data sebagai berikut. L’

=F + L = 81.971,620 kg/jam = 22,770 kg/s

V’

=V = 78.745,910 kg/jam = 21,874 kg/s

Data Fisik Laju alir massa (kg/s) Densitas (kg/m3) Laju alir volum (m3/s) Tegangan permukaan (N/m)

Vapour 21,874 24,465 0,894

Liquid 22,770 451,325 0,050 0,0314

2) Diameter Kolom Liquid –Vapour Flow Parameter (FLV) FLV

=

LW VW

V L

(Sinnot, R. K., 2005)

291

FLV

=

22,770

24,465

√ 21,874 451,325

= 0,2424 Ditentukan tray spacing = 0,4500 m Dari fig. 11.27 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai konstanta K1 = 0,062 Koreksi untuk tegangan permukaan: K1*

   =    0,02 

= (

0, 2

0,0314 0,2

)

0,02

(Sinnot, R. K., 2005)

K1

× 0,062

= 0,0679 Kecepatan flooding (uf ):

uf

 L  V V

= K1 *

(Sinnot, R. K., 2005)

451,3247 – 24,4650

= 0,0679 × √

24,4650

= 0,2834 m/s 

Desain untuk 70% flooding pada laju alirmaksimum ( u ) 

u

= 0,7

uf

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,1984 m/s Laju alir volum maksimum (Uv maks) Uv maks

=

=

V  V . .3.600 78.745,9100 24,4650 × 3600

= 1,7882 m3/s Net area yang dibutuhkan (An)

292

An

U V maks

=

(Sinnot, R. K., 2005)



u

=

1,7882 m3/s 0,1984 m/s

= 9,0128 m2 Cross sectional area dengan 12% downcormer area (Ac): Ac

= =

An 1  0,12

(Sinnot, R. K., 2005)

9,0128 m2 1-0,12

= 10,2418 m2 Diameter kolom (Dc) Dc

4 Ac 3,14

=

=

√

(Sinnot, R. K., 2005)

4. (10,2418) 3,14

= 3,612 m

3) Desain Plate Downcomer area (Ad). Ad

= persen downcomer

Ac

= 12% (10,2418 m2) = 1,2290 m2 Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad = 10,2418 m2 – 2 (1,2290 m2) = 7,7838 m2

Hole area (Ah) diambil 12% dari Aa Ah

= 12%

Aa

= 12% x 7,7838 m2

(Sinnot, R. K., 2005)

293

= 0,9341 m2 Panjang weir (lw) ditentukan dari fig. 11.31 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Ordinat

=

=

Ad 100 Ac 1,2290 10,2418

×100

= 12 Absis

=

lw Dc

= 0,75 Sehingga : lw

= Dc

0,75

= 3,6121 m

0,75

= 2,7090 m Penentuan nilai weir height (hw), hole diameter (dh), dan plate thickness untuk kolom bagian atas dan bawah, berdasarkan rekomendasi dari Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir height (hw)

= 45 mm

Hole diameter (dh)

= 5 mm

Plate thickness

= 5 mm

4) Pengecekan a) Cek weeping Laju cairan maksimum (Lm, max) Lm, max

= =

L 3600 81.971,6201 3600

= 22,7699 kg/s. Laju cairan minimum (Lm,min) Laju cairan minimum pada 70% liquid turn down ratio.

294

Lm,min

= 0,7 . Lm, maks = 0,7 (22,7699 kg/s) = 15,9389 kg/s

Weir liquid crest, (how). 2

how

 L  = 750  m   ρl l w 

how,maks

 L , maks  = 750  m   l lw  = 750 [

3

(Sinnot, R. K., 2005) 2

3

22,7699 kg/det 451,3247 Kg/m3 × 2,0790

2/3

]

= 52,6945 mm liquid how,min

 L , min  = 750  m   l lw  = 750 [

2

3

15,9389 kg/det 451,3247 Kg/m3 × 2,0790

2/3

]

= 9,7772 mm liquid

Pada laju minimum hw + how

= 45 mm + 9,7772 mm = 54,7772 mm

Dari fig. 11.30 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005): K2

= 22,800

Minimum design vapour velocity (ŭh). Ŭh

=

K 2  0,90 25,4  d h  1  V  2

=

22,80 - 0,90 (25,4-5) . (24,4650 Kg/𝑚3 )1/2

= 0,8977 m/s Actual minimum vapour velocity (Uv, min actual)

(Sinnot, R. K., 2005)

295

Uv,min actual

=

minimum vapour rate Ah

Uv,min actual

=

(Sinnot, R. K., 2005)

0,8941 m/s

0,9341

= 0,9572 m/s Nilai ini diterima, karena minimum operating rate harus berada diatas nilai minimum design vapour velocity (0,8977 m/s) b) Plate pressure drop Jumlah uap maksimum yang melewati hole (Ǚh) Ǚh

Uv, maks Ah

= =

(Sinnot, R. K., 2005)

0,8941 𝑚3 /𝑠 0,9341 𝑚2

= 0,9572 m/s Dari figure 11.34 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), untuk :

Plate thickness hole diameter

=1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,12

Ah Ap

= 12

100

Didapat nilai orifice coefficient (Co) = 0,86. Dry plate drop (hd) 2

hd

    Uh = 51   V  Co   L  

= 51 [

0,9572 2 24,465 Kg/𝑚3 0,86

]

451,3247 Kg/𝑚3

= 3,4249 mm liquid Residual head (hr)

(Sinnot, R. K., 2005)

296

hr

=

12,5 .10 3

(Sinnot, R. K., 2005)

L

= 27,6962 mm liqiud Total pressure drop (ht) ht

= hd + (hw + how) + hr

(Sinnot, R. K., 2005)

= 3,4249 + 54,7772+ 27,6962 = 85,8983 mm liquid c) Downcomer liquid backup Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw – (10 mm)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 45 mm – 10 mm = 35 mm = 0,035 m Area under apron (Aap) Aap

= hap . lw = 0,035 m

(Sinnot, R. K., 2005) 2,7090 m

= 0,0848 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (2,6968 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) = Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 L , max  = 166  m    L Aap 

= 166 [

2

22,7699 451,3247 x 0,0848 𝑚

(Sinnot, R. K., 2005) ] 2

2

= 58,7343 mm Downcomer back up (hb) hb

= (hw + how) + ht + hdc

(Sinnot, R. K., 2005)

= 54,7772 mm + 85,8983 mm + 58,7343 mm = 199,4099 mm = 0,1994 m

297

hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = (0,450 + 0,045) / 2 = 0,248 Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. d) Cek residence time (tr) Residence time (tr) harus lebih dari 3 s. tr

=

=

A d h bc ρ L L m , maks

(Sinnot, R. K., 2005)

1,2290 m3 × 0,1994 m x 451,3247 Kg/m3 22,7699 Kg/s

= 4,8577 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih dari 3 s telah terpenuhi. e) Cek entrainment Nilai fractional entrainment harus lebih kecil dari 1.(Sinnot, R. K., 2005) Persen flooding aktual: uv

=

=

Uv maks An

(Sinnot, R. K., 2005)

1,7882 m3 /s 9,0128 m2

= 0,1984 m/s % flooding = =

uv 100% uf 0,1984 m/s 0,2834

(Sinnot, R. K., 2005)

x 100

= 70% Untuk nilai FLV = 0,2141 dari fig. 11.29 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), didapat nilai ψ = 0,0071. Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1 telah terpenuhi. 5)

Trial Plate Layout.

298

Digunakan plate tipe cartridge, dengan unperforated strip 50 mm mengelilingi pinggir plate dan lebar calming zone 50 mm. Dari fig. 11.32 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) pada

lw = 0,75, didapat nilai θC = 100o Dc Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 – θC = 180 – 100 = 80 o

Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw 3,14    180  = (3,6121 m - (0,0450 m))

(Sinnot, R. K., 2005)

 80  3,14    180 

= 4,9780 m Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw

Lm

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,0450 m

4,9780 m

= 0,2240 m2 Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 

(Sinnot, R. K., 2005)

 100  = (3,6121 m - 0,0450 m) sin    2  = 2,7325 m Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 (Lcz

hw)

= 2 (2,7325 m = 0,2459 m2 Total perforated area (Ap)

(Sinnot, R. K., 2005) 0,045 m)

299

Ap

= Aa – (Aup + Acz)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 7,7838 m2 - (0,2240 m2 + 0,2459 m2) = 7,3139 m2 Nilai lp/dh harus berada dalam range 2,5 - 4.0 (Sinnot, R. K., 2005). Dari fig. 11.33 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai lp/dh = 2,7 untuk nilai Ah/Ap = (0,9341 / 7,3139) = 0,1277. Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh): Aoh

d = 3,14 h 4 =

2

3,14 ×0,0052 4

= 0,00002 m2 Jumlah holes = =

Ah Aoh 0,9341 𝑚2 2 x 10−5 𝑚2

= 47,595,2205 holes ≈ 47.596 holes 6) Ketebalan Dinding Kolom Bagian Bawah Karena ketebalan dinding bagian silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder. t=

P.ri C S .E j  0,6.P

(Peters, M. S. dan K. D. Timmerhaus, 1991)

Keterangan : P = Tekanan desain

=5

tekanan operasi

=5

27,6338 atm

= 138,1692 atm Da

= 3,6121 m

ri = Jari-jari kolom

= 1,8060 m

S = Tekanan kerja yang diperbolehkan untuk carbon steel

300

= 932,230 atm Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

Dari Handbook of Corrosion Data (Craig, B. D. dan D. B. Anderson, 1995), laju korosi untuk Carbon Steel pada lingkungan atmosfer sebesar 0,036 mm/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,036 mm/tahun

11 tahun

= 0,396 mm = 0,000396 m t

=

P.ri C S .E j  0,6.P

= 0,3209 m = 32,0900 cm Karena ketebalan dinding kolom bagian bawah lebih tebal, maka ketebalan dinding kolom bagian atas disamakan dengan kolom bagian bawah. Sehingga : OD = ID + 2 t = 3,6121 m + 2 (0,3521 m) = 4,3163 m E. Total Pressure Drop Pressure drop per plate rectifying section = 86,5186 mm 10-3 m)

= (86,51863

(9,8 m/s2)

(413,1920 kg/m3)

= 350,3383 Pa stripping section = 85,8983 mm 10-3 m)

= (85,8983

= 379,9268 Pa total pressure drop: ΔP = (N1 = (7

ΔP1) + (N2

ΔP2)

350,3383) + (33

= 14.989,9541 Pa

379,9268)

(9,8 m/s2)

(451,3247 kg/m3))

301

= 0,1479 atm F. Tinggi Kolom Distilasi H

= [(N1. tray spacing) + (N2.tray spacing)] = [(7

0,45) + (33 0,45) ]

= 18,90 m He atas

= tinggi tutup ellipsoidal = ¼

ID kolom

= ¼

2,9862 m

= 0,7465 m He bawah

= tinggi tutup ellipsoidal = ¼

ID kolom

= ¼

3,6121 m

= 0,9030 m

Ht

= H + He atas + He bawah = 18,90 m + 0,7465 m + 0,9030 m = 20,5496 m

302

Nama / Kode Alat

IDENTIFIKASI Kolom Distilasi / KD-01

Jenis

Sieve Tray Column

Jumlah

1 buah

Operasi

Continue

Fungsi

Untuk memisahkan light product (etilen) dengan heavy product (asetaldehid, DEE, propilen, butilen, dan etana)

Tekanan Temperatur

DATA DESAIN Top 26,647 atm -13,4 oC

Bottom 27,634 atm 125,8 0C

KOLOM Tinggi kolom Feed stage Total tray Diameter Tray spacing Jumlah tray Tebal silinder Tebal head Material

20,550 m stage ke- 7 40 tray Top 2,986 m 0,450 m 7 buah 352,108 cm 352,108 cm

Bottom 3,612 m 0,450 m 33 buah 352,108 cm 352,108 cm Carbon Steel

PELAT Top

Bottom

Downcomer area

0,840 m2

1,229 m2

Active area Hole diameter Hole area

3,640 m2 5 mm 0,364 m2

7,784 m2 5 mm 0,934 m2

Tinggi weir Panjang weir Tebal pelat Pressure drop per tray Tipe aliran cairan Desain % flooding Jumlah hole

0,045 m 2,269 m 5 mm 86,519 mm liquid Single pass 70 % 18.548 buah

0,045 m 2,709 m 5 mm 85,898 mm liquid Single pass 70 % 47.596 buah

303

L.3.16. KOLOM DISTILASI-02 (KD-02) Fungsi

: Untuk memisahkan light product (etanol) dengan heavy product (air)

Tipe

: Sieve Tray Column

Gambar

:

A. Menentukan Kondisi Operasi 1) Kondisi feed T = 98,434oC

= 371,584 K

P = 1 atm

= 760 mmHg

Perhitungan tiap komponen dapat ditentukan sebagai berikut Ki etanol = =

Pi etanolsat P 1.597,314 mmHg 760 mmHg

= 2,102 yi etanol = xi

Ki etanol

= 0,051 = 0,108

2,102

304

Dengan metode perhitungan yang sama, maka perhitungan yang diperoleh untuk tiap komponen adalah sebagai berikut.

No

Komponen

1

Etanol

2

Air

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

168,209 3.100,189

Ki

xi

yi

1.597,314

0,051

2,102

0,108

714,563

0,949

0,940

0,892

1,000

1,00

3.268,398

Total

2) Kondisi bottom pada bubble point: T = 99,9998 oC

= 373,1498 K

P = 1,4 atm

= 1064 mmHg

No Komponen 1

Etanol

2

Air Total

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

Ki

xi

yi

0,168

1.695,614

2,231

0,000

0,000

3.083,690

759,936

1,000

1,000

1,000

1,000

1,000

Ki

xi

yi

3.080,858

3) Kondisi distilat pada dew point:

No

T = 78,428oC

= 351,578 K

P = 0,9 atm

= 684 mmHg

Komponen

1

Etanol

2

Air Total

n

Pisat

(kmol)

(mmHg)

168,041

762,783

1,115

0,817

0,911

16,499

333,302

0,487

0,183

0,089

1,000

1,000

174,324

B. Perhitungan Desain Kolom Distilasi 1) Menentukan Volatilitas Relatif, α Komponen kunci: Light Key

: Etanol

305

Heavy Key

 αD

: Air

K LK K HK

(Ludwig, E. E., 1997)

= KLK / KHK = 1,115 / 0,487 = 2,289

αB

= KLK / KHK = 2,231 / 1,000 = 2,231

 avg

 D  B

=

(Ludwig, E. E., 1997)

= √2,289 ×2,231 = 2,260 2) Menentukan Stage Minimum, Smin Stage minimum ditentukan dengan metode Fenske. Smin

=

log  y LK / y HK D  x HK / x LK B  log ( avg )

(Winkle, M. V., 1967)

= 14,8880 Nmin

= Smin

1

= 14,9687

1

= 13,8880 3) Menentukan Refluks Minimum, Rmin n

1–q =

xF

 (   ) / 

q=1

(Winkle, M. V., 1967)

1

n

Rm + 1 =

xD

 (   ) / 

(Winkle, M. V., 1967)

1

xf

xD

α

α * xf/(α - θ)

α * xD/(α - θ)

Etanol

0,051

0,911

2,252

0,8502

15,0426

Air

0,949

0,089

1,000

-0,8505

-0,0802

1,000

1,000

-0,0003

14,9624

Komponen

306

Rmin = 14,962 R

= 1,5

1

= 13,962

Rmin = 1,5

13,962 = 20,944

4) Tray Teoritis pada Refluks Aktual Jumlah tray teoritis pada

refluks aktual ditentukan dengan Metode

Gilliland. Diketahui:

Rmin

= 13,962

Nmin

= 13,888

L / D  ( L / D) m L/ D 1

=

20,944 -13,962 20,962 + 1

= 0,318 Dari grafik 5.18 Distillation (Winkle, M. V., 1967) diperoleh : N-Nm N+1

N

= 0,38 = 23,013 stage ≈ 24 stage

5) Efisiensi Tray Ttop

= 78,4 oC

Tbottom

= 100,0 oC

Tavg

 T  Tbottom   =  top 2  

Tavg

= 89,2 oC

Eo

= 51 - 32,5 log (µa x αavg)

Komponen Etanol Air Total

kg

xf

(Sinnot, R. K., 2005)

µ (mPa.s) 0,4699 0,3755

densitas (kg/m3)

7.749,043 0,051 94,824 55.853,000 0,949 854,377 60.302,043 1,000 Viskositas campuran, µa = 0,3803 mPa.s Molar Average Viscosity

= µa

αavg

= 0,38063 2,2597

µk (cSt) 0,0050 0,0004

VBN -34,6088 -35,5062 -70,1150

307

= 0,8594 Dari fig. 11.13 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), diperoleh efisiensi tray (Eo) = 50% 6) Menentukan Stage Aktual Nact = Nteoritis / Eo Nact = 23,031 / 0,50 Nact = 46,026 stage Dengan ditambah stage reboiler maka: Sact = Nact + 1 Sact = 46,026 + 1 Nact = 47,026 ≈ 48 stage 7) Menentukan Lokasi Feed Lokasi feed ditentukan dengan menggunakan metode Ludwig.  Sr   Ss

  log x LK / x HK D   y HK / y LK F        log  y LK / y HK F  ( y HK / y LK ) B 

= 0,9149 St

= Sr + Ss

St

= Ss (Sr / Ss ) + Ss

14,888

= (47,026)Ss + Ss = 48,026 Ss

Ss

= 14,888/48,026 = 0,310

Stage pada rectifier : Sr

= St – Ss = 14,888 – 0,310 = 14,578

Stage aktual pada rectifier : Sr, act

= (Sr – 1) / Eo = (14,5780 – 1) / 50% = 27,1559

(Ludwig, E. E., 1997)

308

≈ 28 Jadi, umpan masuk pada stage ke-28 dari puncak kolom distilasi. C. Desain Kolom Bagian Atas (Rectifying Section) 1) Data untuk rectifying section. Data laju alir untuk rectifying section didapat dari perhitungan neraca massa. D

= 8.038,544 kg/jam

L

= 168.356,041 kg/jam = 46,766 kg/s

V

=L+D = 176.394,041 kg/jam = 48,998 kg/s

Data Fisik Laju alir massa (kg/s) Densitas (kg/m3) Laju alir volum (m3/s) Tegangan permukaan (N/m)

Vapour 48,998 1,359 36,058

Liquid 46,766 948,970 0,049 0,0217

2) Diameter Kolom Liquid-Vapour Flow Parameter (FLV) FLV

=

FLV

=

LW VW

V L

46,766

(Sinnot, R. K., 2005) 1,3589

√ 48,998 948,9702

= 0,0361 Ditentukan tray spacing = 0,4500 m Dari fig. 11.27 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai konstanta K1 = 0,082 Koreksi untuk tegangan permukaan: K*

   =    0,02 

0, 2

K1

(Sinnot, R. K., 2005)

309

= (

0,0187 0,2

)

0,02

× 0,082

= 0,0834 Kecepatan flooding (uf ):

uf

 L  V V

= K1 *

= 0,0834√

(Sinnot, R. K., 2005)

948,9702 –1,3589 1,3589

= 2,201 m/s 

Desain untuk 70% flooding pada laju alir maksimum ( u ) 

u

= 0,85

uf

= 0,85

2,201 m/s

(Sinnot, R. K., 2005)

= 1,5409 m/s Laju alir volum maksimum (Uv maks) Uv maks

=

=

V

V 48,9985 1,3589

= 36,0584 m3/s Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks 

(Sinnot, R. K., 2005)

u

=

36,0584 m3 /s 1,5409 m/s

= 23,4014 m2

Cross sectional area dengan 12% downcormer area (Ac): Ac

An 1  0,12 23,4014 m = 1-0,12 =

(Sinnot, R. K., 2005)

310

= 26,5926 m2 Diameter kolom (Dc) Dc

=

=

4 Ac 3,14

√

(Sinnot, R. K., 2005)

4 x 26,5926 3,14

= 5,820 m 3) Desain Plate Downcomer area (Ad). Ad

= persen downcomer

Ac

= 12% (26,5926 m2) = 3,1911 m2 Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad

(Sinnot, R. K., 2005)

= 26,5926 m2 – 2 (3,1911 m2) = 13,8281 m2 Hole area (Ah) diambil 10% dari Aa Ah

= 10 %

Aa

= 10 % x 13,8281 m2 = 3,3828 m2 Panjang weir (lw) ditentukan dari fig. 11.31 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir length merupakan penghalang yang dipasang di pinggir dari downflow yang bertujuan agar volume liquid yang tertampung di tray banyak, sehingga kontak antara liquid dan gas semakin efektif. Ordinat

=

=

Ad 100 Ac 3,1911 26,5926

= 12,000

× 100

311

Absis

=

lw Dc

= 0,76 Sehingga : lw

= Dc

0,76

= 5,8203 m

0,76

= 4,4234 m Penentuan nilai weir height (hw), hole diameter (dh), dan plate thickness untuk kolom bagian atas dan bawah, berdasarkan rekomendasi dari Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir height (hw)

= 45 mm

Hole diameter (dh)

= 5 mm

Plate thickness

= 5 mm

4) Pengecekan a) Cek weeping Laju cairan maksimum (Lm, maks) Lm, maks = =

L 3600 s 168.356,0408 Kg/Jam 3600

= 46,7656 kg/s. Laju cairan minimum (Lm, min) Laju cairan minimum pada 70% liquid turn down ratio. Lm, min

= 0,7 . Lm, maks = 0,7 (46,7656 kg/s) = 32,7359 kg/s

Weir liquid crest, (how). how

 L  = 750  m   ρl l w 

2

3

(Sinnot, R. K., 2005)

312

how, maks

 L , maks  = 750  m   l lw 

2

3

2/3 46,7656 kg/det = 750 × ( ) 948,9702 kg/m3 × 4,4234

= 0,0310 m liquid = 31,0291 mm liquid how, min

 L , min  = 750  m   l lw 

2

3

2/3

32,7359 kg/det × (948,9702 ) kg/m3 × 4,4234

= 750

= 0,0152 m liquid = 15,2043 mm liquid Pada laju minimum hw + how

= 45 mm + 15,2043mm = 60,2043 mm

Dari fig. 11.30 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005): K2

= 30,25

Minimum design vapour velocity (ŭh). ŭh

=

K 2  0,90 25,4  d h  1  V  2

(Sinnot, R. K., 2005)

[30,25-0,90 (25,4-5)] = . 1,35891/2

= 10,1998 m/s Actual minimum vapour velocity (Uv, min actual) Uv,min actual Uv,min actual

=

minimum vapour rate Ah =

(Sinnot, R. K., 2005)

36,0584 m/s 0,5531

= 65,1903 m/s Nilai ini diterima, karena minimum operating rate harus berada diatas nilai minimum design vapour velocity (10,1998 m/s).

313

b) Plate pressure drop Jumlah uap maksimum yang melewati hole (Ǚh) Ǚh

= =

Uv, maks Ah

(Sinnot, R. K., 2005)

36,0584 𝑚3 /𝑠 0,553

= 65,1903 m/s Dari figure 11.34 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), untuk :

Plate thickness hole diameter

=1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,1

Ah Ap

= 10

100

Didapat nilai orifice coefficient (Co) = 0,845. Dry plate drop (hd) 2

hd

    Uh = 51   V  Co   L  

(Sinnot, R. K., 2005)

65,190 2 1,3589 Kg/m3 = 51 ( 0,845 ) 948,970 Kg/m3

= 43,466 mm liquid Residual head (hr) hr

=

=

12,5 .10 3

L 12,5 . 103 948,970 Kg/𝑚3

= 13,172 mm liquid Total pressure drop (ht)

(Sinnot, R. K., 2005)

314

ht

= hd + (hw + how) + hr

(Sinnot, R. K., 2005)

= 43,466 + 60,204 + 13,172 = 116,842 mm liquid c) Downcomer liquid backup Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw - (10 mm)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 45 mm - 10 mm = 35 mm = 0,035 m Area under apron (Aap) Aap

= hap . lw

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,035 m x 4,4234 m = 0,155 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (3,1911 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) = Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 L , maks  = 166  m    L Aap 

2

(Sinnot, R. K., 2005)

2 46,7656 kg/det = 166 [ ] 948,9702 Kg/𝑚3 x 0,1548

= 16,8191 mm Downcomer back up (hb) hb

= (hw + how) + ht + hdc

(Sinnot, R. K., 2005)

= 60,2043 mm + 116,8422 mm + 16,8191 mm = 193,8655 mm = 0,1939 m hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = (0,50 + 0,045) / 2 = 0,2725

315

Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. d) Cek residence time (tr) Residence time (tr) harus lebih dari 3 s. tr

=

=

A d h bc ρ L L m , maks

(Sinnot, R. K., 2005)

3,1911 × 0,1939 × 948,9702 46,7656 kg/det

= 12,5536 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih dari 3 s telah terpenuhi. e) Cek entrainment Nilai fractional entrainment harus lebih kecil dari 1.(Sinnot, R. K., 2005) Persen flooding aktual: uv

=

Uv maks An

(Sinnot, R. K., 2005)

36,0584 𝑚2

= 23,4014 𝑚2 = 1,5409 m/s % flooding =

=

uv 100% uf 1,5409 m2 2,2012 m2

(Sinnot, R. K., 2005)

×100%

= 70% Untuk nilai FLV = 0,005 dari fig. 11.29 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), didapat nilai ψ = 0,049. Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1 telah terpenuhi.

5)

Trial Plate Layout. Digunakan plate tipe cartridge, dengan unperforated strip 50 mm mengelilingi pinggir plate dan lebar calming zone 50 mm.

316

Dari fig. 11.32 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) pada

lw = 0,76, didapat nilai θC = 100o Dc Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 - θC = 180 - 100 = 80o

Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw 3,14    180  = (5.8203 m- (0,0450 m))

(Sinnot, R. K., 2005)

 80  3,14    180 

= 8,0597 m Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw

Lm

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,0450 m

8,0597 m

= 0,3627 m2 Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 

(Sinnot, R. K., 2005)

 100  = (5,8203 m - 0,0450 m) sin    2  = 4,4241 m Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 (Lcz

hw)

= 2 (4,4241 m

(Sinnot, R. K., 2005) 0,045 m)

= 0,3982 m2 Total perforated area (Ap) Ap

= Aa - (Aup + Acz)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 13,8281 m2 - (0,3627 m2 + 0,3982 m2) = 13,0673 m2

317

Nilai lp/dh harus berada dalam range 2,5 - 4.0 (Sinnot, R. K., 2005). Dari fig. 11.33 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai lp/dh = 2,78 untuk nilai Ah/Ap = (0,695 / 6,4124) = 0,1058 Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh): Aoh

2

= 3,14

dh 4

= 3,14

(0,005 m) 2 4

= 0,00002 m2 Jumlah holes =

=

Ah Aoh 19,6250 m2 0,00002 m2

= 70.461,7951 = 70.462 holes

6) Ketebalan Dinding Kolom Bagian Atas Karena ketebalan dinding bagian silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder. t=

P.ri C S .E j  0,6.P

(Peters, M. S. dan K. D. Timmerhaus, 1991)

Keterangan : P = Tekanan desain

=5

tekanan operasi

=5

0,9 atm

= 4,5 atm ri = Jari-jari kolom

= 2,910 m

S = Tekanan kerja yang diperbolehkan untuk carbon steel = 932,230 atm Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

318

Dari Handbook of Corrosion Data (Craig, B. D. dan D. B. Anderson, 1995), laju korosi untuk Carbon Steel pada lingkungan atmosfer sebesar 0,036 mm/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,036 mm/tahun

11 tahun

= 0,396 mm = 0,000396 m t

=

P.ri C S .E j  0,6.P

= 0,0170 m = 1,6979 cm Sehingga : OD = ID + 2 t = 5,8203 m + 2 (0,0170 m). = 3,8543 m

D. Desain Kolom Bagian Bawah (Stripping Section) 1) Data fisik untuk stripping section Dari perhitungan neraca massa, diperoleh data sebagai berikut. L’

=F + L = 231.958,084 kg/jam = 64,433 kg/s

V’

=V = 176.394,585 kg/jam = 48,998 kg/s Data Fisik

Vapour

Liquid

Laju alir massa (kg/s)

48,998

64,433

Densitas (kg/m3)

0,700

950,821

Laju alir volum (m3/s)

70,000

0,068

Tegangan permukaan (N/m)

0,0755

319

2) Diameter Kolom Liquid –Vapour Flow Parameter (FLV) FLV

=

FLV

=

V L

LW VW

64,433

(Sinnot, R. K., 2005) 0,700

√ 48,998 950,821

= 0,0357 Ditentukan tray spacing = 0,4500 m Dari fig. 11.27 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai konstanta K1 = 0,055 Koreksi untuk tegangan permukaan: K1*

   =    0,02 

= (

0, 2

0,0755 0,2

)

0,02

(Sinnot, R. K., 2005)

K1

× 0,055

= 0,0717 Kecepatan flooding (uf ):

uf

 L  V V

= K1 *

(Sinnot, R. K., 2005)

950,8214 – 0,700

= 0,0717 x √

0,700

= 2,6429 m/s 

Desain untuk 70% flooding pada laju alirmaksimum ( u ) 

u

= 0,7

uf

= 1,8500 m/s Laju alir volum maksimum (Uv maks) Uv maks

=

=

V  V . .3.600 176.394,5846 0,7000 × 3600

(Sinnot, R. K., 2005)

320

= 70,0002 m3/s Net area yang dibutuhkan (An) An

=

U V maks

(Sinnot, R. K., 2005)



u

=

70,0002 m3/s 1,8500 m/s

= 37,8375 m2 Cross sectional area dengan 12% downcormer area (Ac): Ac

= =

An 1  0,12

(Sinnot, R. K., 2005)

37,8375 m2 1-0,12

= 42,9972 m2 Diameter kolom (Dc) Dc

4 Ac 3,14

=

=

√

(Sinnot, R. K., 2005)

4. (42,9972) 3,14

= 7,401 m

3) Desain Plate Downcomer area (Ad). Ad

= persen downcomer

Ac

= 12% (42,9972 m2) = 5,1597 m2 Active area (Aa) Aa

= Ac – 2 Ad = 42,9972 m2 – 2 (5,1597 m2) = 32,6678 m2

Hole area (Ah) diambil 12% dari Aa Ah

= 12%

Aa

(Sinnot, R. K., 2005)

321

= 12% x 32,6678 m2 = 3,9213 m2 Panjang weir (lw) ditentukan dari fig. 11.31 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Ordinat

=

=

Ad 100 Ac 5,1597

×100

42,9972

= 12,000 Absis

=

lw Dc

= 0,75 Sehingga : lw

= Dc

0,75

= 7,4009 m

0,75

= 5,5507 m Penentuan nilai weir height (hw), hole diameter (dh), dan plate thickness untuk kolom bagian atas dan bawah, berdasarkan rekomendasi dari Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005). Weir height (hw)

= 45 mm

Hole diameter (dh)

= 5 mm

Plate thickness

= 5 mm

4) Pengecekan a) Cek weeping Laju cairan maksimum (Lm, max) Lm, max

= =

L 3600 231.958,0843 3600

= 64,4328 kg/s. Laju cairan minimum (Lm,min)

322

Laju cairan minimum pada 70% liquid turn down ratio. Lm,min

= 0,7 . Lm, maks = 0,7 (64,4328 kg/s) = 45,1030 kg/s

Weir liquid crest, (how). 2

how

 L  = 750  m   ρl l w 

how,maks

 L , maks  = 750  m   l lw  = 750 [

3

(Sinnot, R. K., 2005) 2

3

2/3

64,4328 kg/det

950,8214 Kg/m3 × 5,5507

]

= 39,7651 mm liquid how,min

 L , min  = 750  m   l lw  = 750 [

2

3

45,1030 kg/det

950,8214 Kg/m3 ×5,5507

]

2/3

= 31,3498 mm liquid

Pada laju minimum hw + how

= 45 mm + 31,3498 mm = 76,3498 mm

Dari fig. 11.30 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005): K2

= 27,6

Minimum design vapour velocity (ŭh). Ŭh

=

K 2  0,90 25,4  d h  1  V  2

=

27,6 - 0,90 (25,4-5) . (0,7000 Kg/𝑚3 )1/2

= 11,0441 m/s Actual minimum vapour velocity (Uv, min actual)

(Sinnot, R. K., 2005)

323

Uv,min actual

=

minimum vapour rate Ah

Uv,min actual

=

(Sinnot, R. K., 2005)

49,0001 m/s

3,9213

= 12,4958 m/s Nilai ini diterima, karena minimum operating rate harus berada diatas nilai minimum design vapour velocity (11,0441 m/s) b) Plate pressure drop Jumlah uap maksimum yang melewati hole (Ǚh) Ǚh

Uv, maks Ah

= =

(Sinnot, R. K., 2005)

49,0001 𝑚3 /𝑠 3,9213 𝑚2

= 12,4958 m/s Dari figure 11.34 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), untuk :

Plate thickness hole diameter

=1

Ah Ah = Aa Ap

= 0,12

Ah Ap

= 12

100

Didapat nilai orifice coefficient (Co) = 0,86. Dry plate drop (hd) 2

hd

    Uh = 51   V  Co   L  

= 51 [

12,4958 2 0,7000 Kg/𝑚3 0,86

]

950,8214 Kg/𝑚3

= 9,4807 mm liquid Residual head (hr)

(Sinnot, R. K., 2005)

324

hr

=

12,5 .10 3

(Sinnot, R. K., 2005)

L

= 13,1465 mm liqiud Total pressure drop (ht) ht

= hd + (hw + how) + hr

(Sinnot, R. K., 2005)

= 9,4807 + 76,3498 + 13,1465 = 98,9771 mm liquid c) Downcomer liquid backup Downcomer pressure loss (hap) hap

= hw – (10 mm)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 45 mm – 10 mm = 35 mm = 0,035 m Area under apron (Aap) Aap

= hap . lw = 0,035 m

(Sinnot, R. K., 2005) 5,5507 m

= 0,1834 m2 Karena nilai Aap lebih kecil dari nilai Ad (5,1597 m2), maka nilai Aap yang digunakan pada perhitungan head loss di downcomer (hdc) = Head loss in the downcomer (hdc) hdc

 L , max  = 166  m    L Aap 

= 166 [

2

64,4328 950,8214 × 0,1843 𝑚

(Sinnot, R. K., 2005) 2

] 2

= 22,4490 mm Downcomer back up (hb) hb

= (hw + how) + ht + hdc

(Sinnot, R. K., 2005)

= 76,3498 mm + 98,9771 mm + 22,4490 mm = 197,7758 mm = 0,1978 m

325

hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2 (plate spacing + weir height)/2 = (0,450 + 0,045) / 2 = 0,2475 Ketentuan bahwa nilai hb harus lebih kecil dari (plate spacing + weir height)/2, telah terpenuhi. d) Cek residence time (tr) Residence time (tr) harus lebih dari 3 s. tr

=

=

A d h bc ρ L L m , maks

(Sinnot, R. K., 2005)

5,1597 m3 × 0,1978 m x 950,8214 Kg/m3 64,4328 Kg/s

= 15,0587 s Ketentuan bahwa nilai tr harus lebih dari 3 s telah terpenuhi. e) Cek entrainment Nilai fractional entrainment harus lebih kecil dari 1.(Sinnot, R. K., 2005) Persen flooding aktual: uv

=

=

Uv maks An

(Sinnot, R. K., 2005)

70,0002 m3 /s 37,8375 m2

= 1,8500 m/s % flooding = =

uv 100% uf 1,8500 m/s 2,6429

(Sinnot, R. K., 2005)

× 100%

= 70% Untuk nilai FLV = 0,0036 dari fig. 11.29 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005), didapat nilai ψ = 0,048. Ketentuan bahwa nilai ψ harus lebih kecil dari 1 telah terpenuhi. 5)

Trial Plate Layout.

326

Digunakan plate tipe cartridge, dengan unperforated strip 50 mm mengelilingi pinggir plate dan lebar calming zone 50 mm. Dari fig. 11.32 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) pada

lw = 0,75, didapat nilai θC = 100o Dc Sudut subtended antara pinggir plate dengan unperforated strip (θ) θ

= 180 – θC = 180 – 100 = 80 o

Mean length, unperforated edge strips (Lm) Lm

   = Dc  hw 3,14    180  = (7,4009 m - (0,0450 m))

(Sinnot, R. K., 2005)

 80  3,14    180 

= 10,2656 m Area of unperforated edge strip (Aup) Aup

= hw

Lm

(Sinnot, R. K., 2005)

= 0,0450 m

10,2656 m

= 0,4620 m2 Mean length of calming zone (Lcz) Lcz

  = ( Dc  hw) sin  C   2 

(Sinnot, R. K., 2005)

 100  = (7,4009 m - 0,0450 m) sin    2  = 5,6350 m Area of calming zone (Acz) Acz

= 2 (Lcz

hw)

= 2 (5,6350 m = 0,5071 m2 Total perforated area (Ap)

(Sinnot, R. K., 2005) 0,045 m)

327

Ap

= Aa – (Aup + Acz)

(Sinnot, R. K., 2005)

= 32,6678 m2 - (0,4620 m2 + 0,5071 m2) = 31,7087 m2 Nilai lp/dh harus berada dalam range 2,5 - 4.0 (Sinnot, R. K., 2005). Dari fig. 11.33 Chemical Engineering Design (Sinnot, R. K., 2005) didapat nilai lp/dh = 2,7 untuk nilai Ah/Ap = (3,9213 / 31,7087) = 0,1237. Jumlah holes Area untuk 1 hole (Aoh): Aoh

d = 3,14 h 4 =

2

3,14 ×0,0052 4

= 0,00002 m2 Jumlah holes = =

Ah Aoh 3,9213 𝑚2 2 x 10−5 𝑚2

= 199.813,5836 holes ≈ 199.814 holes 6) Ketebalan Dinding Kolom Bagian Bawah Karena ketebalan dinding bagian silinder lebih tebal dari head, maka digunakan tebal silinder. t=

P.ri C S .E j  0,6.P

(Peters, M. S. dan K. D. Timmerhaus, 1991)

Keterangan : P = Tekanan desain

=5

tekanan operasi

=5

1 atm

= 5 atm Da

= 7,4009 m

ri = Jari-jari kolom

= 3,7005 m

S = Tekanan kerja yang diperbolehkan untuk carbon steel

328

= 932,230 atm Ej = Efisien pengelasan

= 0,85

Dari Handbook of Corrosion Data (Craig, B. D. dan D. B. Anderson, 1995), laju korosi untuk Carbon Steel pada lingkungan atmosfer sebesar 0,036 mm/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan

= laju korosi

service life

= 0,036 mm/tahun

11 tahun

= 0,396 mm = 0,000396 m t

=

P.ri C S .E j  0,6.P

= 0,0238 m = 2,3761 cm Karena ketebalan dinding kolom bagian bawah lebih tebal, maka ketebalan dinding kolom bagian atas disamakan dengan kolom bagian bawah. Sehingga : OD = ID + 2 t = 7,4009 m + 2 (0,0238 m) = 7,4486 m E. Total Pressure Drop Pressure drop per plate rectifying section = 116,8422 mm 10-3 m)

= (116,8422

(9,8 m/s2)

(948,9702 kg/m3)

= 1086,6214 Pa stripping section = 98,9771 mm = (98,9771

10-3 m)

= 922,2731 Pa total pressure drop: ΔP = (N1 = (28

ΔP1) + (N2

ΔP2)

1086,6214) + (20

= 48.870,8602 Pa

922,2731)

(9,8 m/s2)

(950,8214 kg/m3))

329

= 0,4823 atm F. Tinggi Kolom Distilasi H

= [(N1. tray spacing) + (N2.tray spacing)] = [(28

0,45) + (20

0,45) ]

= 22,5 m He atas

= tinggi tutup ellipsoidal = ¼

ID kolom

= ¼

5,8203 m

= 1,4551 m He bawah

= tinggi tutup ellipsoidal = ¼

ID kolom

= ¼

7,4009 m

= 1,8502 m

Ht

= H + He atas + He bawah = 22,5 m + 1,4551 m + 1,8502 m = 25,8053 m

330

Nama / Kode Alat

IDENTIFIKASI Kolom Distilasi / KD-02

Jenis

Sieve Tray Column

Jumlah

1 buah

Operasi

Continue

Fungsi

Untuk memisahkan light product (etanol) dengan heavy product (air)

Downcomer area

DATA DESAIN Top Bottom 0,9 atm 1 atm o 78,4 C 99,99 0C KOLOM 25,805 M stage ke- 28 48 Tray Top Bottom 5,820 m 7,401 m 0,45 m 0,45 m 28 buah 20 buah 23,835 cm 23,835 cm 23,835 cm 23,835 cm Carbon Steel PELAT Top Bottom 2 3,191 m 5,160 m2

Active area Hole diameter Hole area

13,828 m2 5 mm 1,383 m2

Tekanan Temperatur Tinggi kolom Feed stage Total tray Diameter Tray spacing Jumlah tray Tebal silinder Tebal head Material

Tinggi weir Panjang weir Tebal pelat Pressure drop per tray Tipe aliran cairan Desain % flooding Jumlah hole

0,045 m 4,423 m 5 mm 116,842 mm liquid Single pass 70 % 70.642 buah

32,678 m2 5 mm 3,921 m2 0,045 m 5,551 m 5 mm 98,977 mm liquid Single pass 70 % 199.814 buah

331

L.3.17. KNOCK OUT DRUM-01 (KOD-01) Fungsi

: Untuk memisahkan produk (vapor) dengan bahan baku yang ingin di-recycle (liquid).

Tipe

: Vertical cylindrical dengan ellipsoidal head

Bahan konstruksi

: Stainless 304 (SA-240)

Gambar : Vapor

Input

Liquid Data neraca massa dan kondisi operasi Laju massa liquid input

= 63.602,0435 Kg/jam

Laju massa uap input

= 81.033,8411 Kg/jam

Temperatur

= 35,00oC

Tekanan

= 1 atm = 17,068 Psi

Data sifat fisika Komponen Etanol Air Etilen DEE Asetaldehida Propilen Butilen Hidrogen Etana Total

Fraksi 0,1091 0,8028 0,0560 0,0034 0,0213 0,0023 0,0050 0,0000 0,0001 1,0000

Liquid Input Densitas fungsi Temperatur (kg/m3) 84.8362 817.5075 0.0000 2.3924 16.1935 11.0233 28.7771 0.0000 0.0000

Volume (m3/jam) 88,1182 67,3183 0,0000 98,4530 90,1734 14,1056 11,9076 0,0000 0,0000 370,0761

332

Densitas liquid campuran

= 960,7301 kg/m3

Densitas uap campuran

= 19,2292 kg/m3 (Sumber : Yaws,1999)

Data umum Holding time (t)

= 5 menit

Faktor keamanan

= 10%

Jumlah alat

= 1 unit

(Sumber : Sinnot, 2005)

Working stress allowable (S)

= 11.200,000 Psi

(Peter, hlm 538)

Welding or joint efficiency (Ej)

= 0,85

(Peter, hlm 538)

Korosi maksimum (C)

= 0,0100 in/tahun

(Peter, hlm 542)

Umur alat = 11 tahun Data spesifikasi tangki Rasio tinggi silinder (HS ) : diameter tangki (DT ) = 3 : 2 Laju volumetrik uap (Qv) Qv = Qv

laju alir massa uap

=

ρuap 81.033,8411 kg/jam 19,2292 kg/m3

Qv = 4.214,1075 m3 /jam m3

Qv =1,1706

s

Qv ' =Qv x (100%+ faktor keamanan) Qv ' =1,1706 Qv ' =1,2876

m3 s

x (100%+10%)

m3 s

Kecepatan uap maksimum (Uv) W

ρg

g

L

X= ln (W √ρ ) X= ln (

63.602,0435 81.033,8411

(Persamaan 3-2 W. Wayne Blackwell) Kg jam Kg jam

Kg

√

19,2292 3 m

Kg

960,7301 3 m

)

333

X =-2,1979

(Persamaan 3-1 W. Wayne Blackwell) -1,877478097-0,8145804597.X-0,1870744085.X2 Kv = exp ( ) -0,0145228667.X3 -0,0010148578.X4 Kv =0,4230

Ug =0,035 [(

ρL -ρg ρg

0,5

) ] Kg

Ug =0,035 [( Ug = 0,2449

Kg

960,7301 3 -19,2292 3 m m Kg

19,2292 3 m

m s

Luas vessel minimum (A) Q

A = Uv g

A=

m3 s m 0,2449 s

1,2876

A = 5,2577 m2 Diameter vessel minium (D) 4.A 0,5

D=(

π

)

4 x 5,2577 m2

D=(

3,14

0,5

)

D = 2,5880 m D = 101,8897 In Jari-jari (R) = R=

D 2

2,5880 m 2

R = 1,2940 m R = 50,9449 In Laju volumetrik liquid (QL)

0,5

) ]

334

QL = 370,0761 QL = 0,1028

m3 jam

m3 s

QL ' = QL x (100%+ faktor keamanan) QL ' = 0,1028

m3 s

x (100%+10%)

m3

QL ' = 0,1131 jam Tinggi liquid (HL) Holding time (t) = 5 menit Holding time (t) = 300 s t

HL =QL ' x (A) HL =0,1131

m3 jam

300 s

x (5,2577 m2 )

HL =6,4522 m Tinggi vessel (HT) Jarak top ke nozzle inlet (Hv )=3 ft + D Hv = 0,9144 m + 2,5880 m Hv =3,5024 m Jarak nozzle inlet ke level liquid maksimum (Hz ) = 1 ft Hz = 0,3048 m HT = HL + Hv + Hz HT = 6,4522 m + 3,5024 m + 0,3048 m HT = 10,2594 m Volume silinder (VS) VS = (

π.D2 4

) x HS

Keterangan : VS = Volume silinder D = Diameter silinder HS = Tinggi silinder

(Persamaan 3.1. Brownell)

335

H

VS = (0,785.D2 ) x [(Rasio DS ) .D] T

2

VS = (0,785.D ) x (1,5.D) VS = 1,1775.D3 VS = 1,1775.(2,5880 m)3 VS = 20,4105 m3 Volume head (VH) π.D3

VH = (

24

)

3,14 x (2,5880 m)3

VH = (

24

)

VH = 2,2678 m3 Volume vessel total (VT) VT = VS +2.VH VT = 20,4105 m3 +(2 x 2,2678 m3 ) VT = 24,9461 m3 Tebal dinding vessel P.R

t S = (S.E−0,6.P) + C

(Peters, hlm 537)

Keterangan : t S = tebal dinding silinder tangki (In) = tekanan operasi (Psia) = jari-jari tangki (In) tS = (

(14,6959 Psi).(50,9449 in) in ) + (0,010 x 11 tahun) (11.200,00 Psi).(0,85)-0,6.(14,6959 Psi) tahun

tS = 0,1862 in tS = 0,0047 m tS = 0,4729 cm Diameter luar (OD) OD = D+2.ts OD = 2,5880 m+(2 x 0,0047 m) OD = 2,5975 m

336

IDENTIFIKASI Nama alat

Knock Out Drum-01

Kode alat

KOD-01

Jumlah

1 unit

Jenis

Silinder Vertikal

Operasi

Continue

Material

Stainless Steel 304

Fungsi

Memisahkan fraksi uap dan liquid output VP-01 DESAIN MEKANIK

Diameter

2,5880 m

Tinggi

10,2594 m

Ketebalan

0,0070 m

L.3.18. PARTIAL CONDENSOR-01 (PC-01) Fungsi

: Mengkondensasikan campuran uap air dan etanol

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Aliran dari CH-01 W1

= 144.635,8846 kg/jam

= 318.867,1638 lb/jam

T1

= 50oC

= 122,0000°F

T2

= 35oC

= 95,0000°F

Fluida Dingin : Refrigeran (Ammonia) W2

= 91.777,1007 kg/jam

= 202.333,6317 lb/jam

337

T1

= -33,0000oC

= -27,4000°F

T2

= -33,0000oC

= -27,4000°F

Perhitungan: A. Beban Panas PC-01 Q

= 135.973.651,6494 Kj/jam = 128.880.042,2165 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

122,0000

Suhu tinggi

-27,4000

149,4000

95,0000

Suhu rendah

-27,4000

122,4000

Selisih

ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

27,0000

…(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 135,4518oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 108,5000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = -27,4000oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 350 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 2.718,5220 ft2 Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 16 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=1

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

…(Kern, 1965)

338

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 865,5508 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 866

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 2719,9328 ft2 Q

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

UD

= A X ∆T

UD

= 349,8185

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 35,00 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 17,5000 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Refrigeran (Ammonia) : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,1820 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 1,0945 ft2 Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 203.333,6317 lb/jam 1,0945 𝑓𝑡 2

= 184.859,2935 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= -27,4000oF

339

μ

= 0,2592 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 1,6010 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 294,4785

Jh

= 185

Cp

= 1,0211 Btu/lb. oF

k

= 0,3550 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 28 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 1,8044  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 1.471,3473 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 1.279,0913 Btu/jam.ft2.oF 2)

Output Chiller-01 (CH-01)

: Shell Side

Tc

= 108,5000oF

Baffle Spacing (B)

= 17,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 1,0634 ft2 Laju alir Gs

=

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

340

=

318.867,1638 lb/jam 1,0643 ft2

= 299.865,2838 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 108,5000oF

μ

= 0,5099 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 1,4782 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 200

Cp

= 0,4808 Btu/lb. oF

k

= 0,1134 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 5,2314  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

       w

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : ho

= 647,2987 Btu/jam.ft2.oF

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 429,7957 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,000532 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 1,6010 x 104

341

Faktor friksi

= 0,00023

...(Figure 26 Kern, 1965)

s

= 0,2872

ΔPt

=

ΔPt

= 0,1544 psi

V2 / 2g

= 0,0052

ΔPr

=

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

...(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,0724 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,2268 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 1,4728 x 104

f

= 0,00010

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 131,6571 Ds

ID

= 12 = 2,4306 ft

s

= 0,1216

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 7,4538 psi

342

IDENTIFIKASI Nama Alat

Partial Condensor-01 (PC-01)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Mengkondensasikan campuran uap air dan etanol DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,000532

UC (BTU/jam ft2 oF)

429,7957

UD (BTU/jam ft2 oF)

349,8185

Ho (BTU/jam ft2 oF)

647,2987

Hio (BTU/jam ft2 oF)

1279,0913

ΔPs (Psi)

7,4538 psi

ΔPT (Psi)

0,2268 psi

L.3.19. PARTIAL CONDENSOR-02 (PC-02) Fungsi

: Mengkondensasi sebagian top product KD-01

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

343

Fluida Panas : Top product KD-01 W1

= 77.808,1310 kg/jam

= 171.537,3618 lb/jam

T1

= -13,4485oC

= 7,7928°F

T2

= -13,4485oC

= 7,7857°F

Fluida Dingin : Refrigeran (Ammonia) W2

= 141,3317 kg/jam

= 311,5826 lb/jam

T1

= -33,0000oC

= -27,4000°F

T2

= -33,0000oC

= -27,4000°F

Perhitungan: A. Beban Panas PC-02 Q

= 209.391,9037 Kj/jam

= 198.468,1375 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

7,7928

Suhu tinggi

-27,4000

35,1928

7,7857

Suhu rendah

-27,4000

35,1857

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

0,0070 …(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 35,1893oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 7,7893oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = -27,4000oF

Asumsi,UD = 25 Btu/jam.ft2.oF A

=

…(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Q (U D .T )

= 225,6009 ft2 Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi

…(Kern, 1965)

344

Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 8 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=1

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 143,2962 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 144

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 226,1376 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 24,9407

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 19,25 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 9,625 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Refrigeran (Ammonia) : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,3340 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 0,3340 ft2

345

Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 311,5826 lb/jam 0,3340 𝑓𝑡 2

= 932,8820 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= -27,4000oF

μ

= 0,2592 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 8,0795 x 101 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 147,2393

Jh

= 4.2

Cp

= 1,0211 Btu/lb. oF

k

= 0,3550 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 28 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 1,8044  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 33,4036 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 29,0388 Btu/jam.ft2.oF 2)

Top product KD-01

: Shell Side

Tc

= 7,7893oF

Baffle Spacing (B)

= 9,6250

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

346

Flow area pada shell (as)

ID x C" x B 

=

(144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,3217 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

171.537,3618 lb/jam 0,3217 ft2

= 533.273,1746 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 7,7893oF

μ

= 0,025 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 5,3729 x 105 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 500

Cp

= 0,4794 Btu/lb. oF

k

= 0,2109 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 0,1372  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : ho

= 894,2618 Btu/jam.ft2.oF

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 28,1255 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

347

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,004540 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 8,0795 x 101

Faktor friksi

= 0,00530

s

= 0,2872

ΔPt

=

ΔPt

= 0,00005 psi

V2 / 2g

= 0,0010

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,0139 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,0140 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 5,3729 x 105

f

= 0,00009

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 51,8649 Ds

ID

= 12 = 1,6042 ft

s

= 0,0759

348

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 8,8311 ps IDENTIFIKASI

Nama Alat

Partial Condensor-02 (PC-02)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Mengkondensasi top product KD-01 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,004540

UC (BTU/jam ft2 oF)

28,1255

UD (BTU/jam ft2 oF)

24,9407

Ho (BTU/jam ft2 oF)

894,2618

Hio (BTU/jam ft2 oF)

29,0388

ΔPs (Psi)

8,8311 psi

ΔPT (Psi)

0,0140 psi

L.3.20. Partial Condensor-03 (PC-03) Fungsi

: Mengkondensasi top product KD-02

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

349

Fluida Panas : Top product KD-02 W1

= 176.394,5846 kg/jam

= 388.883,0292 lb/jam

T1

= 76,42838375oC

= 173,1710908°F

T2

= 76,42838374oC

= 173,1710907°F

Fluida Dingin : Refrigeran (Ammonia) W2

= 97.521,2112 kg/jam

= 214.997,2126 lb/jam

T1

= -33,0000oC

= -27,4000°F

T2

= -33,0000oC

= -27,4000°F

Perhitungan: A. Beban Panas PC-03 Q

= 6.556.305,1177 Kj/jam

= 6.214.269,2360 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

173,1710908

Suhu tinggi

-27,4000

200,57109074

173,1710907

Suhu rendah

-27,4000

200,57109073 1,0625 x 10-8

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

…(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 200,5711oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 173,1711oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = -27,4000oF

Asumsi,UD = 100 Btu/jam.ft2.oF A

=

…(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Q (U D .T )

= 309,8288 ft2 Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi

…(Kern, 1965)

350

Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 8 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 197,2929 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 198

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 310,9392 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 99,6429

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 19,25 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 9,6250 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1) Refrigeran (Ammonia) : Tube Side Flow area dalam tube (a’t)

= 0,3340 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

…(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 0,2296 ft2

351

Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 214.997,2126 lb/jam 0,2296 𝑓𝑡 2

= 936.267,0610 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= -27,4000oF

μ

= 0,2592 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 8,1091 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 147,2393

Jh

= 200

Cp

= 1,0211 Btu/lb. oF

k

= 0,3550 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

…(Figure 28 Kern, 1965)

Cp x μ K

= 1,8044  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 1.590,6457 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 1.382,8014 Btu/jam.ft2.oF 2)

Top product KD-02

: Shell Side

Tc

= 173,1711oF

Baffle Spacing (B)

= 9,6250

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

352

Flow area pada shell (as)

ID x C" x B 

=

(144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,3217 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

388.883,0292 lb/jam 0,3217 ft2

= 1.208.954,6287 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 173,1711oF

μ

= 0,0269 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 1,1310 x 106 Koefisien Perpindahan Panas Tube …(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 700

Cp

= 0,3881 Btu/lb. oF

k

= 0,0746 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 0,3383  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : ho

= 597,9997 Btu/jam.ft2.oF

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 417,4648 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

353

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,007640 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 8,1091 x 104

Faktor friksi

= 0,00018

s

= 0,2872

ΔPt

=

ΔPt

= 3,0999 psi

V2 / 2g

= 0,0010

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,0279 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 3,1278 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 1,1310 x 106

f

= 0,00009

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965)

... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 9,9740 Ds

ID

= 12 = 1,6042 ft

s

= 0,1214

354

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 5,1569 psi

IDENTIFIKASI Nama Alat

Partial Condensor-03 (PC-03)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Mengkondensasi top product KD-02 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,0006

UC (BTU/jam ft2 oF)

106,3408

UD (BTU/jam ft2 oF)

99,5394

Ho (BTU/jam ft2 oF)

218,2168

Hio (BTU/jam ft2 oF)

207,4202

ΔPs (Psi)

1,9302 psi

ΔPT (Psi)

0,0727 psi

L.3.21. POMPA-01 (P-01) A. Gambaran Umum Fungsi

: Mengalirkan bahan baku etanol menuju F-01

Tipe

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi : Stainless steel 304 Gambar

: Output Input

355

B. Data Desain Temperatur, T

= 30 C

Laju alir, ms

= 136.597,3407 kg/jam = 301.145,6391 lb/jam

Densitas fluida,  = 804,1283 kg/m3

= 50,2001 lb/ft3

Viskositas,

= 2,3018 lb/ft jam

= 0,9511 cP

Tekanan uap, Puap = 74,3986 mmHg

= 1,4386 psi

= 207,1626 lbf/ft2

Faktor keamanan, f = 10 % C. Perhitungan Desain 1) Kapasitas Pompa, Qf mf = (1+ fk )

ms

mf = (1 + 0,1)

301.145,6391 lb/jam

= 331.260,2030 lb/jam = 5.521,0034 lb/min Qf = =

mf

 5.521,0034 50,2001 lb/ft3

= 109,9800 ft3/min = 1,8330 ft3/s = 822,7072 gal/min 2) Menentukan Ukuran Pipa Diameter Pipa Untuk aliran turbulen dan direncanakan Di > 1 in maka digunakan rumus diameter dalam optimum pipa Dopt = 3,9 Qf 0,45

0,13

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus. 1991)

= 3,9 x (1,8330 ft3/s)0,45

(50,2001 lb/ft3) 0,13

= 8,4135 in Dari tabel 10-18 Properties of Steel Pipe, Perry's Chemical Engineers' Handbook (Perry, R. H., 1999), dimensi pipa yang digunakan adalah :

356

Untuk Suction Pipe IPS

: 4 in

= 0,333 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 4,026 in

= 0,3355 ft

OD

: 4,5 in

= 0,3750 ft

a”

: 0,0884 ft2

= 12,7296 in2

Untuk Discharge Pipe IPS

: 3,333 in

= 0,2778 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 3,548 in

= 0,2957 ft

OD

: 4 in

= 0,333 ft

a”

: 0,0687 ft2

= 9,8928 in2

3) Perhitungan Pada Suction Suction velocity, Vs Vs

=

=

Qf a" 1,8330 ft3 /s 0,0884 ft2

= 20,7353 ft/s = 74.647,0304 ft/jam

V2 2 gc

=

20,7353 ft/s 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 6,6817 ft. lbf/lb Reynold Number, NRe =

=

D .V . 

 0,3355 ft × 74.647,0304 ft/hr × 50,2001 lb/ft3 2,3018 lb/ft hr

= 546.191,8873 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe

357

Dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,3355 ft

= 0,0004 Pada NRe = 546.191,8873 dan ε/D = 0,0004, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,0043

1) Perhitungan suction friction loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

4  f  Le V 2 H  x fs D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le L

Jumlah

L/D

Le (ft)

2 1 0

32 7 90

64 7 0 71

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (71 . 0,3355 ft) = 33,6630 ft

Maka :

H

fs



4  f  Le V 2  D 2g c

358

=

4 × 0,043 × 33,6630 ft × 6,6817 ft.lbf/lb 0,3355 ft

= 5,7656 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

Hfc =

Kc 2α

×

V2

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

gc

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0884 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A<<<

 = 1 untuk aliran turbulent A2/A1 = 0 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,4 (1,25- A2/A1 ) = 0,4

Kc V2 Hfc = × 2α gc

Hfc =

0,4 2.1

× 6,6817 ft.lbf/lb

= 1,3363 ft.lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

H

ff

Kf x

V2 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia, (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 2 elbow 90o std + 0 gate valve + 0 tee

359

= 2 (0,9) + 1 (0,2) + 0 (1,8) = 2,0

V2 H  Kf  ff 2 gc = 2,0

6,6817 ft.lbf/lb

= 13,3633 ft.lbf/lb 1.4.

Total Suction Friction Loss, Hf suc Hf suc = Hfs + Hfc + Hff = (5,7656 + 1,3363 + 13,3633) ft . lbf/lb = 20,4653 ft. lbf/lb

2) Perhitungan Suction Head, Hsuc

F-01

a b T-01

c d P-01

Suction head, H suc : Pa  Pb





2 2 g Za  Zb  Va Vb  Hf gc 2 g

Za

=2m

= 6,5617 ft

Zb

=0m

= 0 ft

Static suction, Zs

= Za – Zb

= 6,5617 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

static suction head, Hs

=

g Za  Zb gc

= 1 lbf/lb

6,5617 ft

= 6,5617 ft.lbf/lb Pressure head, Hp :

360

Pa

= 1 atm

Pa

=



= 14,696 psi

= 2.116,217 lbf/ft2

2.116,217 lb/ft2 50.2001 lb/ft3

= 42,1556 ft. lbf/lb Velocity head, Hv Va – Vb

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

Pa  Pb

 Pb



Pa

2 2 g Za  Zb  Va  Vb  Hf gc 2 g

 Pb

= 42,1556 ft.lbf/lb + 6,5617 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 20,4653 ft.lbf/lb





+

g Va 2  Vb2 - Hf ( Za  Zb) + gc 2 g

=

= 28,2521 ft.lbf/lb Pb

= 28,2521 ft.lbf/lb

50,2001 lb/ft3

= 1.418,2555 lbf/ft2 = 9,8490 psi 3) Perhitungan Net Positive Suction Head (NPSH) Vapor Pressure Corection, Hp uap Hp uap

=

=

Puap

 207,1626 lbf/ft2 50,2001 lb/ft3

= 4,1267 ft.lbf/lb

Total NPSH = Hsuc - Hp uap = (28,2521 – 4,1267) ft.lbf/lb = 24,1253 ft.lbf/lb 4)

Perhitungan Pada Discharge

361

Discharge velocity, Vd Vd

=

=

Qf a" 1,8330 ft3 /s 0,0687 ft2

= 26,6812 ft/s = 96.052,3651 ft/hr

V2 2 gc

=

(26,6812 ft/s)2 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 11,0631 ft.lbf/lb Reynold Number, NRe =

=

D .V . 

 0,2957 ft × 96.052,3651 ft/hr × 50,2001 lb/ft3 2,3018 lb/ft hr

= 619.370,6387 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe. Dari fig. 14-1. (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,2957 ft

= 0,0005 Pada NRe = 619.370,6387 dan ε/D = 0,0005, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,0045

1) Perhitungan Discharge Friction Loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

4 f  L V 2 H  x fs D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

362

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve

Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le L

Jumlah

L/D

Le (ft)

1 1 0

32 7 90

32 7 0 39

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (39 . 0,2957 ft) = 21,3735 ft Maka :

4  f  Le V 2 H   fs D 2g c =

4 × 0,045 × 21,3735 ft × 11,0631 ft.lbf/lb 0,2957 ft

= 7,1977 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

Hfc =

Kc 2α

×

V2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0687 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A >>>>

 = 1 untuk aliran turbulen

363

A2/A1 = 1 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,75 (1 - A2/A1) = 0,000

H

fc



0,000  0,185 ft. lbf/lb 2 1

= 0,000 ft. lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

V2 H Kf x ff 2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 1 elbow 90o std + 1 gate valve + 0 tee = 1 (0,9) + 1 (0,2) + 0 (1,8) = 1,1

V2 H Kf x ff 2 gc = 1,1 × 11,0631 ft . lbf/lb = 12,1694 ft . lbf/lb

1.4.

Total Discharge Friction Loss, Hf dis Hf dis = Hfs + Hfc + Hff = (7,1977 + 0,000 + 12,1694) ft.lbf/lb = 19,3671ft.lbf/lb

364

2) Perhitungan Discharge Head, Hdis

F-01

a b T-01

c d P-01

Discharge head, H dis ;

Pc  Pd



g Vc2 Vd 2  Zc  Zd   Hf gc 2 g

Zc

=0m

= 0 ft

Zd

= 2,5 m

= 8,2021 ft

Static suction, Zs

= Zd – Zc

= 8,2021 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

static discharge head, Hdis =

g Zd  Zc  gc

= 1 lbf/lb

8,2021 ft

= 8,2021 ft.lbf/lb Pressure head, Hp : Pd

Pd



= 1,1 atm =

= 16,1655 psi = 2.327,8385 lbf/ft2

2.327,8385 lb/ft2 50.2001 lb/ft3

= 46,3712 ft.lbf/lb

Velocity head, Hv Vc – Vd

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

365

Pc  Pd

 Pc



2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

Vd 2 Vc 2 Pd g + - Hf ( Zd  Zc) + 2 g gc 



=

Pc

= 46,3712 ft.lbf/lb + 8,2021 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 19,3671 ft.lbf/lb



= 35,2062 ft.lbf/lb Pc = 35,2062 ft.lbf/lb

50,2001 lb/ft3

= 1.767,3563 lbf/ft2 = 12,2733 psi 5) Differential Pressure (Total Pump), ΔP Differential pressure = Discharge pressure + Filter pressure drop – Suction pressure = 12,2733 psi + 0 psi – 9,8490 psi = 2,4243 psi 6) Total Head Total head

= Discharge head – Suction head = 35,2062 ft.lbf/lb – 28,2521 ft.lbf/lb = 6,9542 ft.lbf/lb

7) Effisiensi Pompa,  Kapasitas pompa, Qf = 822,7072 gal/min Efisiensi

pompa diperoleh dari fig. 14-37 (Peters, M.S. dan K.D.

Timmerhaus, 1991) diperoleh: Effisiensi pompa, 

= 68 %

8) Break Horse Power (BHP) Persamaan Bernoulli : Ws =

P



 Z 

V 2  H f (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991) 2 gc

= 6,9452 ft.lbf/lb

366

m f  Ws p

BHP =

BHP =

5521,0034 lb/min × 6,9542 ft.lbf/lb 68%

= 56.461,8987 ft.lbf/min = 1,7110 hp 9) Required Driver Dari fig. 14-38, (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), pada BHP = 1,7110 hp didapat effisiensi motor = 86,5 % MHP

=

1,7110 hp BHP = 86,5% Effisiensi motor

= 1,978 hp Maka dipilih pompa dengan daya

= 2 Hp

IDENTIFIKASI Nama alat

Pompa-01

Kode alat

P–01

Jumlah

2 unit (1 cadangan)

Fungsi

Mengalirkan bahan baku etanol menuju F-01 DATA DESAIN

Tipe

Centrifugal pump

Kapasitas

822,7072 gal/min

Daya pompa

2

Total head

24,1253 ft.lbf/lb

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304

hp

L.3.22. POMPA-02 (P-02) A. Gambaran Umum Fungsi

: Mengalirkan bottom product KOD-01 menuju H-01

367

Tipe

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi : Stainless Steel 304 Gambar

: Output Input

B. Data Desain Temperatur, T

= 35C

Laju alir, ms

= 63.602,0435 kg/jam = 140.218,5279 lb/jam

Densitas fluida,  = 1005,9005 kg/m3 = 62,7963 lb/ft3 Viskositas,

= 0,7410 cP

Tekanan uap, Puap = 45,3712 mmHg

= 1,7932 lb/ft jam = 0,8773 psi

= 126,3359 lbf/ft2

Faktor keamanan, f = 10 % C. Perhitungan Desain 1) Kapasitas Pompa, Qf mf = (1+ fk )

ms

mf = (1 + 0,1)

140.218,5279 lb/jam

= 154.240,3806 lb/jam = 2.570,6730 lb/min Qf = =

mf

 2.570,6730 lb 62,7963 lb/ft3

= 40,9367 ft3/min = 0,6823 ft3/s = 306,2277 gal/min 2) Menentukan Ukuran Pipa Diameter Pipa Untuk aliran turbulen dan direncanakan Di > 1 in maka digunakan rumus diameter dalam optimum pipa

368

Dopt = 3,9 Qf 0,45

0,13

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus. 1991)

= 3,9 x (0,6823 ft3/s)0,45

(62,7963 lb/ft3) 0,13

= 5,5523 in Dari tabel 10-18 Properties of Steel Pipe, Perry's Chemical Engineers' Handbook (Perry, R. H., 1999), dimensi pipa yang digunakan adalah : Untuk Suction Pipe IPS

: 4 in

= 0,333 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 4,026 in

= 0,3355 ft

OD

: 4,5 in

= 0,3750 ft

a”

: 0,0884 ft2

= 12,7296 in2

Untuk Discharge Pipe IPS

: 3,333 in

= 0,2778 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 3,548 in

= 0,2957 ft

OD

: 4 in

= 0,333 ft

a”

: 0,0687 ft2

= 9,8928 in2

3) Perhitungan Pada Suction Suction velocity, Vs Vs

=

=

Qf a" 0,6823 ft3 /s 0,0884 ft2

= 7,7181 ft/s = 27.785,0810 ft/jam

V2 2 gc

=

7,7181 ft/s 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 0,9257 ft. lbf/lb

369

D .V . 

Reynold Number, NRe =

=

 0,3355 ft × 27.785,0810 ft/hr × 62,7963 lb/ft3 1,7932 lb/ft hr

= 326.448,3350 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe Dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,3355 ft

= 0,0004 Pada NRe = 546.191,8873 dan ε/D = 0,0004, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,00455

1) Perhitungan suction friction loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

H

fs



4  f  Le V 2 x D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le

Jumlah

L/D

Le (ft)

1 0 0

32 7 90

32 0 0 32

370

L

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (32 . 0,3355 ft) = 20,5785 ft

Maka : Hfs

= =

2xfxL D

x

V2 gc

2 × 0,0455 × 33,6630 ft × 6,6817 ft.lbf/lb 0,3355 ft

= 0,5167 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

Hfc =

Kc 2α

×

V2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0884 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A<<<

 = 1 untuk aliran turbulent A2/A1 = 0 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,4 (1,25- A2/A1 ) = 0,4

Hfc =

Kc V2 × 2α gc

Hfc =

0,4 2.1

× 0,9257 ft.lbf/lb

= 0,1851 ft.lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

V2 H Kf x ff 2 gc

(Ismail, S., 1999)

371

Nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia, (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 1 elbow 90o std + 0 gate valve + 0 tee = 1 (0,9) + 1 (0,2) + 0 (1,8) = 0,9

V2 H  Kf  ff 2 gc = 0,9

0,9257 ft.lbf/lb

= 0,8332 ft.lbf/lb 1.4.

Total Suction Friction Loss, Hf suc Hf suc = Hfs + Hfc + Hff = (0,5167 + 0,1851 + 0,8332) ft . lbf/lb = 1,5350 ft. lbf/lb

2) Perhitungan Suction Head, Hsuc

KOD-01

d H-01

c

b

a

P-02

Suction head, H suc : Pa  Pb





2 2 g Za  Zb  Va Vb  Hf gc 2 g

Za

=1m

= 3,2808 ft

Zb

=0m

= 0 ft

Static suction, Zs

= Za – Zb

= 3,2808 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

372

static suction head, Hs

=

g Za  Zb gc

= 1 lbf/lb

3,2808 ft

= 3,2808 ft.lbf/lb Pressure head, Hp : Pa

= 1 atm

Pa

=



= 14,696 psi

= 2.116,217 lbf/ft2

2.116,217 lb/ft2 62.7963 lb/ft3

= 33,6997 ft. lbf/lb Velocity head, Hv Va – Vb

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

Pa  Pb

 Pb

g Va 2 Vb2  Za  Zb   Hf gc 2 g

Pa

 Pb

= 33,6997 ft.lbf/lb + 3,2808 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 1,5350 ft.lbf/lb





+

g Va 2  Vb2 - Hf ( Za  Zb) + gc 2 g

=

= 35,4455 ft.lbf/lb Pb

= 35,4455 ft.lbf/lb

62,7963 lb/ft3

= 2.225,8485 lbf/ft2 = 15,4573 psi 3) Perhitungan Net Positive Suction Head (NPSH) Vapor Pressure Corection, Hp uap Hp uap

=

=

Puap

 126,3359 lbf/ft2 62,7963 lb/ft3

= 2,0118 ft.lbf/lb Total NPSH = Hsuc - Hp uap

373

= (35,4455 – 2,0118) ft.lbf/lb = 33,4337 ft.lbf/lb 4) Perhitungan Pada Discharge Discharge velocity, Vd Vd

=

=

Qf a" 0,6823 ft3 /s 0,0687 ft2

= 9,9313 ft/s = 35.752,5642 ft/hr

V2 2 gc

=

(9,9313 ft/s)2 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 1,5328 ft.lbf/lb Reynold Number, NRe =

=

D .V . 

 0,2957 ft × 35.752,5642 ft/hr × 62,7963 lb/ft3 1,7932 lb/ft hr

= 370.185,8604 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe. Dari fig. 14-1. (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,2957 ft

= 0,0005 Pada NRe = 370.185,8604 dan ε/D = 0,0005, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,0047 1) Perhitungan Discharge Friction Loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

374

H

fs



4 f  L V 2 x D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve

Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le L

Jumlah

L/D

Le (ft)

1 0 0

32 7 90

32 0 0 32

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (32 . 0,2957 ft) = 19,3039 ft Maka :

4  f  Le V 2 H   fs D 2g c =

4 × 0,045 × 19,3039 ft × 1,53328 ft.lbf/lb 0,2957 ft

= 0,9407 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc Hfc =

Kc 2α

×

V2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0687 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A >>>>

375

 = 1 untuk aliran turbulen A2/A1 = 1 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,75 (1 - A2/A1) = 0,000

H

fc



0,000  0,185 ft. lbf/lb 2 1

= 0,000 ft. lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

H

ff

Kf x

V2 2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 1 elbow 90o std + 1 gate valve + 0 tee = 1 (0,9) + 0 (0,2) + 0 (1,8) = 0,9

H

ff

Kf x

V2 2 gc

= 0,9 × 1,5328 ft . lbf/lb = 1,3795 ft . lbf/lb

1.4.

Total Discharge Friction Loss, Hf dis Hf dis = Hfs + Hfc + Hff = (0,9407 + 0,000 + 1,3795) ft.lbf/lb = 2,3202 ft.lbf/lb

376

2) Perhitungan Discharge Head, Hdis

F-01

a b T-01

c d P-01

Discharge head, H dis ;

Pc  Pd



g Vc2 Vd 2  Zc  Zd   Hf gc 2 g

Zc

=0m

= 0 ft

Zd

= 0,5 m

= 1,6404 ft

Static suction, Zs

= Zd – Zc

= 1,6404 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

static discharge head, Hdis =

g Zd  Zc  gc

= 1 lbf/lb

1,6404 ft

= 1,6404 ft.lbf/lb Pressure head, Hp : Pd

Pd



= 2 atm =

= 29,3919 psi = 4.232,4336 lbf/ft2

4.232,4336 lb/ft2 62.7963 lb/ft3

= 67,3994 ft.lbf/lb

Velocity head, Hv Vc – Vd

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

377

Pc  Pd

 Pc



2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

Vd 2 Vc 2 Pd g + - Hf ( Zd  Zc) + 2 g gc 



=

Pc

= 67,3994 ft.lbf/lb + 1,6404 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 2,3202 ft.lbf/lb



= 66,7196 ft.lbf/lb Pc = 66,7196 ft.lbf/lb

62,7963 lb/ft3

= 4.189,7479 lbf/ft2 = 29,0955 psi 5) Differential Pressure (Total Pump), ΔP Differential pressure = Discharge pressure + Filter pressure drop – Suction pressure = 29,0955 psi + 0 psi – 15,4573 psi = 13,6382 psi 6) Total Head Total head

= Discharge head – Suction head = 66,7196 ft.lbf/lb – 35,4455 ft.lbf/lb = 31,2741 ft.lbf/lb

7) Effisiensi Pompa,  Kapasitas pompa, Qf = 306,2277 gal/min Efisiensi

pompa diperoleh dari fig. 14-37 (Peters, M.S. dan K.D.

Timmerhaus, 1991) diperoleh: Effisiensi pompa, 

= 60 %

8) Break Horse Power (BHP) Persamaan Bernoulli :

P

V 2  Z   H f (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991) Ws =  2 gc = 31,2741 ft.lbf/lb

378

m f  Ws p

BHP =

BHP =

2.570,6730 lb/min × 31,2741 ft.lbf/lb 60%

= 133.992,5540 ft.lbf/min = 4,0604 hp 9) Required Driver Dari fig. 14-38, (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), pada BHP = 1,7110 hp didapat effisiensi motor = 86,5 % MHP

=

4,0604 hp BHP = 86,5% Effisiensi motor

= 4,7769 hp Maka dipilih pompa dengan daya

= 5 Hp

IDENTIFIKASI Nama alat

Pompa-02

Kode alat

P–02

Jumlah

2 unit (1 cadangan)

Fungsi

Mengalirkan bahan baku bottom product KOD-01 menuju H-01 DATA DESAIN

Tipe

Centrifugal pump

Kapasitas

306,2277 gal/min

Daya pompa

5

hp

Total head

33,4337

ft.lbf/lb

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304

379

L.3.23. POMPA-03 (P-03) A. Gambaran Umum Fungsi

: Mengalirkan bottom product KD-01 menuju unit water treatment.

Tipe

: Centrifugal pump

Bahan Konstruksi : Cast Iron Gambar

: Output Input

B. Data Desain Temperatur, T

= 99,9997C

Laju alir, ms

= 55.563,4996 kg/jam = 122.496,5692 lb/jam

Densitas fluida,  = 955,5976 kg/m3

= 59,6560 lb/ft3

Viskositas,

= 0,6744 lb/ft jam

= 0,2787 cP

Tekanan uap, Puap = 759,6372 mmHg = 14,6889 psi = 2.115,2068 lbf/ft2 Faktor keamanan, f = 10 % C. Perhitungan Desain 1) Kapasitas Pompa, Qf mf = (1+ fk )

ms

mf = (1 + 0,1)

122.496,5692 lb/jam

= 134.746,2262 lb/jam = 2.245,7704 lb/min Qf = =

mf

 2.245,7704 lb 59,6560 lb/ft3

= 37,6453 ft3/min = 0,6274 ft3/s = 281,6066 gal/min

380

2) Menentukan Ukuran Pipa Diameter Pipa Untuk aliran turbulen dan direncanakan Di > 1 in maka digunakan rumus diameter dalam optimum pipa Dopt = 3,9 Qf 0,45

0,13

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus. 1991)

= 3,9 x (0,6274 ft3/s)0,45

(59,6560 lb/ft3) 0,13

= 5,3113 in Dari tabel 10-18 Properties of Steel Pipe, Perry's Chemical Engineers' Handbook (Perry, R. H., 1999), dimensi pipa yang digunakan adalah : Untuk Suction Pipe IPS

: 4 in

= 0,333 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 4,026 in

= 0,3355 ft

OD

: 4,5 in

= 0,3750 ft

a”

: 0,0884 ft2

= 12,7296 in2

Untuk Discharge Pipe IPS

: 3,333 in

= 0,2778 ft

SN

: 40 ST, 40 S

ID

: 3,548 in

= 0,2957 ft

OD

: 4 in

= 0,333 ft

a”

: 0,0687 ft2

= 9,8928 in2

3) Perhitungan Pada Suction Suction velocity, Vs Vs

=

=

Qf a" 0,6274 ft3 /s 0,0884 ft2

= 7,0975 ft/s = 25.551,1327 ft/jam

381

V2 2 gc

=

7,0975 ft/s 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 0,7829 ft. lbf/lb D .V . 

Reynold Number, NRe =

=

 0,3355 ft × 25.551,1327 ft/hr × 59,6560 lb/ft3 0,6744 lb/ft hr

= 758.298,4761 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe Dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

 D

=

0,00015 ft 0,3355 ft

= 0,0004 Pada NRe = 758.298,4761 dan ε/D = 0,0004, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,00415

4) Perhitungan suction friction loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

4  f  Le V 2 H  x fs D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve

382

Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le L

Jumlah

L/D

Le (ft)

1 0 0

32 7 90

32 0 0 32

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (32 . 0,3355 ft) = 20,5785 ft

Maka : Hfs

= =

2xfxL D

x

V2 gc

2 × 0,0415 × 33,6630 ft × 0,7829 ft.lbf/lb 0,3355 ft

= 0,3985 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

H

fc



Kc  V2 2α

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0884 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A<<<

 = 1 untuk aliran turbulent A2/A1 = 0 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,4 (1,25- A2/A1 ) = 0,4

Hfc =

Kc V2 × 2α gc

383

Hfc =

0,4 2.1

× 0,7829 ft.lbf/lb

= 0,1566 ft.lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

H

ff

Kf x

V2 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia, (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 1 elbow 90o std + 0 gate valve + 0 tee = 1 (0,9) + 0 (0,2) + 0 (1,8) = 0,9

H

ff

 Kf  = 0,9

V2 2 gc 0,7829 ft.lbf/lb

= 0,7046 ft.lbf/lb 1.4.

Total Suction Friction Loss, Hf suc Hf suc = Hfs + Hfc + Hff = (0,3895 + 0,1566 + 0,7046) ft . lbf/lb = 1,2597 ft. lbf/lb

5) Perhitungan Suction Head, Hsuc

KOD-01

d H-01

c

b

a

P-02

Suction head, H suc : Pa  Pb

 Za



2 2 g Za  Zb  Va Vb  Hf gc 2 g

=1m

= 3,2808 ft

384

Zb

=0m

= 0 ft

Static suction, Zs

= Za – Zb

= 3,2808 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

static suction head, Hs

=

g Za  Zb gc

= 1 lbf/lb

3,2808 ft

= 3,2808 ft.lbf/lb Pressure head, Hp : Pa

= 1,4 atm

Pa

=



= 20,5743 psi = 2.962,7035 lbf/ft2

2.116,217 lb/ft2 59.6560 lb/ft3

= 35,4737 ft. lbf/lb Velocity head, Hv Va – Vb

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

Pa  Pb

 Pb



Pa

2 2 g Za  Zb  Va  Vb  Hf gc 2 g

 Pb

= 35,4737 ft.lbf/lb + 3,2808 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 1,2597 ft.lbf/lb





+

g Va 2  Vb2 - Hf ( Za  Zb) + gc 2 g

=

= 37,4948 ft.lbf/lb Pb

= 37,4948 ft.lbf/lb

59,6560 lb/ft3

= 2.236,7908 lbf/ft2 = 15,5333 psi 6) Perhitungan Net Positive Suction Head (NPSH) Vapor Pressure Corection, Hp uap

385

Hp uap

=

=

Puap

 2.115,2068 lbf/ft2 59,6560 lb/ft3

= 35,4567 ft.lbf/lb

Total NPSH = Hsuc - Hp uap = (37,4948 – 35,4567) ft.lbf/lb = 2,0380 ft.lbf/lb 4) Perhitungan Pada Discharge Discharge velocity, Vd Vd

=

=

Qf a" 0,6274 ft3 /s 0,0687 ft2

= 9,1328 ft/s = 32.878,0223 ft/hr

V2 2 gc

=

(9,1328 ft/s)2 2 × 32,1740 ft.lb/lbf.s

= 1,2692 ft.lbf/lb Reynold Number, NRe =

=

D .V . 

 0,2957 ft × 32.878,0223 ft/hr × 59,6560 lb/ft3 0,6744 lb/ft hr

= 859.895,2536 Material yang digunakan untuk konstruksi pipa adalah Commercial Steel Pipe. Dari fig. 14-1. (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : Equivalent roughness,  = 0,00015 ft

386

 D

=

0,00015 ft 0,2957 ft

= 0,0005 Pada NRe = 370.185,8604 dan ε/D = 0,0005, dari fig. 14-1 (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), diperoleh : fanning factor, f = 0,004

1) Perhitungan Discharge Friction Loss 1.1.

Skin friction loss, Hfs

H

fs



4 f  L V 2 x D 2 gc

(Ismail, S., 1999)

Equivalent length dari fitting dan valve diperoleh dari Tabel II.1 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 32

Gate valve

:7

Tee

: 90

Jika ekuivalen panjang dari fitting dan valve

Taksiran pipa pada head suction Elbow 90 std Gate valve Tee Total Le L

Jumlah

L/D

Le (ft)

0 0 0

32 7 90

0 0 0 0

= Ls + (Lfitting . ID) = 9,8245 ft + (0 . 0,2957 ft) = 9,8245 ft Maka :

4  f  Le V 2 H   fs D 2g c

387

=

4 × 0,04 × 9,8245 ft × 1,2962 ft.lbf/lb 0,2957 ft

= 0,3452 ft.lbf/lb

1.2.

Sudden Contraction Friction Loss, Hfc

Hfc =

Kc 2α

×

V2

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

gc

Didapatkan : A1 = Luas penampang 1

= 0,0687 ft2

A2 = Luas penampang 2,

= A >>>>

 = 1 untuk aliran turbulen A2/A1 = 1 Jika A2/A1 < 0,75, maka Kc = 0,4 (1,25 - A2/A1) Jika A2/A1 > 0,75, maka Kc = 0,75 (1 - A2/A1) Maka : Kc

= 0,75 (1 - A2/A1) = 0,000

H

fc



0,000  0,185 ft. lbf/lb 2 1

= 0,000 ft. lbf/lb 1.3.

Fitting dan Valve Friction Loss, Hff

H

ff

Kf x

V2 2 gc

(Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991)

nilai Kf diperoleh dari Tabel II.2 Alat Industri Kimia (Ismail, S., 1999): Elbow 90o std

: 0,9

Gate valve

: 0,2

Tee

: 1,8

jadi nilai Kf = 1 elbow 90o std + 1 gate valve + 0 tee = 0 (0,9) + 0 (0,2) + 0 (1,8) =0

388

H

ff

V2 2 gc

Kf x

= 0,0 × 1,5328 ft . lbf/lb = 0,00 ft . lbf/lb

1.4.

Total Discharge Friction Loss, Hf dis Hf dis = Hfs + Hfc + Hff = (0,3452 + 0,000 + 0,000) ft.lbf/lb = 0,3452 ft.lbf/lb

2) Perhitungan Discharge Head, Hdis

F-01

a b T-01

c d P-01

Discharge head, H dis ;

Pc  Pd





2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

Zc

=0m

= 0 ft

Zd

= 0,5 m

= 1,6404 ft

Static suction, Zs

= Zd – Zc

= 1,6404 ft

g/gc

= 1 lbf/lb

static discharge head, Hdis =

g Zd  Zc  gc

= 1 lbf/lb

1,6404 ft

= 1,6404 ft.lbf/lb Pressure head, Hp : Pd

= 2 atm

= 29,3919 psi = 4.232,4336 lbf/ft2

389

Pd

=



4.232,4336 lb/ft2 59,6560 lb/ft3

= 70,9473 ft.lbf/lb

Velocity head, Hv Vc – Vd

=0

Hv

= 0 ft. lbf/lb

Maka :

Pc  Pd

 Pc



2 2 g Zc  Zd  Vc Vd  Hf gc 2 g

Vd 2 Vc 2 Pd g + - Hf ( Zd  Zc) + 2 g gc 



=

Pc

= 70,9473 ft.lbf/lb + 1,6404 ft.lbf/lb + 0 ft.lbf/lb – 0,3452 ft.lbf/lb



= 72,2425 ft.lbf/lb Pc = 72,2425 ft.lbf/lb

59,6560 lb/ft3

= 4.309,7015 lbf/ft2 = 29,9285 psi 5) Differential Pressure (Total Pump), ΔP Differential pressure = Discharge pressure + Filter pressure drop – Suction pressure = 29,9285 psi + 0 psi – 21,4116 psi = 8,5168 psi 6) Total Head Total head

= Discharge head – Suction head = 72,2425 ft.lbf/lb – 51,6843 ft.lbf/lb = 20,5583 ft.lbf/lb

7) Effisiensi Pompa,  Kapasitas pompa, Qf = 281,6066 gal/min

390

Efisiensi

pompa diperoleh dari fig. 14-37 (Peters, M.S. dan K.D.

Timmerhaus, 1991) diperoleh: Effisiensi pompa, 

= 58 %

8) Break Horse Power (BHP) Persamaan Bernoulli : Ws =

P



 Z 

V 2  H f (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991) 2 gc

= 20,5583 ft.lbf/lb

m f  Ws p

BHP =

BHP =

2.245,7704 lb/min × 20,5583 ft.lbf/lb 58%

= 79.601,9711 ft.lbf/min = 2,4122 hp 9) Required Driver Dari fig. 14-38, (Peters, M.S. dan K.D. Timmerhaus, 1991), pada BHP = 1,7110 hp didapat effisiensi motor = 82 % MHP

=

2,4122 hp BHP = 82% Effisiensi motor

= 2,9417 hp Maka dipilih pompa dengan daya

= 3 Hp

391

IDENTIFIKASI Nama alat

Pompa-03

Kode alat

P–03

Jumlah

2 unit (1 cadangan)

Fungsi

Mengalirkan bottom product KD01 menuju unit water treatment DATA DESAIN

Tipe

Centrifugal pump

Kapasitas

281,6066 gal/min

Daya pompa

3

hp

Total head

16,2275

ft.lbf/lb

Bahan konstruksi

Cast Iron

L.3.24. REAKTOR-01 (R-01) A.

Gambaran Umum Fungsi

: Tempat terjadinya reaksi dehidrasi etanol dengan bantuan katalis ZSM-5 membentuk crude ethylene

Tipe

: Multitubular Reactor

Bahan

: Stainless Steel 316

Gambar : (9)

(8) Kondisi Operasi :

(US Patent 9,725,376 B2)

Temperatur

= 440 oC

Tekanan

= 5,87 atm

= 713,15 K

392

Laju alir massa, Mfr

= 144.635,8846 kg/jam

BM rata – rata, BMav

= 43,5585 kg/kmol

Percepatan Gravitasi, g

= 9,8 m/s2

= 980 cm/s2

Viskositas Campuran, µ

= 0,1075 cP

= 1,075 x 10-4 kg/m.s

C2H5OH Etanol

C2H4 Etilen

+

H2 O air

Data katalis: Nama katalis

: Zeolite Socony Mobil-5 (ZSM-5)

Porositas, φ

: 0,25

Diameter katalis

: 0,2 cm

Densitas katalis, k

: 720 kg/m3

Perhitungan Desain Reaktor: 1) Volumetric Flowrate Umpan, Qf Laju alir, Mfr = 144.635,8846 kg/jam Densitas, ρ

Qf  Q

= 21,8618 kg/m3

M fr

c =

144.635,8846 kg/jam 21,8618 kg/m3

= 6.615,9069 m3/jam 2) Konsentrasi mula – mula: Konsentrasi umpan C2H5OH, CAo FAo1

= umpan masuk C2H5OH pada reaksi = 3.023,4514 kmol/jam

CAo1

= FAo1 / Q = (3.023,4514 kmol/jam) / (6.615,9069 m3/jam) = 0,4570 kmol/m3

VAo

=

M ρ

393

139.284,3568 kg/Jam

=

23,1213 kg/m3

= 6.024,0646 m3/jam

3) Menghitung Kinetika C2H5OH(g) Etanol

C2H4(g) Etilen

+

H2O(g) air

Persamaan laju reaksi : -r1

= k1 . PAα . PBβ

...(Levenspiel,1999,hal 17)

k1

= A1 . e –E/RT

...(Levenspiel,1999,hal 22)

Diameter Partikel σi

= 1,18 x (Vio)1/3

Sehingga σA

= 2,1446 x 10-7 cm

= 21,4644 A

Berat Molekul BMA

= 46,0680 kg/kmol

N

= 6,02 x 1023A

R

= 8,314 kJ/kmol.K

T

= 713,15 K

= 6,02 x 1015 cm

Menentukan Energi Aktivasi ∆Hf 298 C2H5OH

= - 2,35 x 10-9 kJ/kmol

E C2H5OH

=  H f 298  R T = -5.929,1291 Kj/Kmol

E

= E C2H5OH = -5.929,1291x Kj/Kmol

- E/RT

= 1,0000

Maka: k k

=(

σA + σB 2 N 2

)

10

3

1

1

√8πRT( M + M )e-E/RT

= 42,8824 cm3/mol.s

A

B

(Pers. 2.39, Levenspiel,1999)

394

k

10-5 m3/kmol.s

= 4,2882

Diketahui dari perhitungan: = 0,4570 kmol/m3 ε1 = = 0,9162 Cao

CAo XA k1

= 4,2882

(US. Patent 9,193,661 B2)

10-5 m3/kmol.s

Menghitung laju reaksi: -ra

= k CA

CA

= CAo ×

εA

=

εA

= 0,8267

CA

= 0,4570 kmol/m3×

CA

= 0,0218

-ra

= 4,2882

10-5 . 0,0218

-ra

= 9,3461

10-7 kmol/ m3.s

(

1-XA 1+ εA XA

)

...(Levenspiel,1999,hal 70)

V𝑋𝐴 −1 -V𝑋A=0

...(Levenspiel,1999,hal 87)

V𝑋A=0 1-0,9162

(

1+ 0,8267 × 0,9162

Space Velocity

= 7,0/jam

Waktu reaksi

= 0,1429 jam

)

(US. Patent 9,725,376 B2)

= 514,2857 detik

B.

PERHITUNGAN PADA DESAIN REAKTOR Mass flow rate (W)

= 144.635,8846 kg/jam

Densitas (ρ)

= 21,8618 kg/m3

Volumetric flow rate (Q) = 6.615,9069 m3/jam 1)

Volume reaktor Vtr

=.Q = 0,1429 jam = 945,1296 m3

6.615,9069 m3/jam

395

Jumlah Reaktor

= 5 buah

Volume 1 reaktor

= 189,0259

2) Menentukan Desain Tube Reaktor Menentukan Diameter dan Panjang Tube Reaktor, DT dK / DT = 0,15 dengan dK = 0,2 cm Diameter tube terkecil harus memenuhi rasio diameter katalis terhadap diameter tube dengan harga 0,150 DT = 0,20 / 0,15 = 1,3333 cm = 0,0133 m = 0,5249 in

Dipilih spesifikasi berdasarkan literatur Tabel 10-18, Perry :

3)

NPS

4 in

OD

4,5 in= 0,1143 m

ID

3,826 in = 0,0972 m

a”

0,07986 ft2 = 0,0074 m2

LT

8m

Menentukan jumlah tube dalam reaktor, Nt Volume 1 buah tube, Vt Vt

= =

𝜋 4 𝜋 4

. ID2 . Lt . (0,0972 m)2 . 8 m

= 0,0593 m3 Jumlah total tube, Nt Nt

= =

Vtr Vt 189,0259 m3 0,0593 m3

= 3.187,1634 faktor keamanan Nt

= (1 + fk)

= 20% Nt

396

= (1 + 0,2)

3.187,1643

= 3.824,5961 ≈ 3.825 Volume tube reaktor, VTR

= NT

VT 0,0593 m3

= 3.825

= 226,8850 m3 4) Menentukan Volume (Vk) dan Berat Katalis (Wk) Menghitung Volume Katalis f

= 0,25

VTR

= 226,8850 m3

Vk

= (1– Φ). VTR = (1– 0,25). 226,8850 m3

Vk

= 170,1413 m3

Menghitung Berat Katalis ρk

= 720 kg/m3

Wk

= ρk. Vk

Wk

= 720 kg/m3 x 170,1413 m3 = 122.501,7260 kg

5) Menentukan Desain Shell Reaktor Diameter Shell Equivalent, Ds Tube disusun secara triangular pitch dengan alasan : 1) Susunan tube lebih kuat 2) Koefisien perpindahan panas lebih baik 3) Lebih mudah dibersihkan secara kimiawi 4) Jumlah lubang tiap satuan lebih besar dari pada susunan square pitch 5) Ukuran

reaktor

turbulensi terjamin. Dipilih triangular pitch : Clearance

= ½ x OD

menjadi

lebih

kecil

dan

397

= ½ x 0,1143 m = 0,0572 m Tube pitch, pt

= OD + C = 0,1143 + 0,0572 = 0,1715 m

Luas triangular pitch (A)

= ½ Pt(Pt. sin 60) = ½ x 0,1715 (0,1715 . sin 60) = 0,0127 m2

Free area, (Af): Af

𝜋

(Pt sin 60o)] – [4 OD2 ]

= [0,5 Pt

= [0,5 . 0,1715 m

π

(0,1715 m . 0,866)] – [4 0,1143 m2 ]

= 0,0025 m2

Total free volume, (Vf): Vf

= Af

Nt

Lt

= 0,0025 m2

3.825

8m

= 75,6571 m3 Volume shell, (Vs): Vs

= Vtr + Vf = 226,8850 m3 + 75,6571 m3 = 302,5122 m3

Area shell, (As): As

=

=

Vs Lt 305,5122 m3 8m

= 37,8140 m2 Diameter shell, (Ds): Ds

 A  = 4 s    

0, 5

398

=

(4.

37,810 m2 3,14

0,5

)

= 6,9405 m 6) Tinggi Head Reaktor, Hs Head Reaktor berbentuk ellipsoideal HS = 0,25 x DS = 0,25 x 6,9405 = 1,7351 m 7) Tinggi Reaktor Total, HR HR

= Panjang tube reaktor + 2 . Tinggi Head reaktor = 8 m + 2 . 1,7351 m = 11,4703 m

8) Volume Head Reaktor, VHR 3  VHR = 2.  . DS   24 

= 2 [(3,14/24) x (6,9405 m)3] = 87,4829 m3 9) Volume Total Reaktor, VR VR

= volume shell + volume head reaktor = 302,5122 m3 + 87,4829 m3 = 389,9951 m3

10) Tebal Dinding Reaktor, t

t

P.r C .SE  0,6 . P

(Peters, table 4, p. 537)

Dimana t

= tebal tangki bagian silinder (in)

P = tekanan design

= 5,87 atm = 86,2655 psia

DS

= diameter shell

= 6,9405 m

r

= 3,4703 m = 342,7913 in

S

= working stress allowable bahan Stainless Steel 316

399

= 11.500 psia E

(Peters, table 4, p.537)

= welding joint efficiency = 0,85

(Peters, table 4, p. 537)

Dari buku Plant Design and Economics (Max S. Peters and Klaus D. Timmerhaus), laju korosi untuk Stainless Steel 316 adalah sebesar 0,01 in/tahun. C = Tebal korosi yang diizinkan = laju korosi

service life

= 0,01 in/tahun

11 tahun

= 0,11 in Maka :

P.r   t =  +C  S . E - 0,6 . P  86,2655 psia × 136,6244 in =( ) (11.500 psia × 0,85) – (0,6 ×86,2655 psia)

+ 0,11 in

= 1,3221 in = 0,0336 m 11) Outside Diameter Reaktor, OD OD

= ID + 2.t = 6,9405 m + 2 . (0,0336 m)

OD

= 7,0077 m

12) Pressure Drop Dari Fogler, persamaan 4–22, diperoleh rumus yang digunakan untuk menghitung pressure drop adalah :

-

dp dL

G

= =

=

G

1-ɸ 150 x (1-ɸ)xμ ×( 3)×[ + 1,75 G] dp ρxc ɸ

WT 3600 . (a" . N T ) 144.635,8846 kg/jam 3.600 (0,0074 m2 × 3.825 tube)

= 1,4743 kg/m2 S

400

-

dp dL

=

G

1-ɸ 150 x (1-ɸ)xμ ×( 3)×[ + 1,75 G] dp ρxc ɸ

= 0,0014 Kpa/m -dp

=

-

dp dL

×L

= 0,0108 Kpa = 0,0001 atm Pout

= Pin - dp = 5,87 atm – 0,0001 atm = 5,8699 atm

401

IDENTIFIKASI Nama alat

Reaktor-01

Kode alat

R-01

Jenis

Multitubular Fixed Bed Reactor

Jumlah

5 buah

Fungsi

Tempat terjadinya reaksi dehidrasi etanol dengan bantuan katalis ZSM-5 membentuk crude ethylene KONDISI OPERASI o

Temperatur

440

C

Tekanan

5,87 atm VESSEL

Jenis Material

Silinder

Head

Silinder

Ellipsoidal

Stainless Steel 316

Stainless Steel 316

Diameter

7,0077 m

7,0077 m

Tinggi

8,0000

3,4703

Tebal dinding

0,0336 m

Volume silinder

m

0,0336 m 305,5122 m3 75,6571 m3

Volume bebas silinder TUBE Jumlah

3.825

Material

Stainless Steel 316

Panjang

8 m

Diameter luar

0,1143 m

Diameter dalam

0,0972 m

NPS

m

4 in

a” (flow area per tube)

0,0074 m2

Pressure drop

5,8699 atm

402

L.3.25. REBOILER-01 (RB-01) Fungsi

: Memanaskan kembali komponen pada KD-01

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Saturated Steam W1

= 5.576,6382 kg/jam

= 12.294,3682 lb/jam

T1

= 200,0000oC

= 392,0000°F

T2

= 200,0000oC

= 392,0000°F

Fluida Dingin : Feed RB-01 W2

= 81.971,6201 kg/jam

= 180.716,2731 lb/jam

T1

= 125,8484oC

= 258,5270°F

T2

= 125,8485oC

= 258,5272°F

Perhitungan: A. Beban Panas RB-01 Q

= 10.810.312,2136 kj/jam

= 10.246.349,9836 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

392,0000

Suhu tinggi

258,5272

133,4728

392,0000

Suhu rendah

258,5270

133,4730

Selisih ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

-0,0002 …(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

403

= 133,4729oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 392,0000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = 258,5271oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 100 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 767,6729 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 12 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 325,8927 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 326

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 767,9256 ft2 Q

UD

= A X ∆T

UD

= 99,9671

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

404

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 23,25 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 11,6250 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1)

Saturated Steam Flow area dalam tube (a’t)

= 0,3340 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡 144 𝑥 𝑛

: Tube Side …(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

= 0,3781 ft2 Laju alir, Gt

= =

W …(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138) at 12.294,3682 lb/jam 0,3781 ft2

= 32.518,8093 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 392,0000oF

μ

= 0,1361 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 5,3643 x 103 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 220,8589

Jh

= 60

Cp

= 1,0943 Btu/lb. oF

k

= 0,3865 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

…(Figure 28 Kern, 1965)

405

= 0,9326  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 416,9782 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 362,4931 Btu/jam.ft2.oF 2) Feed RB-01

: Shell Side

tc

= 258,5271oF

Baffle Spacing (B)

= 11,6250

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,4692 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

180.716,2731 lb/jam 0,4692ft2

= 385.126,8754 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Retube tAvg

= 258,5271oF

μ

= 0,1317 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Retube

=

De .G a



…(Kern, 1965, hal 150)

= 7,3524 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube Jh

= 155

…(Figure 28 Kern, 1965)

406

Cp

= 0,4915 Btu/lb. oF

k

= 0,0407 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 3,8474  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 162,5312 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 112,2166 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,001092 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 5,3643 x 103

Faktor friksi

= 0,00030

s

= 0,0538

ΔPt

=

ΔPt

= 0,0499 psi

V2 / 2g

= 0,0010

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 0,1486 psi ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 0,1985 psi

407

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 7,3524 x 104

f

= 0,00012

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿

…(Figure 26 Kern, 1965) ... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

𝐵

= 148,6452 Ds

=

ID 12

= 1,9375 ft s

= 0,1874

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 8,6160 psi IDENTIFIKASI

Nama Alat

Reboiler-01 (RB-01)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memanaskan kembali komponen pada KD-01 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,0011

UC (BTU/jam ft2 oF)

112,2166

UD (BTU/jam ft2 oF)

99,9671

Ho (BTU/jam ft2 oF)

162,5312

Hio (BTU/jam ft2 oF)

362,4931

ΔPs (Psi)

8,6160 psi

ΔPT (Psi)

0,1985 psi

408

L.3.26. REBOILER-02 (RB-02) Fungsi

: Memanaskan kembali komponen pada KD-02

Tipe

: Shell and tube Heat Exchanger

Bahan

: Carbon Steel

Gambar :

Fluida Panas : Saturated Steam W1

= 82.656,3171 kg/jam

= 182.225,7698 lb/jam

T1

= 200,0000oC

= 392,0000°F

T2

= 200,0000oC

= 392,0000°F

Fluida Dingin : Feed RB-02 W2

= 231.958,0843 Kg/jam

= 511.379,4317 lb/jam

T1

= 99,9998oC

= 211,9996°F

T2

= 99,9998oC

= 211,9996°F

Perhitungan: A. Beban Panas RB-02 Q

= 160.229.270,7101 Kj/jam = 151.870.269,8865 Btu/Jam

B. LMTD Fluida Panas (oF)

Komponen

Fluida Dingin (oF)

Selisih

392,0000

Suhu tinggi

211,9996

180,0004

392,0000

Suhu rendah

211,9996

180,0004 -1,800 10-

Selisih

6

409

ΔT LMTD

=

T2 - T1 ln( T2 /T1 )

…(Pers. 5.14, Kern, 1965, hal 89)

= 180,0004oF C. Tc dan tc Tc

= 0,5 x (T1 + T2) = 392,0000oF

tc

= 0,5 x (t1 + t2) = 211,9996oF …(Tabel 8, Kern, 1965, hal. 840)

Asumsi,UD = 450 Btu/jam.ft2.oF A

=

Q (U D .T )

= 1.874,9370 ft2 …(Kern, 1965)

Karena A > 200 ft2, maka dipilih HE dengan jenis STHE. 1) Rencana Klasifikasi Tube side (fluida panas) Panjang tube (L)

= 16 ft

Outside Diameter (OD)

= 0,75 inch

BWG

= 18

Pass

=2

Tube sheet

= 1,00 triangular pitch

a”

= 0,1963 ft2/lin ft … (Table 10 Kern, 1965)

Jumlah tube, Nt

=

A L x a"

…(Kern, 1965, hal 150)

= 596,9616 Dari tabel 9 Kern, didapat nilai yang mendekati Nt perhitungan Nt

= 597

2) Koreksi UD A

=Nt x L x a'' = 1.875,0576 ft2

UD

Q

= A X ∆T

…(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 89)

410

UD

= 449,9710

Nilai UD yang dihitung mendekati nilai UD yang diasumsi, sehingga data shell yang digunakan adalah : ID

= 29,00 inch

Baffle Space

=

…(Tabel 9 Kern, 1965)

ID 2

= 14,5000 inch Pass

=1

Pt

= 1,00 in triangular pitch

D. Perhitungan Fluida 1)

Saturated Steam Flow area dalam tube (a’t)

= 0,3340 inch2

Total flow area (at)

=

𝑁𝑡 𝑥 𝑎′𝑡

: Tube Side …(Tabel 10, Kern, 1965)

..(Pers. 7.48, Kern, 1965,hal 150)

144 𝑥 𝑛

= 0,6924 ft2 Laju alir, Gt

= =

W at

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

182.225,7698 lb/jam 0,6924 𝑓𝑡 2

= 263.197,3325 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold, Ret TAvg

= 392,0000oF

μ

= 0,1361 cp

D

= 0,6520 in

…(Tabel 10, Kern, 1965)

= 0,0543 ft Ret

=

De .G a

…(Kern, 1965, hal 150)



= 4,3417 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube L/D

= 294,4785

Jh

= 195

Cp

= 1,0943 Btu/lb. oF

k

= 0,3865 Btu/jam.ft.oF

…(Figure 28 Kern, 1965)

411

Pr

=

Cp x μ K

= 0,9326  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

hi

      w 

0 ,14

Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : hi

= 1.355,1792 Btu/jam.ft2.oF

hio

= hi x OD

ID

…(Pers. 6.5, Kern, 1965, hal 105)

= 1.178,1024 Btu/jam.ft2.oF 2)

Feed KD-02

: Shell Side

Tc

= 211,9996oF

Baffle Spacing (B)

= 14,5000

Clearance (C’)

= Pitch – OD = 0,2500

Flow area pada shell (as)

=

ID x C" x B  (144 Pt ) ..(Pers. 7.1, Kern, 1965,hal 150)

= 0,7300 ft2 Laju alir Gs

= =

W as

…(Pers. 7.2, Kern, 1965, hal 138)

511.379,4317 lb/jam 0,7300 ft2

= 700.486,4510 lb/jam.ft2 Bilangan Reynold,Ret tAvg

= 211,9996oF

μ

= 0,3062 cp

D

= 0,7300 in …(Figure 28, Kern, 1965, hal 838) = 0,0608 ft

Ret

=

De .G a



= 5,7504 x 104 Koefisien Perpindahan Panas Tube

…(Kern, 1965, hal 150)

412

…(Figure 28 Kern, 1965)

Jh

= 220

Cp

= 0,8036 Btu/lb. oF

k

= 0,2329 Btu/jam.ft.oF

Pr

=

Cp x μ K

= 2,5573  k   Cp .   = jH     D  k 

1/ 3

h0

      w 

0 ,14

…(Pers. 5.36, Kern, 1965, hal 99) Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat : = 1.151,5768 Btu/jam.ft2.oF

ho

hio x ho …(Pers. 6.7 Kern, 1965, hal 106) hio  ho = 582,3443 Btu/jam.ft2.oF

Clean Overall Coefficient, Uc =

Dirt Factor, Rd

=

Uc UD …(Pers. 6.11, Kern, 1965, hal 108 U c .U D

= 0,000505 E. Pressure Drop 1) Tube Side NRe

= 4,3417 x 104

Faktor friksi

= 0,00018

s

= 0,0408

ΔPt

=

ΔPt

= 3,4461 psi

V2 / 2g

= 0,0130

ΔPr

=

...(Figure 26 Kern, 1965)

f Gt 2 L n 5, 22 x 10 10 x De s f t ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

4n / s V2 / 2g

. ..(Figure 27 Kern, 1965) ... (Pers. 7.46, Kern 1965, hal 147)

= 2,5475 psi

413

ΔPT

= ΔPt + ΔPr ... (Pers. 7.47, Kern 1965, hal 147) = 5,9936 psi

2) Shell Side Faktor Friksi NRe

= 5,7504 x 104

f

= 0,00013

Number of cross, (N + 1)

=

12 𝐿 𝐵

…(Figure 26 Kern, 1965) ... (Pers 7.43, Kern, 1965,hal 151)

= 158,8966 Ds

ID

= 12 = 2,4167 ft

s

= 0,8287

ΔPs

=

fGs2 Ds ( N  1) 5,22  1010 Desf s ... (Pers. 7.44, Kern 1965, hal 147)

ΔPs

= 9,3079 psi

414

IDENTIFIKASI Nama Alat

Reboiler-02 (RB-02)

Jumlah

1 buah

Operasi

Kontinyu

Fungsi

Memanaskan kembali komponen pada KD-02 DATA DESIGN

Tipe

Shell and Tube Heat Exchanger

Bahan Konstruksi

Carbon steel

Rd Calculated (BTU/jam ft2 oF)

0,000505

UC (BTU/jam ft2 oF)

582,3443

UD (BTU/jam ft2 oF)

449,9710

Ho (BTU/jam ft2 oF)

1.151,5768

Hio (BTU/jam ft2 oF)

1.178,1024

ΔPs (Psi)

9,3079 psi

ΔPT (Psi)

5,9936 psi

L.3.27. TANGKI-01 (T-01) Fungsi

: Untuk menampung bahan baku etanol 96,3% berat.

Tipe

: Silinder vertikal dengan head type ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel 304

Gambar

: Input

Output

415

A. Data Desain

:

Temperatur, T

: 30°C

Tekanan, P

: 1 atm

Laju alir, Ws

: 136.597,341 kg/jam

Densitas, 

: 804,128 kg/m3

Faktor keamanan,f

: 10 %

Lama penyimpanan

: 3 hari

Jumlah

: 10 tangki

B. Kapasitas Tangki, Vt Vt

Laju alir massa  lama persediaan ρ

=

136.594,341 kg/jam

=

804,128 kg/m3

× 72 jam

Vt = 12.230,647 m3 Kapasitas dalam satu tangki : Vt ' Vt(1 tanki) = n tanki ' =

12.230,647 m3 10 buah

= 1.223,065 m3 Volume tangki,Vt

= (1 + faktor keamanan) x Vt = (1+ 10%) x 1.223.065 m3 = 1.345.3711 m3

C. Diameter Tangki Volume bagian silinder, Vs Vs

=  r2 H 2

D 3  =     D  2  2  =

3  D3 8

= 1,766 D3

H = 3/2 D

416

Volume bagian head, Vh Vh

= /24 x D3

Vh

= 0,131 D3

h=¼D

...(Peters and Timmerhaus, 1991)

Jadi, Vt

= Vs + Vh

Vt

= 1,766 D3 + 0,131 D3 = 1,897 D3

Dt

= (1.345,371 m3/ 1,897)1/3 = 8,918 m = 351,095 in

D. Tinggi Tangki, Ht Tinggi Silinder

=H

= 3/2 D

= 13,377 m

Tinggi Head

=h

=¼D

= 2,230 m

Ht

= H +h = 13,377 m + 2,230 m = 15,606 m

E. Tebal dinding vessel, t t

=

Keterangan: P

  P ri    C  ( SE  0,6 P 

...(Peters and Timmerhaus, 1991)

= Tekanan desain

( 5 x Tekanan Operasi)

=5

= 73,480 psi

1 atm

D

= Diameter vessel

= 8,918 m

r

=½xD

= 4,459 m

S

= Working stress allowable

= 11.500 psi ...(Walas, S. M., 1990)

E

= Joint efficiency

= 0,85

C

= Korosi maksimum

= 0,0079 in/tahun x 11 tahun (service life) = 0,0869 in

Maka :

417

t

=(

73,480 psi ×175,5471 in ) + 0,0869 in (11.500 psi ×0,85)-(0,6×73,480 psi)

= 1,412 in = 0,0359 m = 3,5877 cm F. Outside diameter, OD OD

= D + 2t = 8,918 m+ 2 (0,0359) m = 8,990 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki-01

Kode Alat

T – 01

Jumlah

10 buah

Fungsi

Untuk menampung bahan baku asam asetat DATA DESAIN

Tipe

Silinder Vertikal

Tekanan desain

1 atm 1.345,371 m3

Kapasitas

DATA MEKANIK Diameter vessel

8,918 m

Tebal dinding vessel

3,5877 cm

Tinggi vessel

15,606 m

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304

L.3.28. TANGKI-02 (T-02) Fungsi

: Untuk menampung produk samping asetaldehida

Tipe

: Silinder vertikal dengan head type ellipsoidal

Bahan Konstruksi

: Stainless Steel 304

418

Gambar

: Input

Output A. Data Desain Temperatur, T

: : 125.848°C

Tekanan, P

: 27.634 atm

Laju alir, Ws

: 3.225,710 kg/jam

Densitas, 

: 527.036 kg/m3

Faktor keamanan,f

: 10 %

Lama penyimpanan

: 3 hari

Jumlah

: 2 tangki

B. Kapasitas Tangki, Vt Vt

=

= Vt

Laju alir massa  lama persediaan ρ 3.225,710 kg/jam 527,036 kg/m3

× 72 jam

= 440,674 m3

Kapasitas dalam satu tangki : Vt ' Vt(1 tanki) = n tanki ' =

440,674 m3 2 buah

= 220,337 m3 Volume tangki,Vt

= (1 + faktor keamanan) x Vt = (1 + 10%) x 220,337 m3

419

= 242.371 m3 C. Diameter Tangki Volume bagian silinder, Vs Vs

=  r2 H

H = 3/2 D

2

D 3  =     D  2  2  =

3  D3 8

= 1,766 D3 Volume bagian head, Vh Vh

= /24 x D3

Vh

= 0,131 D3

h=¼D

...(Peters and Timmerhaus, 1991)

Jadi, Vt

= Vs + Vh

Vt

= 1,766 D3 + 0,131 D3 = 1,897 D3

Dt

= (242,371 m3/ 1,897)1/3 = 5,037 m = 198,291 in

D. Tinggi Tangki, Ht Tinggi Silinder

=H

= 3/2 D

= 7,555 m

Tinggi Head

=h

=¼D

= 1,260 m

Ht

=H+h = 7,555 m + 1,260 m = 8,814 m

E. Tebal dinding vessel, t t Keterangan: P

=

  P ri    C  ( SE  0,6 P 

= Tekanan desain

...(Peters and Timmerhaus, 1991)

420

= 27,634 atm

= 406,107 psi

D

= Diameter vessel

= 198,291 in

r

=½xD

= 99,145 in

S

= Working stress allowable

= 11.500 psi ...(Walas, S. M., 1990)

E

= Joint efficiency

= 0,85

Berdasarkan buku Handbook of Corrosion Data 2nd Edition, ASM: Rate of Corrosion untuk Stainless Steel 304 sebesar 0,2 mm/tahun (0,0079 in/tahun) C

= Korosi maksimum

= 0,0079 in/tahun x 11 tahun (service life) = 0,087 in

Maka : t

=(

406,107 psi × 99,145 in ) + 0,087 in (11.500 psi × 0,85)-(0,6 × 406,107 psi)

= 4,311 in = 0,1095 m = 10,951 cm F. Outside diameter, OD OD

= D + 2t = 5,037 m+ 0,1095 m = 5,256 m IDENTIFIKASI

Nama Alat

Tangki-02

Kode Alat

T – 02

Jumlah

2 buah

Fungsi

Untuk

menampung

produk

asetaldehida DATA DESAIN Tipe

Silinder Vertikal

Tekanan desain

27,634 atm

Kapasitas

242,371 m3

samping

421

DATA MEKANIK Diameter vessel

5,037 m

Tebal dinding vessel

10,951 cm

Tinggi vessel

8,814 m

Bahan konstruksi

Stainless Steel 304

L.3.29. TANGKI-03 (T-03) Fungsi

: Untuk menampung produk samping asetaldehida

Tipe

: Spherical Tank

Bahan Konstruksi

: Carbon Steel

Gambar Input

Output A. Data Desain Temperatur (T)

= 11,807oC

Tekanan (P)

= 26,647 atm

Laju alir massa

= 77.808,13 kg/jam

Densitas ()

= 71,587 kg/m3

Lama persediaan = 3 hari Faktor keamanan = 10% Jumlah

= 10 unit

B. Perhitungan Desain 1) Volume Tangki (Vt) Vtotal

=

Laju alir massa x 24 jam x lama persediaan densitas

422

=

77.808,13 kg/jam 71,587 kg/m3

× 72 jam

= 78.257,370 m3 Safety factor

= 10 % Vtotal = (1 + 0,1) x 78.257,370 m3 = 93.908,884 m3

Digunakan 10 unit tangki dengan masing – masing tangki bervolume : Vt

=

Vtotal n

= = 9.390,884 m3 2) Spesifikasi Tangki  Vt

= (4/3 x  x r3)

D3

= (Vt x 6) / 3,14

D3

= 17.944,365 m3

D

= 26,1804 m

R

= 13,0902 m

 Tebal Dinding Tangki (t) t



 P. Ri   Cc  2 xS  Ej  0, 2P 

= 

(Peters and Timmerhaus, hal 537)

Dimana: P = Tekanan desain = 391,603 psig R = Jari-jari kolom = 515,361 in S = Working stress allowable = 13.700 psi E = Joint efficiency = 0,85 C = Tebal korosi yang diizinkan

(Table 4, Peter, 1991) (Table 4, Peter, 1991)

423

= 0,125 in/year

11 year

(Peters, 1991, hal 542)

= 1,375 in Maka :



P  Ri    Cc S  Ej  0 , 6 P  

= 

t

= 391,603 psig x 515,361 in13700 psi x 0,85-(0,6 x 391,603 psig) + 1,375

in

= 10,0696 in = 0,256 m  Outside Diameter (OD) OD = ID + 2t = 26,1804 m + 2(0,0256 m) = 26,692 m IDENTIFIKASI Nama Alat

Tangki-03

Kode Alat

T – 03

Jumlah

10 buah

Fungsi

Untuk menampung produk utama berupa gas etilen DATA DESAIN

Tipe

Spherical Tank

Tekanan desain

26,647 atm

Kapasitas

9.391,884 m3 DATA MEKANIK

Diameter vessel

26,180 m

Tebal dinding vessel

25,577 cm

Bahan konstruksi

Carbon Steel