Penyelesaian Kondenser.docx

Penyelesaian Desain Kondenser a. Spesifikasi awal: 

Peletakan fluida Digunakan sebuah horizontal shell-side condenser karena biasa digunakan dalam industri proses dalam rangka meminimalkan biaya pada struktur penyangga dan fasilitas maintenance. Dimana, uap yang dikondensasi diletakkan pada shell dan air pendingin yang cenderung menyebabkan fouling mengalir pada bagian tubes.



Tubing Digunakan pipa ¾ in, 16 BWG, dengan panjang tube sebesar 8 ft.



Tube layout Karena fluida pada bagian shell bersih, maka susunan triangular pitch digunakan, dengan jarak 1 in.



Baffles Baffle segmental dengan jarak 0,4 kali diameter shell dan baffle cut sebesar 35% sesuai untuk kondensasi uap dapat dilihat pada Gambar 5.3.



Material konstruksi Material yang digunakan yaitu low-alloy steel SA-209 baik pada bagian tubes maupun shell

b. Neraca energi Berdasarkan data yang didapat dari praperancangan pabrik melamin dari urea dengan kapasitas produksi sebesar 25.000 ton/tahun oleh Wawan Ardi Subakdo dan Gustap Rahyudi, UNS, nilai q = 13.950.871,265 Btu/jam. q = (ṁ Cp ΔT)water 13.950.871,265

= 642.434,881 x 1.0 x ΔT

21,72˚F

= ΔT

Tout – Tin

= ΔT

Tout

= 21,72 + 85

Tout

= 106,72 ˚F

(t, ave)

=

(T,ave)

=

85+106,72 2 338+339,8 2

= 95,86℉ = 338,9℉

Dari Tabel A.7 didapat sifat air pada suhu rata-rata sebagai berikut. Property

Air pada 95,86˚F

𝜌 (lbm/ft3)

62,1

Cp (Btu/lbm.˚F)

1,0

k (Bu/h.ft.˚F)

0,36

μ (cp)

0,72

Pr

4,8

c. Mean Temperature Difference 253 ˚F 338

85 ˚F

˚F ΔTm = F(ΔTln)cf (ΔTln)cf = R= =

253−233,08 𝑙𝑛

253 233,08

= 242,9 ˚F

𝑇𝑎 − 𝑇𝑏 𝑡𝑏 − 𝑡𝑎 339,8 − 338 106,72 − 85

= 0,083 P= =

𝑡𝑏 − 𝑡𝑎 𝑇𝑎 − 𝑡𝑎 106,72 − 85 339,8 − 85

= 0,085 1 − 𝑅𝑃 1/𝑁 𝛼=( ) 1−𝑃 1

1 − (0,083 × 0,085 1 =( ) 1 − 0,085

→ 106,72 ˚F

338 ˚F ← 339,8 ˚F

233,08 ˚F

338 ˚F

= 1,086 𝛼−1 𝛼−𝑅 1,086 − 1 = 1,086 − 0,083

𝑆=

= 0,085 1−𝑆 √𝑅 2 + 1 𝑙𝑛 (1 − 𝑅𝑆) 𝐹= 2 − 𝑆(𝑅 + 1 − √𝑅 2 + 1 ) (𝑅 − 1)𝑙𝑛 [ ] 2 − 𝑆(𝑅 + 1 + √𝑅 2 + 1 ) =

1 − 0,085 √0,0832 + 1 𝑙𝑛 ( ) 1 − (0,083 × 0,085) 2 − 0,085(0,083 + 1 − √0,0832 + 1 ) (0,083 − 1)𝑙𝑛 [ ] 2 − 0,085(0,083 + 1 + √0,0832 + 1 )

= 0,999989 ∆𝑇𝑚 = 𝐹(∆𝑇𝑙𝑛 )𝑐𝑓 = 0,999989 × 242,9 = 242,88℉ d. Memperkirakan koefisien perpindahan panas keseluruhan Untuk condenser dengan uap senyawa organik atau ammonia pada shell dan air pendingin pada tubes nilai UD berkisar 50-200 Btu/h.ft2.˚F maka dari rentang tersebut, diambil nilai UD = 100 Btu/h.ft2.˚F. e. Luas perpindahan panas dan jumlah tubes 𝐴=

𝑞 13.950.871,265 = = 574,4 𝑓𝑡 2 𝑈𝐷 ∆𝑇𝑚 100 × 242,88

𝑛𝑡 =

𝐴 574,4 = = 365,86 ≅ 366 𝜋𝐷𝑜 𝐿 3,14 × (0,75) × 8 12

f. Jumlah tube passes Dari Tabel B.1 diperoleh Di = 0,620 in = 0,0517 ft 𝑛𝑝 𝑛𝑝 4ṁ ( 𝑛 ) 4 × 642.434,881 (366) 𝑡 𝑅𝑒 = = = 24.848,465𝑛𝑝 𝜋𝐷𝑖 𝜇 3,14 × 0,0517 × 0,72 × 2,419

Dapat digunakan 2 tube passes, dapat dikoreksi dengan melihat kecepatan, sebagai berikut. 𝑉=

𝑛𝑝 ṁ (𝑛 )

𝑡 2 𝜌𝜋𝐷𝑖 /4

642.434,881 2 × (366) 3.600 = = 7,49𝑓𝑡/𝑠 62,1 × 3,14 × 0,05172 /4

Kecepatan diterima sehingga jumlah 2 tube passes dapat digunakan. g. Ukuran shell dan jumlah tube Dari Tabel C.4, jumlah tabung yang paling mendekati pada TEMA-U yaitu 400 tubes pada 23¼ in. shell. h. Required overall coefficient 𝑈𝑟𝑒𝑞 =

𝑞 13.950.871,265 𝐵𝑡𝑢 = = 91,46 𝑛𝑡 𝜋𝐷𝑜 𝐿∆𝑇𝑚 400 × 3,14 × (0,75) × 8 × 242,88 ℎ. 𝑓𝑡 2 . ℉ 12

i. Menghitung hi dengan asumsi φi = 1,0 𝑛𝑝 2 4ṁ ( 𝑛 ) 4 × 642,434.881 (400) 𝑡 𝑅𝑒 = = = 45.472,691 𝜋𝐷𝑖 𝜇 3,14 × 0,0517 × 0,72 × 2,419 ℎ𝑖 = =

𝑘 𝜇 0,14 × 0,023𝑅𝑒 0,8 𝑃𝑟 1/3 ( ) 𝐷𝑖 𝜇𝑤 0,36 × 0,023 × 45.472,6910,8 × 4,81/3 × 1 0,0517

= 1.439,13

𝐵𝑡𝑢 ℎ. 𝑓𝑡 2 . ℉

j. Menghitung ho Dasar dari teori Nusselt digunakan untuk mengestimasikan koefisien perpindahan panas. Temperatur dinding tube diasumsikan 125˚F. Rata-rata temperature film dihitung menggunakan temperature uap rata-rata yaitu 338,9 ˚F. 𝑇𝑓 = 0,75𝑇𝑤 + 0,25𝑇𝑉 = 0,75 × 125 + 0,25 × 338,9 = 178,475℉ Viskositas kondensat pada temperature tersebut adalah 𝜇𝐿 = 0,64425 𝑐𝑝 Laju alir kondensat dapat dihitung menggunakan persamaan berikut.

𝛤∗ =

𝑊 𝐿

2/3 𝑛𝑡

=

55.051,191 𝑙𝑏𝑚 = 126,76 8 × 4002/3 ℎ. 𝑓𝑡 1

𝑘𝐿3 𝜌𝐿 (𝜌𝐿 − 𝜌𝑉 )𝑔 3 ℎ𝑜 = 1,52 [ ] 4𝜇𝐿 𝛤 ∗ 1

= 1,52 [

𝑘𝐿3 𝜌𝐿 (𝜌𝐿 −𝜌𝑉 )𝑔 3 4𝜇𝐿𝛤 ∗

]

1

0.11183 × 69,238(69,238 − 0,09295)4,17 × 108 3 = 1,52 [ ] 4 × 0,64425 × 2,419 × 126,76 = 231,49

𝐵𝑡𝑢 ℎ. 𝑓𝑡 2 . ℉

Nilai ho lebih besar daripada Ureq maka spesifikasi awal masih dapat digunakan. k. Menghitung nilai UD Berdasarkan Tabel 3.3 maka fouling factor untuk air pendingin yang digunakan pada kondenser sebesar 0,001 h.ft2.˚F/Btu. Uap yang akan dikondensasi mengandung ammonia sehingga fouling factor yang digunakan sebesar 0,001 h.ft2.˚F/Btu. 𝑈𝐷 = [

𝐷𝑜 + ℎ𝑖 𝐷𝑖

=[

𝐷𝑜 ln (

𝐷𝑜 ) 𝐷𝑖

2𝑘𝑡𝑢𝑏𝑒

−1

+

1 𝑅𝐷𝑖 × 𝐷𝑜 + + 𝑅𝐷𝑜 ] ℎ𝑜 𝐷𝑖

0,0625 + 1.439,13 × 0,0517

= 132,129

0,0625 ) 1 0,001 × 0,0625 0,0517 + + + 0,001] 2 × 30 231,49 0,0517

−1

0,0625 ln (

𝐵𝑡𝑢 ℎ. 𝑓𝑡 2 . ℉

l. Koreksi terhadap perpindahan panas sensibel 𝑞𝑠𝑒𝑛 = 0,5 𝐶𝑃,𝑉 (ṁ𝑉,𝑖𝑛 + ṁ𝑉,𝑜𝑢𝑡 )(𝑇𝑉,𝑖𝑛 − 𝑇𝑉,𝑜𝑢𝑡 ) = 0,5 × 0,45162 × 55.051,191 × (339,8 − 338) = 22.376,168 𝐵𝑡𝑢/ℎ 𝑞𝑠𝑒𝑛 ⁄ 𝑞𝑡𝑜𝑡 =

22.376,168 = 0,0016 13.950.871,265

Metode simplified Delaware digunakan untuk menentukan nilai hV. Karena baffle cut lebih besar daripada 20% metode ini akan cenderung melebihkan perkiraan hV. Namun, safety factor akan dibangun untuk mentolerir eror ini.

𝐵 = 0,4 𝑑𝑠 = 0,4 × 23,25 = 9,3 𝑖𝑛 𝐶 ′ = 𝑃𝑇 − 𝐷𝑜 = 1 − 0,75 = 0,25 𝑖𝑛 𝑑𝑠 𝐶 ′ 𝐵 144𝑃𝑇

𝑎𝑠 =

23,25 × 0,25 × 9,3 144 × 1

=

= 0,375 𝑓𝑡 2 Dari Gambar 3.17 didapat nilai De yaitu : 0,95 = 0,0792 𝑓𝑡 12

𝐷𝑒 =

Rata-rata laju alir uap yaitu 27.525,595 lb/h digunakan untuk menghitung hV. 𝐺=

ṁ 27.525,595 𝑙𝑏𝑚 = = 73.325,207 𝑎𝑠 0,375 ℎ. 𝑓𝑡 2

𝑅𝑒 = 𝑗𝐻

𝐷𝑒 𝐺 0,0792 × 73.325,207 = = 4345,343 𝜇𝑉 0,55225 × 2,419

= 0,5(1 + 𝐵⁄𝑑𝑠 )(0,08𝑅𝑒 0,6821 + 0,7𝑅𝑒 0,1772 ) = 0,5(1 + 0,4)(0,08 × 4345,3430,6821 + 0,7 × 4345,3430,1772 ) = 38.76

ℎ𝑉

= 𝑗𝐻 (𝑘 ⁄𝐷𝑒 )𝑃𝑟 1/3 (𝜇 ⁄𝜇𝑤 )0,14 1

= 38.76 × (0,1118⁄0,0792) × 5,39553 × 1 = 96,03

𝑙𝑏𝑚 ℎ. 𝑓𝑡 2 ℉

𝑈′𝐷 = [𝑈𝐷−1 + (𝑞𝑠𝑒𝑛 ⁄𝑞𝑡𝑜𝑡 )ℎ𝑉−1 ]−1 = [132,129−1 + 0,0016 × 96,03−1 ]−1 = 131,84

𝑙𝑏𝑚 ℎ. 𝑓𝑡 2 ℉

Karena U’D > Ureq, maka disain kondenser dapat diterima. m. Menghitung pressure drop bagian tube 𝑓 = 0,4137𝑅𝑒 −0,2585 = 0,4137 × 45.472,691−0,2585 = 0,02587 𝐺=

ṁ(𝑛𝑝 ⁄𝑛𝑡 ) 642.434,881(2⁄400) 𝑙𝑏𝑚 = = 1.532.881,5 𝜋 2 𝐴𝑓 ℎ. 𝑓𝑡 2 × 0,0517 4

∆𝑃𝑓 =

𝑓𝑛𝑝 𝐿𝐺 2 7,50 × 1012 𝐷𝑖 𝑠𝜑

0,02587 × 2 × 8 × 1.532.881,52 = 7,50 × 1012 × 0,0517 × 0,99 × 1 = 2,5345 𝑝𝑠𝑖 Dari Tabel 5.1 untuk aliran turbulen pada U-tubes, didapat persamaan: 𝛼𝑟 = 1,6𝑛𝑝 − 1,5 = 1,6 × 2 − 1,5 = 1,7 ∆𝑃𝑟 = 1,334 × 10−13 × 𝛼𝑟 × 𝐺 2 ⁄𝑠 = 1,334 × 10−13 × 1,7 × 1.532.881,52 ⁄0,99 = 0,538 𝑝𝑠𝑖 Berdasarkan Tabel 5.3 nozzle yang digunakan ialah pipa 6-in schedule 40, yang memiliki: Di = 6,065 in DO = 6,625 in 𝑅𝑒𝑛 =

4ṁ 4 × 642.434,881 = = 929.697,22 𝜋𝐷𝑖 𝜇 3,14 × 6,065 × 0,72 × 2,419 12

ṁ 642.434,881 𝑙𝑏𝑚 𝐺=𝜋 = = 3.203.762,7 2 ℎ. 𝑓𝑡 2 3,14 6,065 2 × ( ) 4 𝐷𝑖 4 12 ∆𝑃𝑛 = 2 × 10−13 × 𝑁𝑠 × 𝐺𝑛 2 ⁄𝑠 = 2 × 10−13 × 1 × 3.203.762,72 ⁄0,99 = 2,074 Pressure drop total pada bagian tube adalah: ∆𝑃𝑖 = ∆𝑃𝑓 + ∆𝑃𝑟 + ∆𝑃𝑛 = 2,5345 + 0,538 + 2,074 = 5,1465 𝑝𝑠𝑖 Penyelesaian Desain Reboiler a. Spesifikasi awal: 

Peletakan fluida Digunakan sebuah kettle reboiler, dimana cairan yang ingin dididihkan diletakkan pada shell dan medium pemanas yaitu saturated steam pada bagian tubes.



Tubing

Digunakan pipa ¾ in, 14 BWG, dengan panjang tube sebesar 8 ft. 

Tipe shell dan head Tipe K-shell dipilih untuk reboiler jenis kettle, tipe B-head dipilih karena fluida yang mengalir pada bagian tube cukup bersih, dan tipe U-tube sehingga konfigurasi yang digunakan ialah BKU.



Tube layout Karena fluida yang mengalir pada bagian shell cukup bersih, maka susunan triangular pitch digunakan, dengan jarak 1 in.



Baffles Tidak menggunakan baffles. Plates penyangga akan digunakan sebagai penyangga tube dan menahan getaran. Akan digunakan empat plates yang sudah cukup aman untuk tabung tak berpenyangga dengan panjang maksimum 73 in. dapat dilihat pada Tabel 5.C1



Material konstruksi Material yang digunakan yaitu plain carbon steel.

b. Menentukan laju alir steam Diketahui bahwa Q = 4.501.182,002 Btu/h Dari tabel A.8 pada tekanan 4 bar (69,6 psi ≈ 70 psi) panas laten kondensasinya sebesar 907,8 Btu/lbm. Maka laju alir steam yaitu: ṁstream =

Q 𝜆stream

=

4.501.182,002 Btu/h = 4.958,34 lbm/h 907,8 Btu/lbm

c. Mean Temperature Difference Mean temperature difference pada system ini ditetapkan bahwa temperature bagian yang mendidih konstan dengan temperature uap yang keluar yaitu 630,842 ℉. Temperatur dari media pemanasnya yaitu saturated steam juga konstan yaitu 788 ℉, maka mean temperature difference yaitu: ∆T𝑚 = 788 °F − 630,842 °F = 157,158 °F d. Memperkirakan koefisien perpindahan panas keseluruhan Berdasarkan Table 3.5 (Robert Serth dan Thomas L.) dapat diketahui nilai UD. Dimana hidrokarbon dipanaskan dalam shell side dengan steam jenuh pada tube

side, 200 ≤ UD ≤ 300 Btu/h .ft2. °F. Maka diasumsikan nilai UD = 200 Btu/h .ft2. °F. untuk desain awal. e. Luas perpindahan panas dan jumlah tubes 𝐴=

𝑞 4.501.182,002 = = 143,2056 𝑓𝑡 2 𝑈𝐷 ∆𝑇𝑚 200 × 157,158

𝑛𝑡 =

𝐴 143,2056 = = 91,2138 ≅ 91 𝜋𝐷𝑜 𝐿 3,14 × (0,75) × 8 12

Untuk proses pemanasan menggunakan saturated steam, dua tube passes bagus untuk digunakan. f. Jumlah tube dan diameter bundle Berdasarkan Tabel C.4 jumlah tube yang paling mendekati adalah 110 dengan diameter shell yaitu 13,25 in. Diameter bundle dapat dihitung melalui Estimasi kebocoran dan bypass clearance. Ds = shell ID = 13,25 in = 336,55 mm 𝛿𝑡𝑏 = 0,4 mm = 0,015748 in. 𝛿𝑠𝑏 = 0,8 mm + 0,002 Ds 𝛿𝑠𝑏 = 0,8 mm + 0,002 × 336,55 mm 𝛿𝑠𝑏 = 1,4731 mm 𝛿𝑠𝑏 = 1,4731 mm + safety factor 𝛿𝑠𝑏 = 1,4731mm + 0,75 mm 𝛿𝑠𝑏 = 2,2231 mm Berdasarkan Gambar 6.10 (Robert Sert dan Thomas L.) didapat diameter shell-totube bundle clearance: Ds − Dotl ≅ 10 mm = 0,393701 in. Outer tube limit (Dotl ) dan Central tube limit (Dctl ) yaitu: Dotl = Ds − 0,393701 in. = 13,25 in. − 0,393701 in = 12,8 in. Dotl = Db = 12,8 in.

g. Required overall coefficient 𝑈𝑟𝑒𝑞 =

𝑞 4.501.182,002 𝐵𝑡𝑢 = = 165,8432 0,75 𝑛𝑡 𝜋𝐷𝑜 𝐿∆𝑇𝑚 110 × 3,14 × ( ℎ. 𝑓𝑡 2 . ℉ 12 ) × 8 × 157,158

h. Menghitung hi Untuk condensing steam: −1 1 𝐵𝑡𝑢 [(𝐷𝑜 ⁄𝐷𝑖 ) ( )] ≅ 1.500 ℎ𝑖 + 𝑅𝐷𝑖 ℎ . 𝑓𝑡 2 . °𝐹

i. Menghitung ho 

Hitung hnb Dibutuhkan data critical pressure yang didapat dari buku Chemical Properties Handbook (Carl. L. Yaws) Senyawa H2O

Pc (bar)

Pc (psi)

220,55

3198,8572

C7H8

41,09

595,96936

C12H24

18,9

274,1256

C12H26

18,24

264,55296

C14H28

16,6

240,7664

C18H30

15,79

229,01816

C20H34

14,19

205,81176

𝑃𝑝𝑐 = ∑ 𝑥𝑖 . 𝑃𝑐,𝑖 𝑃𝑝𝑐 = (0,000831945 × 3198,8572) + (0,000163361 × 595,96936) + (0,0100013721 × 274,1256) + (0,0198 × 264,55296) + (0,000858942 × 240,7664) + (0,9520 × 229,01816) + (0,01632 × 205,81176) 𝑃𝑝𝑐 = 232,3357 psi 𝑃𝑝𝑟 =

𝑃 250 = = 1,076 𝑃𝑝𝑐 232,3357

𝐹𝑃 = 1,8 × 𝑃𝑝𝑟 0,17 = 1,8 × 1,076 0,17 = 1,82256

𝐵𝑅 = 𝑇𝐷 − 𝑇𝐵 = 788 °F − 630,842 °F = 157,158 °F 𝑞̂ =

𝑄 𝑛𝑡 × 𝜋 × 𝐷𝑜 × 𝐿

4.501.182,002 0,75 110 × 3.14 × ( 12 ) × 8 𝐵𝑡𝑢 𝑞̂ = 26.063,59 ℎ . 𝑓𝑡 2 𝑞̂ =

𝐹𝑚 = (1 + 0,0176 × 𝑞̂ 0,15 × 𝐵𝑅 0,75 )−1 𝐹𝑚 = (1 + 0,0176 × 26.063,590.15 × 157,1580.75 )−1 𝐹𝑚 = 0,2178 ℎ𝑛𝑏 = 0,00622 × 𝑃𝑝𝑐 0,69 × 𝑞̂ 0,7 × 𝐹𝑝 × 𝐹𝑚 ℎ𝑛𝑏 = 0,00622 × 232,3357 0,69 × 26.063,590,7 × 1,82256 × 0,2178 ℎ𝑛𝑏 = 130,75 

𝐵𝑡𝑢 ℎ . 𝑓𝑡 2 . °𝐹

Hitung bundle boiling coefficient, hb ℎ𝑏 = ℎ𝑛𝑏 𝐹𝑏 + ℎ𝑛𝑐 Untuk perbedaan temperature yang cukup besar, maka disarankan nilai ℎ𝑛𝑐 = 44 ℎ .

𝐵𝑡𝑢 𝑓𝑡 2 .°F

(Robert Sert dan Thomas L.). 0,75

𝐹𝑏 = 1 + 0,1

0,785 × 𝐷𝑏 𝑃𝑇 2 𝐶 ( [ 1 𝐷𝑜 ) 𝐷𝑜

−1 ] 0.75

0,785 × 12,8 𝐹𝑏 = 1 + 0,1 [ − 1] 1 2 0,866 ( ) 0,75 0,75 𝐹𝑏 = 1,4623 Maka ho adalah: ℎ𝑜 = ℎ𝑏 = ℎ𝑛𝑏 𝐹𝑏 + ℎ𝑛𝑐

ℎ𝑜 = ℎ𝑏 = 130,75 × 1,4623 + 44 ℎ𝑜 = ℎ𝑏 = 235,2016

𝐵𝑡𝑢 ℎ . 𝑓𝑡 2 . °𝐹

j. Menghitung nilai UD Berdasarkan Tabel 3.3 maka fouling factor untuk steam yang digunakan pada reboiler sebesar 0,0005 h.ft2.˚F/Btu. Fluida cair yang ingin dididihkan merupakan senyawa organik sehingga fouling factor yang digunakan sebesar 0,002 h.ft2.˚F/Btu. −1 𝐷𝑜 𝐷𝑜 ln ( 𝐷 ) 1 1 𝑖 𝑈𝐷 = [( + 𝑅𝐷𝑖 ) (𝐷𝑜 ⁄𝐷𝑖 ) + + + 𝑅𝐷𝑜 ] ℎ𝑖 2𝑘𝑡𝑢𝑏𝑒 ℎ𝑜

0,75 0,75 1 1 12 ln (0,584) = [( + 0,0005) (0,75⁄0,584) + + + 0,002] 1.500 2 × 26 235,2016

= 124,2136

𝐵𝑡𝑢 ℎ . 𝑓𝑡 2 . °𝐹

k. Kritikal fluks panas 𝑞̂𝑐 = 803 × 𝑃𝑝𝑐 × 𝑃𝑝𝑟 0,35 × (1 − 𝑃𝑝𝑟 )0,9 𝑞̂𝑐 = 803 × 232,3357 × 1,0760.35 × (1 − 1,076)0,9 𝑞̂𝑐 = 18.830,12

𝐵𝑡𝑢 ℎ . 𝑓𝑡 2

The bundle geometry parameter: 𝜓𝑏 =

𝐷𝑏 𝑛𝑡 × 𝐷𝑜

𝜓𝑏 =

12,8 110 × 0,75

𝜓𝑏 = 0,1552 Bundle correction factor: Ф𝑏 = 3,1 × 𝜓𝑏 Ф𝑏 = 3,1 × 0,1552 Ф𝑏 = 0,48097

−1

The critical heat flux for the bundle: 𝑞̂𝑐,𝑏𝑢𝑛𝑑𝑙𝑒 = 𝑞̂𝑐,𝑡𝑢𝑏𝑒 × Ф𝑏 𝑞̂𝑐,𝑏𝑢𝑛𝑑𝑙𝑒 = 18.830,12 × 0,48097 𝑞̂𝑐,𝑏𝑢𝑛𝑑𝑙𝑒 = 9.056,72

𝐵𝑡𝑢 ℎ . 𝑓𝑡 2

l. Modifikasi desain 𝐿𝑟𝑒𝑞 =

𝑞 𝑛𝑡 × 𝜋 × 𝐷𝑜 × 𝑈𝐷 × ∆𝑇𝑚

𝐿𝑟𝑒𝑞 =

4.501.182,002 0,75 110 × 3,14 × ( 12 ) × 124,2136 × 157,158

𝐿𝑟𝑒𝑞 = 10,6812 𝑓𝑡 ≅ 11 𝑓𝑡 m. Jumlah nozzle 𝑁𝑛 =

𝐿 5 × 𝐷𝑏

𝑁𝑛 =

11 12,8 5 × ( 12 )

𝑁𝑛 = 2,003 ≅ 2 n. Diameter shell 𝑉𝐿 = 2290 × 𝜌𝑣 × (

0,5 𝜎 ) 𝜌𝐿 − 𝜌𝑣

𝑉𝐿 = 2290 × 0,47 × ( 𝑉𝐿 = 630,563

𝑙𝑏𝑚 ℎ . 𝑓𝑡 3

ṁ𝑣 𝐿 × 𝑉𝐿 227,052 𝑆𝐴 = 11 × 630,563 𝑆𝐴 =

𝑆𝐴 = 0,041135 𝑓𝑡 2

17,387 0,5 ) 51,4 − 0,47

Estimasi ketinggian liquid pada reboiler dengan menambahkan 4 in. untuk memperkirakan diameter bundle dari 12,8 in. menjadi 16,8 in dengan asumsi ketinggian liquid 75% dari diameter shell, maka: 𝐷𝑠 =

16,8 = 22,4 𝑖𝑛. = 1,86592 𝑓𝑡 0,75

ℎ = 1 − 0,75 = 0,25 𝐷 Sector area factor berdasarkan Appendix 10.A (Robert Serth dan Thomas. L.) didapat: A = 0,15355 𝑆𝐴 = 𝐴 × 𝐷𝑠 2 𝑆𝐴 = 0,15355 × 1,865922 𝑆𝐴 = 0,5346 𝑓𝑡 2 Karena nilai yang didapat lebih besar dari required dome segment area, maka dapat digunakan diameter shell 22,4 in. o. Liquid overflow reservoir Volumetric flow rate =

ṁ𝐿 𝜌𝐿 × 𝑣

Volumetric flow rate =

13.004,07 51,4 × 60

Volumetric flow rate = 4,2196 𝑓𝑡 3 /𝑚𝑖𝑛 Berdasarkan nilai h/D ditentukan nilai A berdasarkan Appendix 10.A (Robert Serth dan Thomas L.) sebesar A = 0,15355 Maka, 𝑆𝑒𝑐𝑡𝑜𝑟 𝑎𝑟𝑒𝑎 𝑎𝑏𝑜𝑣𝑒 𝑤𝑒𝑖𝑟 = 0,15355 × (22,4/12)2 = 1,0222 𝑓𝑡 2 22,4 2 ( 12 ) 𝑆𝑒𝑐𝑡𝑜𝑟 𝑎𝑟𝑒𝑎 𝑏𝑒𝑙𝑜𝑤 𝑤𝑒𝑖𝑟 = 𝜋 × − 1,0222 = 1,713 𝑓𝑡 2 4 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑡𝑟𝑖𝑐 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑟𝑎𝑡𝑒 4,2196 𝐿𝑠 = = = 2,463 𝑓𝑡/ min 𝑜𝑓 ℎ𝑜𝑙𝑑𝑢𝑝 𝑆𝑒𝑐𝑡𝑜𝑟 𝑎𝑟𝑒𝑎 𝑏𝑒𝑙𝑜𝑤 𝑤𝑒𝑖𝑟 1,713

p. Friction loss in feed lines Asumsi bahwa total panjang primary line antara kolom dan tee adalah 23 ft. dan cabang dari secondary line antara tee dan reboiler pada segmen horizontal adalah 2.2 ft dan pada segmen vertikal adalah 1 ft. Diameter pipa yang digunakan dihitung dengan asumsi kecepatan liquid sebesar 5 ft/s. Diameter pipa pada primary line: 1/2 4ṁ 𝐷𝑖 = ( ) 𝜋×𝜌×𝑉

13.281,12317 1/2 4×( ) 3600 𝐷𝑖 = ( ) 3,14 × 52,82 × 5 𝐷𝑖 = 0,133395 𝑓𝑡 = 1,6 𝑖𝑛. Berdasarkan Table B.2 (Robert Serth dan Thomas L.) digunakan pipa ukuran 2 in. schedule 40 dengan inside diameter 2,067 in. Diameter pipa pada secondary line: 1/2 4ṁ 𝐷𝑖 = ( ) 𝜋×𝜌×𝑉

6.640,562 1/2 4 × ( 3600 ) 𝐷𝑖 = ( ) 3,14 × 52,82 × 5 𝐷𝑖 = 0,094 𝑓𝑡 = 1,13189 𝑖𝑛. Berdasarkan Table B.2 (Robert Serth dan Thomas L.) digunakan pipa ukuran 1,5 in. schedule 40 dengan inside diameter 1,61in. Berikut data equivalent length of pipe for flow resistance of fitting pada Appendix D (Robet Serth dan Thomas L.) Item Straight pipe 90 elbows Tee

Equivalent Length of 2 in. (ft) 23 5,25 11

Equivalent Length of 1,5 in. (ft) 3,2 4,5 -

2" x 1,5" reducer Entrance loss Exit loss Total

-

1,3

4,5 43,75

7 16

Pipa 2 in. schedule 40: 4ṁ 𝑅𝑒 = 𝜋 × 𝐷𝑖 × 𝜇 𝑅𝑒 =

4 × 13.281,12317 3,14 × (2,067/12) × 0,0503 × 2,419

𝑅𝑒 = 807.468,195 𝑓 = 0,3673 × 𝑅𝑒 −0,2314 𝑓 = 0,3673 × 807.468,195−0,2314 𝑓 = 0,01578 𝐺=

𝐺=

ṁ 𝐴𝑓𝑙𝑜𝑤 13.281,12317 3,14 2,067 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺 = 570.225,5679

𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

52,82 = 0,846 62,43

𝑓 × 𝐿 × 𝐺2 ∆𝑃𝑓 = 7,50 × 1012 × 𝐷𝑖 × 𝑠 × ɸ 0,01578 × 43,75 × 570.225,56792 ∆𝑃𝑓 = 2,067 7,50 × 1012 × ( 12 ) × 0,846 × 1 ∆𝑃𝑓 = 0,20537 𝑝𝑠𝑖 Pipa 1,5 in. schedule 40:

𝑅𝑒 =

4×ṁ 𝜋 × 𝐷𝑖 × 𝜇

𝑅𝑒 =

4 × 6.640,562 1,6 3,14 × ( 12 ) × 0,0503 × 2,419

𝑅𝑒 = 518.334,3972 𝑓 = 0,3673 × 𝑅𝑒 −0,2314 𝑓 = 0,3673 × 518.334,3972−0,2314 𝑓 = 0,01748 𝐺=

𝐺=

ṁ 𝐴𝑓𝑙𝑜𝑤 6.640,562 3,14 1,6 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺 = 469.943,7649

𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

52,82 = 0,846 62,43

∆𝑃𝑓 =

𝑓 × 𝐿 × 𝐺2 7,50 × 1012 × 𝐷𝑖 × 𝑠 × ɸ

∆𝑃𝑓 =

0,01748 × 16 × 469.943,76492 1,6 7,50 × 1012 × ( 12 ) × 0,846 × 1

∆𝑃𝑓 = 0,07257 𝑝𝑠𝑖 ∆𝑃𝑓𝑒𝑒𝑑 = 0,20537 𝑝𝑠𝑖 + 0,07257 𝑝𝑠𝑖 = 0,27794 𝑝𝑠𝑖 q. Friction loss in return line Asumsi panjang total primary line pada vapor return adalah 20 ft. Cabang berhubungan secara vertikal dengan reboiler mempunyai segmen vertikal 1 ft dan segmen horizontal 2.2 ft.

Kecepatan vapor maksimum yang direkomendasikan yaitu 12 ft/s. Maka main line mempunyai required diameter: 1/2 4ṁ 𝐷𝑖 = ( ) 𝜋×𝜌×𝑉 1/2 277,052 4 × ( 3600 ) 𝐷𝑖 = ( ) 3,14 × 0,471 × 12

𝐷𝑖 = 0,13169 𝑓𝑡 = 1,58 𝑖𝑛. Berdasarkan Table B.2 (Robert Serth dan Thomas L.) digunakan pipa ukuran 2 in. schedule 40 dengan inside diameter 2,067 in. Untuk split-flow section: 1/2 4ṁ 𝐷𝑖 = ( ) 𝜋×𝜌×𝑉 1/2 138,526 4 × ( 3600 ) 𝐷𝑖 = ( ) 3,14 × 0,471 × 12

𝐷𝑖 = 0,093 𝑓𝑡 = 1,1174 𝑖𝑛. Berdasarkan Table B.2 (Robert Serth dan Thomas L.) digunakan pipa ukuran 1,5 in. schedule 40 dengan inside diameter 1,61in. Berikut data equivalent length of pipe for flow resistance of fitting pada Appendix D (Robet Serth dan Thomas L.) Item Straight pipe 90 elbows Tee 2" x 1,5" reducer Entrance loss Exit loss Total

Equivalent Length Of 2 in. (ft) 20 5,25 11 -

Equivalent Length Of 1,5 in. (ft) 3,2 4,5 1,3

0 9 45,25

3,5 0 12,5

Pipa 2 in. schedule 40: 4ṁ 𝑅𝑒 = 𝜋 × 𝐷𝑖 × 𝜇 4 × 277,052 3,14 × (2,067/12) × 0,01669 × 2,419

𝑅𝑒 =

𝑅𝑒 = 50.737,04181 𝑓 = 0,3673 × 𝑅𝑒 −0,2314 𝑓 = 0,3673 × 50.737,04181−0,2314 𝑓 = 0,02994 ṁ

𝐺=

𝐴𝑓𝑙𝑜𝑤 277,052

𝐺=

3,14 2,067 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺 = 11.895,24355

𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

0,4712 = 0,007546 62,43

∆𝑃𝑓 =

𝑓 × 𝐿 × 𝐺2 7,50 × 1012 × 𝐷𝑖 × 𝑠 × ɸ

∆𝑃𝑓 =

0,02994 × 45,25 × 11.895,243552 2,067 7,50 × 1012 × ( 12 ) × 0,007546 × 1

∆𝑃𝑓 = 0,01966 𝑝𝑠𝑖 Pipa 1,5 in. schedule 40: 4×ṁ 𝑅𝑒 = 𝜋 × 𝐷𝑖 × 𝜇 𝑅𝑒 =

4 × 138,526 1,6 3,14 × ( 12 ) × 0,01669 × 2,419

𝑅𝑒 = 32.569,3992 𝑓 = 0,3673 × 𝑅𝑒 −0,2314 𝑓 = 0,3673 × 32.569,3992−0,2314 𝑓 = 0,03317 𝐺=

𝐺=

ṁ 𝐴𝑓𝑙𝑜𝑤 138,526 3,14 1,6 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺 = 9.803,306

𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

0,4712 = 0,007546 62,43

∆𝑃𝑓 =

𝑓 × 𝐿 × 𝐺2 7,50 × 1012 × 𝐷𝑖 × 𝑠 × ɸ

∆𝑃𝑓 =

0,03317 × 12,5 × 9.803,3062 1,6 7,50 × 1012 × ( 12 ) × 0,007546 × 1

∆𝑃𝑓 = 0,00525 𝑝𝑠𝑖 ∆𝑃𝑟𝑒𝑡𝑢𝑟𝑛 = 0,01966 𝑝𝑠𝑖 + 0,00525 𝑝𝑠𝑖 = 0,02491 𝑝𝑠𝑖 r. Pressure drop pada bagian tube Sifat fisika dari steam dapat dilihat pada Tabel A.8 dan A.9 (Robert Serth dan Thomas L.) 𝜌 = 0,0947 𝑙𝑏𝑚/𝑓𝑡 3 𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

0,0947 = 0,001517 62,43

𝜇 = 0,0134 𝑐𝑝

ṁ = 4.958,34

𝑙𝑏𝑚 ℎ

ṁ𝑝𝑒𝑟 𝑡𝑢𝑏𝑒 = ṁ × (

𝑛𝑝 ) 𝑛𝑡

ṁ𝑝𝑒𝑟 𝑡𝑢𝑏𝑒 = 4.958,34 × ( ṁ𝑝𝑒𝑟 𝑡𝑢𝑏𝑒 = 90,1517

2 ) 110

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

ṁ𝑝𝑒𝑟 𝑡𝑢𝑏𝑒 𝐺= 𝜋 (4) × 𝐷𝑖 2 𝐺=

90,1517 3,14 0,584 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺 = 48.488,73419

𝑅𝑒 =

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

𝐷𝑖 × 𝐺 𝜇

0,584 ( 12 ) × 48.488,73419 𝑅𝑒 = 0,0134 × 2,419 𝑅𝑒 = 72.800,067 Friction factor: 𝑓 = 0,4137 × 𝑅𝑒 −0,2585 𝑓 = 0,4137 × 72.800,067−0,2585 𝑓 = 0,0229 Pressure drop dihitung dengan memasukkan faktor ½ disisi kanan, seperti berikut: 𝑓 × 𝑛𝑝 × 𝐿 × 𝐺 2 1 ∆𝑃𝑓 = × [ ] 2 7.5 × 1012 × 𝐷𝑖 × 𝑠 × ɸ

1 0,0229 × 2 × 11 × 48.488,734192 ∆𝑃𝑓 = × [ ] 0,584 2 7,50 × 1012 × ( 12 ) × 0,001517 × 1 ∆𝑃𝑓 = 1,06967 𝑝𝑠𝑖 Pressure drop pada nozzle dihitung dengan data Table 10.3 buku Robert Serth dan Thomas L. dengan spesifikasi pipa nozzle yang digunakan yaitu 4 in dan 1,5 in. schedule 40 untuk steam dan condensate. Nozzle untuk steam: 𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

0,0947 = 0,001517 62,43

ṁ 𝐺𝑛 = 𝜋 ( 4) × 𝐷𝑖 2 𝐺𝑛 =

4.958,34 3,14 4,026 2 ( 4 ) × ( 12 )

𝐺𝑛 = 56.115,35174 𝑅𝑒𝑛 =

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

𝐷𝑖 × 𝐺𝑛 𝜇

4,026 ( 12 ) × 56.115,35174 𝑅𝑒𝑛 = 0,0134 × 2,419 𝑅𝑒𝑛 = 580.809,2806 ∆𝑃𝑛.𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚 = 1,334 × 10−13 ×

𝐺𝑛 2⁄ 𝑠 2

∆𝑃𝑛.𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚 = 1.334 × 10−13 × 56.115,35174 ⁄0,001517 ∆𝑃𝑛.𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚 = 0,2769 𝑝𝑠𝑖 Nozzle untuk condensate: 𝜌 = 57,2017 𝑙𝑏𝑚/𝑓𝑡 2

𝑠=

𝜌 𝜌𝑤𝑎𝑡𝑒𝑟

=

57,2017 = 0,9162 62,43

𝜇 = 0,022 𝑐𝑝 ṁ 𝐺𝑛 = 𝜋 ( 4) × 𝐷𝑖 2 4.958,34

𝐺𝑛 = (

3,14 1,61 2 )×( ) 4 12

𝐺𝑛 = 350.895,2413 𝑅𝑒𝑛 =

𝑙𝑏𝑚 ℎ 𝑓𝑡 2

𝐷𝑖 × 𝐺𝑛 𝜇

1,61 ( 12 ) × 350.895,2413 𝑅𝑒𝑛 = 0,022 × 2,419 𝑅𝑒𝑛 = 884.633,8621 ∆𝑃𝑛.𝑐𝑜𝑛𝑑𝑒𝑛𝑠𝑎𝑡𝑒

0,5 × 1,334 × 10−13 × 𝐺𝑛 2 = 𝑠

∆𝑃𝑛.𝑐𝑜𝑛𝑑𝑒𝑛𝑠𝑎𝑡𝑒 =

0,5 × 1,334 × 10−13 × 350.895,24132 0,9162

∆𝑃𝑛.𝑐𝑜𝑛𝑑𝑒𝑛𝑠𝑎𝑡𝑒 = 0,00896 𝑝𝑠𝑖 ∆𝑃𝑖 = ∆𝑃𝑓 + ∆𝑃𝑛.𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚 + ∆𝑃𝑛.𝑐𝑜𝑛𝑑𝑒𝑛𝑠𝑎𝑡𝑒 ∆𝑃𝑖 = 1,06967 𝑝𝑠𝑖 + 0,2769 𝑝𝑠𝑖 + 0,00896 𝑝𝑠𝑖 ∆𝑃𝑖 = 1,35553 𝑝𝑠𝑖