LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1.

Storage Tank Metil Asetat (ST - 101)

Fungsi

: Menyimpan metil asetat 90% selama 14 hari dengan kapasitas 766.113,1144 kg

Tipe Tangki

: Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk Torispherical Roof : Carbon Steel SA – 7

Bahan Kondisi Operasi :

 Temperatur : 30 oC  Tekanan Gambar

: 1 atm

:

LI

ST-301

Gambar.C.1. Tangki penyimpanan bahan baku Metil Asetat

1.

Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal

= 14 hari

C-2

Digunakan waktu tinggal 14 hari karena faktor transportasi dan sumber bahan baku berasal dari luar kota. Jumlah bahan baku per jam

= 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari = 766.113,1144 kg Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 oC. Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan. Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 oC. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut: Tabel C.2.1 Tekanan uap metil asetat Komponen

A

B

Metil Asetat

33,7240

Air

29,8605 -3152E+03

-2.7204E+03

C

D

-3,1182E+00

-3,4310E-11

-7,304E+00

2,425E-09

E 3,3102E-06

1,809E-06

C-3

Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen

Kg/jam kmol/jam Zf 2035,607 27,508 0,0686

C3H6O2 H2O Jumlah

Pi, (mmHg) 266,7974

Ki = Pi/P 1,2569

yf = Ki . zf 0,8652

226,1786

12,5655 0,3136

31,8649

0,1501

0,0468

2280,0986

40,3212 1,0000

298,6623

1,4070

1,4070

T

= 35 oC

P

= 0,2760 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T

= 35 oC

P

= 1 atm + 0,2760 atm = 1,2760 atm = 18,7514 psi

b. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 14 hari Jumlah bahan baku per jam

= 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari

= 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari = 766.113,1144 kg

Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

Volume liquid

=

m liquid ρ liqud

Menghitung densitas campuran : Tabel.C.2.3. Densitas campuran Komponen

Kg/jam

C3H6O2 H2O Jumlah

2035,607 226,1786 2280,0986

Wi

(kg/m3)

0,9008 0,00992 1,0000

914,2893 1018,4091

wi/ 0,0010 0,0001 0,0011

C-4

 liquid

 liquid

=

 wi wi 

=

1 0,0011

= 923,6568 kg/m3 = 57,6619 lb/ft3

Sehingga dapat dihitung volume liquid : Volume liquid

=

=

m liquid ρ liqud

766.113,11 44 kg 923,6568 kg/m 3

= 923,6568 m3 = 29.290,1473 ft3 Over Design

= 20 %

(Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki

= (100/80) x Vliquid = 1,1 x 923,6568 m3 = 1.036,7936 m3 = 36.612,6841 ft3

c.

Menentukan Rasio Hs/D Vtangki

= Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf

Atangki

= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2

C-5

Keterangan : D

= diameter tangki, in

sf

= straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana : Hs <2 D

(Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.2.4. berikut. Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki trial H/D

D (ft)

1 0,5 38.0000 2 0,6 38.5566 3 0,7 38.5481 4 0,74 39.2244 5 0,8 39.6608 6 0,9 39.5288

H (ft)

A (ft2)

Vsilinder , ft3

Vhead, ft3

4616.4680

21537.2600

4646.1220

283.3850

26466.7670

23.1340

5219.4926

26997.0989

4853.2874

291.7475

32142.1337

26.9837

5683.7818

31475.7892

4850.0783

291.6189

36617.4863

29.0261

6078.2097

35056.6412

5109.8570

301.9411

40468.4393

31.7286

6510.5603

39178.1617

5282.3142

308.6971

44769.1730

35.5760

6957.9405

43636.9302

5229.7610

306.6463

49173.3375

= 38,5481 ft = 462,5772 in = 11,7496 m

Dstandar = 43 ft (516 in) H

Vtotal (ft3)

19.0000

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7 D

Vsf, ft3

= 26,9837 ft = 323,8040 in = 8,2246 m

C-6

Hstandar = 30 ft (360 in)

Cek rasio H/D : Hs/Ds = 30/43 = 0,69 memenuhi (0,69-0,74)

d. Menentukan Jumlah Courses Lebar plat standar yang digunakan : L

= 96 in

(Appendix E, item 1, B & Y)

= 8 ft Jumlah courses

=

30 ft 8 ft

= 3,75 = 4 buah e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell

= ¼ π D2 H = ¼ π (43 ft)2 x 32 ft = 43.443,9500 ft3

Vdh

= 0,000049 D3 = 0,000049 (43)3 = 3,8958 ft3

Vsf

= ¼ π D2 sf = ¼ π.(516)2 x 3 = 627.032,8800 in3 = 362,8663 ft3

Vtangki baru

= Vshell + Vdh + Vsf = 43.443,9500

+ 3,8958 + 362,8663

= 43.910,7121 ft3 = 1243,4196 m3

C-7

Vruang kosong

= Vtangki baru - Vliquid = 43.910,7121

- 29.290,1473

= 14.620,5648 ft3 = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

Vshell kosong

= 14.620,5648

– (3,8958 + 362,8663)

= 14.253,9500 ft3

Hshell kosong

4.Vshell kosong

=

 .D 2 4  14.253,950 0   432

=

= 9,8203 ft = Hshell – Hshell kosong

Hliquid

= 30 – 9,8203 = 20,1797 ft f.

Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan : Pabs

Phidrostatis

= Poperasi + Phidrostatis

=

  g g  H L 

 144 c

 20,1797 ft 65,4838 lb/ft 3  9,81 9,81  = 144 = 8,0806 psi

C-8

Poperasi

= 14,6960 x 1,2760 = 18,7514 psi

Pabs

= 18,7514 psi + 8,0806 psi = 26,8320 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah: Pdesain

= 1,1 x Pabs = 1,1 x 26,8320 psi = 29,5152 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses

H (ft)

HL (ft)

Phid (psi)

Pabsolut(psi)

Pdesain (psi)

1 2 3 4

30,0000 22,0000 14,0000 6,0000

20.1797 14.1797 8.1797 2.1797

8.0806 5.6780 3.2754 0.8728

26.8320 24.4294 22.0268 19.6243

29.5152 26.8724 24.2295 21.5867

g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell 

Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts =

Pd .d c 2.( f .E  0,6 P)

(Brownell & Young,1959.hal.254)

keterangan : ts

= ketebalan dinding shell, in

Pd

= tekanan desain, psi

D


f

= nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-283 Grade C

C-9

12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251) E

= efisiensi sambungan 0,75 jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)

C

= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts =

32,9690 psi x 516in 2 x((12.650 psi x 0,75 ) - (0.6  32,9690)

+ 0,25 in

= 1,1484 in (1,15 in)

Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses Courses 1 2 3 4



H (ft)

Pdesain (psi)

ts (in)

ts standar (in)

30.0000 22.0000 14.0000 6.0000

29.5152 26.8724 24.2295 21.5867

1.0541 0.9820 0.9099 0.8378

0.8500 0.8000 0.7500 0.7000

Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L

=

π.Do - (weld length) (Brownell and Young,1959) 12.n

Keterangan : L

= Panjang shell, in

Do

= Diameter luar shell, in

n

= Jumlah plat pada keliling shell

weld length

= Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan. = n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts

= 0,25 in

C-10

Do

= Di + 2.ts = 516 + (2 x 0,8500) = 517,7000 in

n

= 4 buah

butt welding

= 5/32 in

weld length

= n . butt welding

(Brownell and Young,1959,hal. 55)

= 4 . 5/32 = 0,6250 in L

=

(3,14).(517,7000 in) - (0,6250) 12 x 4

= 30,2461 ft

Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses. Plat

ts, (in)

do (in)

L (ft)

1 2 3 4

0,8500 0,8000 0,7500 0,7000

517,7000 517,6000 517,5000 517,4000

33,8532 33,8466 33,8401 33,8336

h. Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).

C-11

OD

b = tinngi dish

OA

icr

A

sf

B

ID

t

a

r

C

Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head. 

Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w =

1  rc   3  4  icr 

Diketahui : rc = 516 in icr = 0,06 x 516 in = 30,96 in Maka : w =

1  516  . 3  4 30,96 

= 1,7706 in

(Brownell and Young,1959.hal.258)

C-12

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 258): th = =

P.rc .w C 2fE  0,2P

32,6990  516 1,7706  0,25 (2 12.650  0,75)  (0,2  32,6990 )

= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh: sf = 1,5 – 4,5 in Direkomendasikan nilai sf = 3 in

Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) 

Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

 ID   icr  b = rc  (rc  icr )    2 

2

2

 516   30,96  = 516  (516  30,96)    2  2

= 87,3782 in

2

C-13



Tinggi Head (OA) OA= th + b + sf


OA= 1,72 + 87,3782 + 3 = 92,0954 in = 7,6846 ft

i. Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal

= Hshell + Hhead = 360 + 92,0954 in = 452,0954 in = 37,6742 ft

j.

Desain bagian bawah tangki Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Tegangan kerja pada bottom : 

Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton S1 =

w 1 Di2 4


Keterangan : S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah metil isobutil keton (lbm) Di = Diameter dalam shell (in)

 = konstanta (= 3,14)

C-14

S1 =

1688999 ,1279 lb 1 (3,14)(516 in ) 2 4

= 8,0809 psi 

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S2 

X ρs 144


Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft)

 s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel  = konstanta (= 3,14)

S2 =

37,6843  490 144

= 128,1840 psi Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S 1 + S2 = 8,0809 psi + 128,1840 psi = 136,2649 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 136,2649 psi < (12.650 psi) x (0,75) 136,2649 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-15

Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301) Alat

Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit

Kode

ST-301

Fungsi

Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 766.113,1144 kg

Bentuk

Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas

1.243,4196 m3

Dimensi

Diameter shell (D)

= 43 ft

Tinggi shell (Hs)

= 30 ft

Tebal shell (ts)

= 0,85 in

Tinggi atap

= 7,6707 ft

Tinggi total

= 37,6704 ft

Tekanan Desain

29,5152 psi

Bahan

Carbon Steel SA-283 Grade C

C-16

2.

Storage Tank CO (ST-102) Fungsi

: Menyimpan CO dalam fasa gas

Kondisi Operasi : Temperatur

: 303,15 K

Tekanan

: 20 atm

Tipe Tangki

: Bola (spherical)

2m

Gambar. Tangki CO

a.Menghitung Kapasitas Tangki Laju alir = 770,224 kg/jam Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama penyimpanan 1 hari. Tabel. Densitas hidrogen



Komponen

kg/jam

wi

ρ (kg/m3)

wi/ρ

CO

770,224

1,0000

0,3009

3,1874

TOTAL

770,224

1,0000

=

 wi wi 

=

1 3,1874

3,1874

C-17



= 0,2333 kg/m3 = 0,0146 lb/ft3

M

= 770,224 Kg

Volume gas hidrogen untuk persediaan : V

=

=

M t 24 jam / hari  770,224 kg / jam x 1hari x 24 jam / hari = 80.035,2988 m3 0,2333 kg / m 3

Jumlah bahan baku CO yang harus disimpan dalam 1 hari sebanyak 80.035,2988 kg yang disimpan di dalam delapan buah tangki. Jika disimpan hanya di dalam satu tangki membutuhkan ukuran tangki yang terlalu besar. Digunakan waktu tinggal 1 hari karena sumber bahan baku yang dekat dengan lokasi pabrik. V

= 80.035,2988 m3/ 8 tangki = 10.004,4124 m3 = 353.302,5 ft3

Safety factor = 20%

(Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x VL = (100/80) x 10.004,4124 m3 = 12.505,5155 m3 = 441.628,1 ft3

b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki Untuk spheris, Vtangki

=

4  r 3 3

C-18

1/ 3

r

 Vt x 3  =   4 x 

r

 12.505,515 5 x 3   =  4 x 3,14  

r

= 14,4016 m

1/ 3

= 47,2492 ft

c. Menghitung Tekanan Desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan : P abs = P operasi + Phidrostatis Phidrostatis

=

(h  1) 144

=

0,0146 x (47,2492 - 1) 144

= 0,0047 psi P operasi

= 20 atm = 20 x 14,696 psi = 293,92 psi

P abs

= 293,92 psi + 0,0047 psi = 293,9247 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya. Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

C-19

Pdesain

= 1,1 x Pabs = 1,1 x 293,9247 psi = 323,3172 psi

d. Menentukan Tebal Dinding Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah : t

5 P  L 6xf

ts = C

Dimana :

(Megyesy, 1983, hal.18) ts

= Tebal, in

P

= Tekanan dalam tangki, psi

f

= Allowable stress, psi

Material yang digunakan adalah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 (Perry, 1984). Maka f = 12.650 psi.

Ketebalan dinding (ts) : ts

=

5  323,3172 psi  566,9904 in 6 x 12.650

= 12,0763 in Diambil tebal standar = 12 in

Tabel. Spesifikasi Storage Tank CO Fungsi

Menyimpan CO sebagai bahan baku

Bentuk

Bola (spherical)

Kapasitas

10.004,4124 m3

Dimensi

Diameter (D) = 14,5056 m = 47,5904 ft Tinggi (Hs)

= 14,5056 m = 47,5904 ft

Tebal

= 12 in

Tekanan Desain

323,3172 psi

Bahan konstruksi

Carbon Steel SA 283 Grade C

C-20

3.

Reaktor Fix Bed Mulitube (RE-201)

Fungsi

: Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk Asetat Anhidrid

Jenis

: Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 oC dan tekanan (P) 5 atm Katalisator

: Rhodium (Rh)

Konversi

: 90%

Reaksi yang terjadi adalah :

CH3C(=O)OCH3(l) + CO(g) Metil Asetat

CH3C(=O)O(O=)CCH3(l) CO

…(1)

Asetat Anhidirid

Berikut adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201). Perhitungannya dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B



Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa) Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-201) Massa Masuk

Komponen Metil Asetat Air Karbon Monoksida Asetat Anhidrid Total

F1 Kg/jam 2.035,607 226,1768 -

F6 Kg/jam 770,224

Kg/jam 1832,5461 693,2016

Kg/jam -

Massa Keluar F7 Kg/jam 203,5607 226,1768 77,0224

-

-

-

2525,253

2.525,253

2525,253

2525,253

3.032,0129

3.032,0129

Massa Massa Terkonsumsi Tergenerasi

C-21



Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas)

Tabel F.2 Neraca Energi Reaktor (RE-201) Panas Panas Masuk Generasi (kJ/jam) Komponen (kJ/jam) ΔHin ΔHreaksi Asetat 0,0000 Anhidrid Metil 446.430,64627 Asetat 1.279.849,306 Water 99.574,92624 CO 84.451,64637 Air 409.070,614 Pendingin 1.039.527,833 1.279.849,306 Total 2.319.377,139

Panas Keluar Panas (kJ/jam) Konsumsi (kJ/jam) ΔHout 526.332,5255 44.643,0646 0,0000

0,0000

2.319.377,139 0,0000 2.319.377,139

0,0000 0,0000

99.574,9262 8.445,1646 1.640.381,458

Massa air pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 19.519,0559 kg/jam.

 Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k) Persamaan kinetika reaksi untuk aseton adalah sebagai berikut: Orde reaksi adalah orde satu (yoshihiro, 2005)

-ra = k.Ca

Keterangan : k

= konstanta laju reaksi, (m3/kg.s)

T

= Temperatur (K)

CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m3) Cw = konsentrasi water (kmol/m3) KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m3/kmol) Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m3/kmol) Dengan nilai k sebagai berikut :

k  3,746 x 107 exp

- 12.460 T

Panas Akumulasi (kJ/jam)

C-22

- 12.460 403,15

k  3,746 x 107 exp

= 1,4158 x 10-6 m3/kg.s 

Neraca Massa pada 1 tube Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut:

FA

W  ΔW

ID

ΔW

FA

W

Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : V 

w



(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation)

FA W  FA W  W  (rA )  lim w  0

w



FA W  W  FA W w

0



 (rA )

d FA  (rA )  dw  FA

= FA0 (1- XA)

dFA

= - FA0 dXA

Sehingga,  FA0

d XA  (rA )  dw 



C-23

dXA dW



(-rA ) FA0  

Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi umpan, yaitu: 1. Laju volumetrik umpan reaktor V0 

Fin tot

 mix



3032,0129  5,4688 m 3 /jam 554,41052

= 0,0911 m3/menit 2. Konsentrasi umpan reaktor CA

= Metil Asetat

CA0

=

Maka diperoleh persamaan :

dXA dW



k.C A FA0  

dX A dW



k.(C A0 (1  X )) FA0  

dXA dW



(1,4158 x 10 - 6 ).(5,03x(1 - X)) FA0  

dXA dW



(1,4158 x 10 - 6) .(5,03x(1 - X)) FA0  



Pressure Drop



Pressure drop dalam Tube Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999).

 dP G' 1   1501         1,75 G'  dz   g  DP   DP 

C-24

Dimana : m0

=m

(kg/s)

ρ0.v0 = ρ.v dimana v = v0 ρ

= ρ0.(v0/v0) = ρ0

sehingga persamaan di atas menjadi :

 dP G' 1   1501        3   1,75 G' 5) dz 0  g  DP   DP  dengan : ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2 Z = panjang pipa, ft G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2 ρ0 = densitas fluida, lb/ft3 Dp = diameter partikel katalis, ft ε

= porositas partikel katalis

µ = viskositas fluida, lb/jam/ft g = percepatan gravitasi, 4,18.108 ft/jam2



Pressure Drop dalam Shell Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan Kern (Kern,1965).

C-25

PS 

f  GS2  IDS  12  L 5,22.1010  BS  De  Sg   S

( PS 

f  GS2  IDS  N  1 5,22.1010  De  Sg   S

(Dengan: ΔPS

= penurunan tekanan dalam shell, psi

f

= faktor friksi = f(Re) = ft2/m2

IDs

= diameter dalam shell, ft

L

= panjang pipa, ft

Bs

= jarak buffle, ft

Sg

= specific gravity,

φS

  = viscosity ratio    W

N+1

= Number of Crosses

  

0,14

, untuk fluida non viscous = 1

 Data fisis dan termal 

Densitas Campuran liquid dihitung dengan persamaan : (kg/m3) Temperatur Masukan = 130 oC = 403 K ρ mix



= 554,41052 kg/m3

Viskositas Log μ = A +

+ C.T + D.

Pada T = 403 K μ campuran

= 0,0651 cP = 0,1575 lb/ft.hr

C-26



Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi

= A + B.T + C.T2 + D.T3

Cp,camp

=

Keterangan : Cp

= kapasitas panas, kJ/kmol.K

T

= suhu, K

Cp,campuran = 2,2917 

Konduktivitas Panas Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson) Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)

Keterangan : k

= Konduktivitas panas, W/(m.K)

M

= Berat molekul

CP

= Kapasitas panas spesifik temperatur

ρ

= densitas cairan pada temperatur

Konduktivitas panas campuran : kmix = k1.w1 + k2.w2 + k2.w2 + . . .= Σ ki.wi kmix

= 7,777 W/m.K = 4,494 Btu/ft.hr.F

(F.39)  Katalisator Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi sebagai berikut : Nama katalis : Rhodium (Rh) Bentuk

: Pellet

Diameter

: 1 mm

C-27

: 260 kg/m3

Densitas

Spesific surface : 110 m2/g Reaktor terdiri dari multitubular sehingga dirancang seperti perancangan heat exchanger. 

Susunan pipa dalam shell Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas, pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas konversi diketik oleh Colburn (Smith, P.571) dan diperoleh hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong. Dp/Dt 0,05

0,1

0,15

0,2

0,25

hw/h

7,0

7,8

7,5

7,0

5,5

Dimana : Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefisien transfer panas pada pipa kosong

Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dt =

Dp 0,5 cm = 3,3333 cm = 0,0333 in  0,15 0,15

Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS

= 1,5 in

ID

= 1,610 in

OD

= 1,90 in

C-28

a’

= 2,04 in2

Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983) PT

= jarak antara 2 pusat pipa

PT

= 1,25 OD (coulson vol.6, p. 646) = 2,375

C’

= Clearance = PT-OD = 0,475 inchi = 0,0121 cm

CD

= PT sin 60O

C PT o

60

A

o

60

D

60

o

B

C' Gambar F.2 Susunan pipa model triangular pitch

Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A total). A total

= 2.N.(A pipa + A antar pipa) = 2.N.(luas segitiga ABC)

luasΔABC = 1 PT  PT  sin 60 O  1  PT2  0,866 2 2 /4.IDS2

= 2.N.( 12 .PT2.sin 60)

C-29

 Jumlah pipa N =

IDs 

IDS



2

IDS

2

4 4  2  luas ABC 2 1 PT2  0,866 2





4  N  PT 2  0.866 

IDS = diameter dalam shell,m Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung dengan rumus :

De 

4  (0.5  PT  0.866  PT  0.5    OD2 4) 0.5    OD

dengan : De = diameter ekivalen,m PT = pitch,m OD = diamater luar tube,m

(Kern,1950)

Untuk memperbesar turbulensi dalam shell, maka di antara tube-tube dipasang baffle (penghalang). Diambil Baffle Spacing (Bs) = 0,35.IDs (coulson, p. 652) Luas penampang shell (As) :

As 



IDs  Bs  C' PT

Medium Pendingin Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut : Tin = 30 oC Tout = 45 oC

C-30

µ

= 0.691 cP

k

= 0.6245 W/m.K

ρ

= 992.25 kg/m3

Cp = 4.187 kJ/kg.K  Perpindahan Panas dalam Reaktor  Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube Dihitung dengan persamaan Leva (Wallas, 1959) : Untuk Dp/Dt < 0,35 hi = 0,813 (K/Dt) . e-G.Dp/Dt. (G.Dp/μ)0,9 untuk 0,35 < Dp/Dt < 0,6 hi = 0,125 (K/Dt) . (G.Dp/μ)0,75 dengan : hi

= koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m2jamK

K

= konduktivitas gas, joule/mjamK

Dt

= diameter pipa, m

Dp

= diameter partikel, m

G

= kecepatan aliran massa gas, g/m2jam

μ

= viskositas gas, g/m jam

 Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan persamaan :

Kp  Des  Gp   ho  0,36   Des  p  dengan :

0, 55

 Cp .p     P  Kp 

1

3

(Kern,1950)

C-31

Des = diameter ekivalen pipa, m Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m2.j Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m2.K. Kp = konduktivitas panas pendingin, kkal/j.m.K. Cpp = kapasitas panas pendingin, kkal/kg.K p = viskositas pendingin, kg/j.m

 Dirt Factor (Rd) 

Gas organik



Pendingin

= 0,00017 hr.ft2.F/Btu



Rd total

= 0,00037 hr.ft2.F/Btu

= 0,0002 hr.ft2.F/Btu

 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

UC 

hio  ho hio  ho

(F.44)

dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

UD 

1 1  Rd Uc

(Kern,1950)(F.45)

dengan : hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube, kcal/j.m2.K. ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m2.K.

C-32

Rd = fouling factor, j.m2.K/kcal

Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode Runge Kutta dengan cara sebagai berikut: Kondisi Masuk Reaktor Suhu masuk reaktor

= 403 K

Tekanan

= 5 atm

Konversi reaksi

=0

Tinggi katalis

= 5,8522 meter

Diameter reaktor

= 2,98 m

Kecepatan aliran masuk

= 3032,0129 kg/jam

BM campuran

= 101,333 kg/kmol

Densitas

= 665,6631 kg/m3

Viskositas

= 0,1192 cP

Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor Komponen Metil asetat H2O CO Total

BM 74 18 28

Massa Masuk kg/jam 2.035,607 226,1768 770,224 3032,0078

kmol/jam 27,508 12,5653 27,508 67,5813

C-33

Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed Persamaan-persamaan diferensial yang ada :

dX A a). dW b).

1,4158 x 10 -6 (5,03)  FA0  

 dP G' 1   1501       3   1,75 G' dz   g c  DP   DP 

Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m XO = 0 PO = 5 atm Δw = 0,0994

Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4: Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)

Dengan: k1

= f1 (wi, Xi) ∆w

l1

= f2 (wi, Pi) ∆w

k2

= f1 (wi +

w k , Xi + 1 ) ∆w 2 2

l2

= f2 (wi +

w l , Pi + 1 ) ∆w 2 2

k3

= f1 (wi +

w k , Xi + 2 ) ∆w 2 2

l3

= f2 (wi +

w l , Pi + 2 ) ∆w 2 2

k4

= f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w

l4

= f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆w

Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah : wi+1 = wi + Δw

C-34

Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi W (Berat Tumpukan Katalis, kg)

X (Konversi)

P (Tekanan, atm)

0 25,2549 50,5098 75,7648 101,0197 126,2746 151,5295 176,7845 202,0394 227,2943 252,5492 277,8041 303,0591 328,3140 353,5689 378,8238 404,0788 429,3337 454,5886 479,8435 505,0984 530,3534 555,6083 580,8632 606,1181 631,3731 656,6280 681,8829 707,1378 732,3927 757,6477 782,9026 808,1575 833,4124 858,6674 883,9223 909,1772 934,4321 959,6870 984,9420 1.010,1969

0 0,0294 0,0576 0,0849 0,1111 0,1364 0,1607 0,1841 0,2066 0,2283 0,2492 0,2693 0,2886 0,3072 0,3251 0,3424 0,3590 0,3749 0,3903 0,4052 0,4195 0,4332 0,4465 0,4593 0,4716 0,4835 0,4950 0,5061 0,5168 0,5271 0,5371 0,5467 0,5560 0,5650 0,5737 0,5822 0,5903 0,5982 0,6058 0,6132 0,6204

5 4,9994 4,9988 4,9983 4,9977 4,9972 4,9967 4,9961 4,9957 4,9952 4,9947 4,9943 4,9938 4,9934 4,9930 4,9926 4,9922 4,9918 4,9914 4,9911 4,9907 4,9903 4,9900 4,9897 4,9894 4,9890 4,9887 4,9884 4,9881 4,9878 4,9875 4,9873 4,9870 4,9867 4,9865 4,9862 4,9860 4,9857 4,9855 4,9852 4,9850

C-35

1.035,4518 1.060,7067 1.085,9617 1.111,2166 1.136,4715 1.161,7264 1.186,9813 1.212,2363 1.237,4912 1.262,7461 1.288,0010 1.313,2560 1.338,5109 1.363,7658 1.389,0207 1.414,2756 1439,5306 1464,7855 1490,0404 1515,2953 1540,5503 1565,8052 1591,0601 1616,3150 1641,5699 1666,8249 1692,0798 1717,3347 1742,5896 1767,8446 1793,0995 1818,3544 1843,6093 1868,8642 1894,1192 1919,3741 1944,6290 1969,8839 1995,1389 2020,3938 2045,6487 2070,9036 2096,1585 2121,4135

0,6273 0,6340 0,6406 0,6469 0,6530 0,6590 0,6648 0,6704 0,6758 0,6811 0,6863 0,6913 0,6961 0,7009 0,7055 0,7099 0,7143 0,7185 0,7227 0,7267 0,7306 0,7345 0,7382 0,7418 0,7454 0,7488 0,7522 0,7555 0,7587 0,7618 0,7649 0,7679 0,7708 0,7737 0,7765 0,7792 0,7819 0,7845 0,7871 0,7896 0,7920 0,7944 0,7968 0,7990

4,9848 4,9845 4,9843 4,9841 4,9839 4,9837 4,9835 4,9833 4,9831 4,9829 4,9827 4,9825 4,9823 4,9821 4,9820 4,9818 4,9816 4,9814 4,9813 4,9811 4,9809 4,9808 4,9806 4,9805 4,9803 4,9801 4,9800 4,9798 4,9797 4,9796 4,9794 4,9793 4,9791 4,9790 4,9789 4,9787 4,9786 4,9785 4,9783 4,9782 4,9781 4,9779 4,9778 4,9777

C-36

2146,6684 2171,9233 2197,1782 2222,4332 2247,6881 2272,9430 2298,1979 2323,4528 2348,7078 2373,9627 2399,2176 2424,4725 2449,7275 2474,9824 2500,2373 2525,4922 2550,7471 2576,0021 2601,2570 2626,5119 2651,7668 2677,0218 2702,2767 2727,5316 2752,7865 2778,0414 2803,2964 2828,5513 2853,8062 2879,0611 2904,3161 2929,5710 2954,8259 2980,0808 3005,3357 3030,5907 3055,8456 3081,1005 3106,3554 3131,6104 3156,8653 3182,1202 3207,3751 3232,6300

0,8013 0,8035 0,8057 0,8078 0,8099 0,8119 0,8139 0,8158 0,8177 0,8196 0,8215 0,8233 0,8250 0,8268 0,8285 0,8302 0,8318 0,8334 0,8350 0,8366 0,8381 0,8396 0,8411 0,8426 0,8440 0,8454 0,8468 0,8481 0,8495 0,8508 0,8521 0,8534 0,8546 0,8558 0,8571 0,8582 0,8594 0,8606 0,8617 0,8628 0,8639 0,8650 0,8661 0,8672

4,9776 4,9775 4,9773 4,9772 4,9771 4,9770 4,9769 4,9768 4,9767 4,9765 4,9764 4,9763 4,9762 4,9761 4,9760 4,9759 4,9758 4,9757 4,9756 4,9755 4,9754 4,9753 4,9752 4,9751 4,9750 4,9749 4,9748 4,9747 4,9747 4,9746 4,9745 4,9744 4,9743 4,9742 4,9741 4,9740 4,9739 4,9739 4,9738 4,9737 4,9736 4,9735 4,9734 4,9734

C-37

3257,8850 3283,1399 3308,3948 3333,6497 3358,9047 3384,1596 3409,4145 3434,6694 3459,9243 3485,1793 3510,4342 3535,6891 3560,9440 3586,1990 3611,4539 3636,7088 3661,9637 3687,2186 3712,4736 3737,7285 3762,9834 3788,2383 3813,4933 3838,7482 3864,0031 3889,2580 3914,5129 3939,7679 3965,0228 3990,2777 4015,5326 4040,7876 4066,0425 4091,2974 4116,5523 4141,8072 4167,0622 4192,3171 4217,5720 4242,8269 4268,0819 4293,3368

0,8682 0,8692 0,8702 0,8712 0,8722 0,8732 0,8741 0,8750 0,8760 0,8769 0,8778 0,8787 0,8795 0,8804 0,8813 0,8821 0,8829 0,8837 0,8845 0,8853 0,8861 0,8869 0,8877 0,8884 0,8892 0,8899 0,8906 0,8913 0,8921 0,8928 0,8934 0,8941 0,8948 0,8955 0,8961 0,8968 0,8974 0,8981 0,8987 0,8993 0,8999 0,9005

4,9733 4,9732 4,9731 4,9730 4,9730 4,9729 4,9728 4,9727 4,9727 4,9726 4,9725 4,9724 4,9724 4,9723 4,9722 4,9722 4,9721 4,9720 4,9719 4,9719 4,9718 4,9717 4,9717 4,9716 4,9715 4,9715 4,9714 4,9713 4,9713 4,9712 4,9711 4,9711 4,9710 4,9709 4,9709 4,9708 4,9708 4,9707 4,9706 4,9706 4,9705 4,9705

C-38

Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 4.293,3368 kg. 1.

Menghitung volume total tumpukan katalis

V V

W

 katalis 4.293,3368 kg  16,5128 m3 260 kg/m 3

2. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11) NPS

: 1,5 in

Sch. No.

: 40

Diameter luar (OD)

: 1,90 in

= 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID)

: 1,61 in

= 0,0409 m = 0,1342 ft

 Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis

Z

4 W   ID 2   katalis

Dengan : Z

= tinggi tumpukan katalis (m)

V

= volume katalis dalam tube (m3)

w

= berat katalis (kg)

ρkatalis

= densitas katalis (kg/m3)

ID

= diameter dalam tube (m)

Maka tinggi katalis keseluruhan :

Z

4 x 4.293,3368  12.574,923 m  .0,0409 2 x 260

 Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

C-39

Z

= 80% dari tinggi tube yang dipilih = 80% x 24 ft = 19,2 ft = 5,8522 m

3. Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan : Nt = tinggi katalis keseluruha n tinggi katalis per tube Nt = 12.574,923  2.149 tube 5,8522



MECHANICAL DESIGN REAKTOR



Tube

 Ukuran tube (Kern,1983): Susunan tube

= Triangular pitch

Bahan

= Stainless steel

Diameter nominal (NPS)

= 1,50 in

Diameter luar (OD)

= 1,90 in

= 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID)

= 1,61 in

= 0,0409 m = 0,1342 ft

Schedule number

= 40

Luas penampang

= 2,04 in2

Tinggi tumpukan katalis

= 5,8522 meter

Panjang pipa (L)

= 7,3152 meter

Tebal pipa

= (OD-ID)/2 = (1,90 - 1,61)/2 = 0,145 in = 0,0037 m

Jarak antar pusat pipa (PT) PT

= 1,25 x OD = 1,25 x 1,90

= 0,0013 m2

C-40

= 2,375 inchi = 0,0603 m Jarak antar pipa (Clearance) C’

= PT-OD = 2,375 – 1,900 = 0,475 inchi = 0,0121 cm

 Jumlah pipa = 2.149 buah  Koefisien transfer panas dalam pipa 0 ,8

hi 

7,8 . 0,021.k f .Re .Pr

0, 33

.    w 

0,14

IDt

(F.51)

Dimana : Pr = Cp.µ / kf Cp = kapasitas panas = 0,5474 btu/lb.F kf = konduktivitas = 4,494 Btu/ft.hr.F μ/ μw = 1 ,karena non viskos 

Tube Side atau Bundle Crossflow Area (at)

at  N t  at '

= 250. (

(F.52)

 .IDt 2 4

)

= 3,1482 m2 

Mass velocity (Gt) Gt



Wt at



25.135,0803 31,4167 = 800,0552 lb/jam.ft2

C-41

Maka,

2.

Shell Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316 Ukuran Shell 

Diameter dalam shell (IDs)

IDs

 4  0,866  Nt  PT 2   =     

0, 5

 4  0,866  2.149  2,375 2   =     = 79,1985 in = 6,5999 ft = 2,0116 m  Jarak Buffle Bs

= IDs x 0,3

(F.56) = 2,0116 x 0,3 = 0,6035 m

(Brownell & Young, 1979)

0, 5

C-42

= 23,7956 in = 1,99 ft

 Koefisien transfer panas dalam shell Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)

as



(Pt  OD)  IDs  B Pt

as



0,475  79,1985  23,7956 2,375

as

= 376,3442 in2 = 2,6135 ft2

Mass Velocity (Gs)

Gs



W a' s

Dimana : W

= 25.068,9059 lb/jam

Gs

= 25.068,87/2,6135

Gs

= 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent Diameter (De) `

De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m Reynold Number (Re)

Re 

De G s

 pendingin

Re = Re = 605,0893

C-43

Maka, (Kern, hal 137)

Dengan : Kp

= konduktivitas panas pendingin

= 0,3623 Btu/hr.ft.oF

Cpp

= kapasitas panas pendingin

= 1 Btu/lb.oF

p

= viskositas pendingin

= 1,8143 lb/ft jam

 Dirt Factor (Rd) - Liquid organik

= 0,001 hr.ft2.F/Btu

- Pendingin

= 0,003 hr.ft2.F/Btu

- Rd total

= 0,004 hr.ft2.F/Btu

 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

= = 41,8561 Btu/h.ft2.F

Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : (Kern,1950) = = 35,8534 Btu/hr.ft2.F = 203,5861 J/s. m2.K

 Pressure drop di shell

C-44

dimana Ds = diameter shell (IDs)

= 6,5999 ft

Mass velocity (Gs)

= 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent diameter (De)

= 0,1145 ft

s  correctedcoefficient s

= 1,0

(Hal.121 Kern, 1950)

untuk Re = 605,0893 maka diperoleh : s = specific gravity

=1

f = shell side friction factor

= 0,0018 ft2/in2

(Fig.29 Kern, 1950)

Ps  0,28404 psi

 Tebal Shell Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 Tekanan yang diijinkan (f)

= 18.750 psi

Efisiensi sambungan (ε)

= 0,8 (double welded joint)

Corrosion allowanced

= 0,25 in

Tebal shell dihitung dengan persamaan ( Brownell & Young) dengan ts

= tebal shell, inchi

P

= tekanan dalam reaktor, psi

ε

= efisiensi sambungan

ri

= jari-jari dalam shell, inchi

f

= tekanan maksimum yang diijinkan, psi

C

= Corrosion allowance = 0,25

Tekanan dalam shell Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka: Pd = 1,2 x P

C-45

= 1,2 x 5 atm = 6 atm Pd = 80,8279 psi maka,

ts



80,8279  122,0024/2   0,25 18.750  0,8 - 0,6  80,8279

= 0,4641 in diambil tebal standar 0,5 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs

= IDs + 2 ts = 79,1985 + (2 x 0,5) = 80,1985 in

3.

Head dan Bottom Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan : 1. Flanged and Standar Dished Head Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama digunakam untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan fluida yang volatil. 2. Torispherical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 – 200 psig. 3. Elliptical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959). Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical Flanged and Dished Head yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama

C-46

dengan bahan shell Carbon Steel SA 283 grade C. Tebal head dapat dihitung dari persamaan : Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc). OD

= ID + 2t = 119,9719 in

Dibulatkan menjadi 120 in untuk menetukan icr & rc Diketahui tebal t = 1 1/4 in Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,125 in rc = 114 in maka: w

r  1  . 3 c   4 icr 

(Pers. 7.76, Brownel&Young)

W = 1,75 Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:

th 

P.rc .w  c (Pers. 7.77, Brownell&Young) 2 f  0,2P

= 0,7878 in dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 1 in sf = 2 in = 0,1667 ft

C-47

Spesifikasi head :

OA

OD

b=depth of dish A

sf

icr B

ID

t

a r

Gambar F.3 Desain head pada reaktor

Keterangan : th

= Tebal head (in)

icr

= Inside corner radius ( in)

r

= Radius of dish( in)

sf

= Straight flange (in)

OD

= Diameter luar (in)

ID

= Diameter dalam (in)

b

= Depth of dish (in)

OA

= Tinggi head (in)

ID = OD – 2th = 120 – 2(2) = 116 in

Depth of dish (b)

b  rc 

rc  icr 2  ID 2  icr 

= 12,1782 in

2


C-48

Tinggi Head (OA) OA = th + b + sf

(Brownell and Young,1959)

= (1 + 12,1782 + 2) in = 15,1782 in = 0,3855 m AB

= ID/2 – icr = (116/2) in – 7,125 in = 50,8750 in

BC

= rc – icr = 114 in – 7,125 in = 106,8750 in

AC

=

BC 2  AB 2

= 93,5873 in

Jadi tinggi head = 20,0106 inchi = 0,5082 m

4.

Tinggi Reaktor Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,8522 m. Tinggi shell

= Tinggi pipa standar yang digunakan = 24 ft = 7,3152 m

Tinggi reaktor

= tinggi shell + 2.(tinggi head) = 7,3152 + (2 x 0,5082) = 8,2316 m = 27.0064 ft

C-49

5. Luas Permukaan Reaktor o Luas reaktor bagian dalam - luas shell bagian dalam Ashi

= π x IDs x tinggi shell = 3,14 x 6,5999 x 24 = 497,6199 ft2

- luas head dan bottom bagian dalam Ahbi

= 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2) = 2 x (3,14 x 6,5999 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,59992)) = 75,2983 ft2

Jadi luas reaktor bagian dalam : = 497,6199 ft2 + 75,2983 ft2 = 572,9182 ft2 o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Asho

= π x ODs x tinggi shell = 3,14 x 6,6832 x 24 = 503,9021 ft2

- luas head dan bottom bagian luar Ahbo

= 2 x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2)) = 2 x (3,14 x 6,6832 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,68322)) = 77,1231 ft2

Jadi luas reaktor bagian luar : = 503,9021 ft2 + 77,1231 ft2 = 581,0252 ft2

C-50

Algoritma perancangan reaktor multitubular 1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas 2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan 3. Membuat neraca massa pada 1 tube 4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis dengan menggunakan persamaan :

dXA k CA  dW FA0   5. Menghitung volum total tumpukan katalis

6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan

7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per tube 8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :

9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell 10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s

u

0,1 m/s)

11. Menghitung pressure drop dalam shell 12. Menghitung ketebalan shell 13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan tekanan operasinya 14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor 15. Menghitung tinggi reaktor 16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam

C-51

Tabel. Spesifikasi reaktor (RE-201) Fungsi

Mereaksikan aseton dengan hidrogen untuk membentuk metil isobutil keton

Kode

RE – 201

Jenis

Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi Operasi

T = 130 oC P = 5 atm

Dimensi

Diameter Tinggi Jumlah tube Tinggi bed Diameter tube

= = = = =

Rancangan Alat

Material Tebal dinding Posisi alat

= Stainless steel 316 (SA-240) = 1 in = vertikal

Jumlah

1 Buah

2,0116 m 8,0863 m 2.149 tube 5,8522 m 0,0409 m

C-52

4.

Cooler (CO-201)

Fungsi

: Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 oC menjadi 30 oC.

Jenis

: Double Pipe heat exchanger

Alasan pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang dari 200 ft2. Data desain Inner Pipe : Fluida panas = Produk keluaran reaktor Laju alir, W

= 3.032,0145 kg/jam (6.701,5931 lb/jam)

T1

= 130 oC (266 oF)

T2

= 30 oC (86 oF)

Annulus : Fluida dingin = Air pendingin Laju alir, w

= 10.323,7399 kg/jam (22.879,469 lb/jam)

t1

= 30 oC (86 oF)

t2

= 45oC (113 oF)

1. Menentukan jenis Cooler Jenis cooler yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A). Bila A > 200 ft2, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube. Area perpindahan panas (surface area) : A 

=

Q U D . Δt

Beban panas cooler Q

= 651.756,1849 kJ/jam = 617.743,242 Btu/jam

C-53



Menghitung Δt LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin(oF)

Δt (oF)

266

Temperatur Tinggi

86

180

113

Temperatur Rendah

86

27

153

Difference

0

153

Δt LMTD

=

T1  t 2   T2  t 1  T  t  ln 1 2 T2  t 1 

= 80,5263 oF 

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk : hot fluid

= light organics

cold fluid

= steam

Range UD

= 100 - 200 Btu/jam ft2 °F

dipilh UD

= 200 Btu/jam ft2 °F

Area perpindahan panas (surface area) A

=

=

Q U D . Δt

617743,242 Btu / jam o

200 Btu / jam ft 2 F  80,5263 o F

= 38,3566 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965): Annulus

Inner Pipe

IPS (in)

3

IPS (in)

2

Sch. No.

40

Sch. No.

40

OD (in)

3,500

OD (in)

2,380

ID (in)

3,068

ID (in)

2,067

2

a' (ft )

0,917

2

a'' (ft )

0,622

C-54

2.

Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan Rd =

Uc  Ud Uc  Ud

Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai berikut : 

Menentukan temperature kalorik



Menghitung Uc (Clean over all coefficient )



Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)



Menentukan Temperatur kalorik Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Pipa : Pada T = 113 oF µ

= 0,11 cP

Annulus : Pada t = 86 oF µ

= 0,2925 cP

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka : Tc = Tavg tc = tavg Tavg

=

T1  T2 2

=

(266  113)o F 2

= `189,5 oF tavg

=

t1  t 2 2

=

(86  86)O F 2

= 86 oF

C-55



Menghitung Uc (Clean over all coefficient ) Uc 

hio .ho hio  ho

Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan algoritma sebagai berikut :

Annulus : air pendingin  Flow area, aa

Inner pipe : keluaran reaktor 

D2 = 3,068 in

Flow area, ap Dp = 2,067 in

= 0,2557 ft

= 0,1723 ft

D1 = 2,38 in

ap =

= 0,1983 ft Menggunakan Pers.6.3 Kern,  (D 2  D1 ) 4 2

aa = =

=

2

D 2 4 3,14 x 0,17232 4

= 0,0233 ft2

3,14 (0,3355 2  0,2917 2 ) 4

= 0,0204 ft2 Equivalent diameter, De Menggunakan persamaan.6.3 Kern, 1965

(D 2  D1 ) D1 2

De =

2

= 0,1312 ft 

Laju Alir Massa, Ga Ga = =

W aa 22.879,469 lb/jam 0,0204 ft 2

= 1.121.542,623 lb/jam ft2

 Laju Alir Massa, Gp Gp = =

w ap 6.701,5931 lb/jam 0,0233 ft 2

= 287.622,0215 lb/jam.ft2

C-56



 Reynold Number, Rep

Reynold number, Rea Pada tav

= 86 oF

Pada Tav



= 0,7076 lb/jam ft

 = 0,2661 lb/jam.ft

Rea = =

De x Ga

Rep =



0,1312 x 1.121.542, 623 0,7076

=

= 189,5 oF

Dp  Gp  0,1723 x 287.622,02 15 0,2661

= 186.235,5291

= 207.951,3739

 jH = 380 (Gambar.24, Kern)  Pada Tav 

jH = 400



Pada tav k

(Gambar.24, Kern)

 c     k 

cp = 1,0541 Btu/lb oF 1

3

=  1,0541  0,7076   

0,3538



1

3

=  2,4915  0,2661   

0,0838

 

 

 k  c    jH     D  k   hi/Φp = 1

1 3

= 1,7120

1 3

= 1,282

 k  c    jH     D  k  ho/Φa =

= 0,0838 Btu/jam ft.oF

cp = 2,4915 Btu/lb oF

= 86 oF


 c     k 

k

= 189,5 oF

3

 0,3538   x 1,282 = 400 x   0,1312  = 1.382,84 Btu/jam ft2 oF

1

3

 0,0838   x 1,7120 = 380 x   0,1723  =316,407 Btu/jam ft2 oF

 ID    OD 

hio/Φp = hi/Φp x 

= 274,7955 Btu/jam ft2 oF  Temperatur dinding Tw Tw= t c 

ho /  a xTc  t c  hio /  p  ho /  a

= 189,5 

1.382,84 x189,5  86  274,7955  1.382,84

C-57

= 293,8342 oF  Pada tw

= 293,8342 oF

 Pada Tw

= 293,8342 oF

μw

= 0,3084 lb/jam ft.

μw

= 0,2931 lb/jam ft.

Φa

= (μ/μw)0,14

Φp

= (μ/μw)0,14

= (0,7076/0,3084)0,14

= (0,2661/0,2931)0,14

= 1,1233

= 0,9866

 Koreksi koefisien (ho)

 Koreksi koefisien (hio)

ho = ( ho/Φa). Φa

hio = ( hio/Φp). Φp

= 1.382,84 x 1,1233

= 274,7955 x 0,9866

= 1.553,3442 Btu/jam ft2 oF

= 271,1132 Btu/jam ft2 oF

Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc Uc 

hio .ho hio  ho

Uc 

271,1132 x 1.553,3442 271,1132  1.553,3442

= 230,826 Btu/jam ft2.oF 

Menghitung Ud (Design Overall Coefficient) Rd = 0,001 hr.ft2.oF/btu

1 1  Rd = Ud Uc 1 1 =  0,001 Ud 230,826 1 = 0,0053 Ud Ud = 188,6792 Btu/hr.ft2.oF

(Tabel 8. Kern, 1965)

C-58

 Menghitung A (surface area) required A

=

Q U D . t

=

617.743,24 2 188,6792  80,5263

= 40,658 ft2 

Menghitung jumlah hairpin External surface / lin ft, a'' = 0,917 ft2 Required length,

L =

(Tabel.11 Kern, 1965)

A a"

=

40,658 0,9170

= 44,338 ft Panjang hairpin

= 12, 15, 20 ft

Diambil Lh

= 20 ft

(Kern, 1965)

1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2), maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin

=

L 2.L h

=

44,338 2  20

= 1,1085  2

Maka jumlah hairpins yang digunakan = 2 buah Koreksi panjang pipa : Lkor

= 2.Lh x hairpin = 2 x 20 x 2 = 80 ft linier

C-59

 Menghitung luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya = Lkor x a”

A

= 80 x 0,622 = 49,76 ft2



Menghitung actual Design Overall Coeffesient, UD act Udact

=

Q A  t

=

617.743,24 2 49,76  80,5263

= 154,1665 Btu/jam ft2 oF (asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)

Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd : Rd

=

Uc  Ud Uc  Ud

=

230,826  154,1665 230,826  154,1665

= 0,0022 hr.ft2.oF/Btu Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965). Rdhitung > Rddiperlukan

(memenuhi)

3. Menghitung Pressure drop Annulus : air Pendingin 1) De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)

Inner pipe : keluaran reaktor 1’) Rep = 186.235,5291

= 0,0574 ft Rea' =

De'Ga 

= 90.978,7261 Fanning Factor untuk Turbulen

f = 0,0035 

0,264 (Re p ) 0, 42

C-60

f = 0,0035 

0,264 (Re a ' ) 0, 42 ( pers. 3.47b Kern )

1).

( pers. 3.47b Kern ) = 0,0051 ft2/in2 ρ = 60,9575 lb/ft3

= 0,0057

2). ρ

4  f  Gp 2  L 1'). ΔFp = 2 g   2  D

= 42,8783 lb/ft3

2) Fa =

4  f  Ga 2  L 2  g   2  De (pers. 6.14, kern)

= 2,8443 ft

= 1,0490 ft

Pp =

Fp   144

= 0,4441psi < 10 psi (memenuhi)



Ga Va =   3600

= 7,2657 ft/det 

F1

V 2   = 1 x  2 g   = 0,8197 ft

Pa =

Fa  Fi   144

= 1,091 psi < 10 psi (memenuhi)

C-61

Tabel. Spesifikasi Cooler Nama Alat

Cooler

Fungsi

Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 oC menjadi temperatur 30 oC dengan media air pendingin pada temperatur 30 oC dengan keluaran 45 oC.

Bentuk

Double pipe Heat Exchanger

Dimensi pipa

Annulus

Inner

(air pendingin) IPS 3 in Sch. No 40 OD 3,500 in ID 3,068 in a' 0,917 ft2 Pa 1,091 psi Panjang pipa 20 Δt 80,5263 A

Jumlah Hairpin Bahan konstruksi

(keluaran reaktor) IPS 2 in Sch. No. 40 OD 2,38 in ID 2,067 in a'' 0,622 ft2 Pp 0,4441 psi Ft o F

40,658 ft2

Uc

230,826 Btu/jam.ft2 F

Ud Rd

154,1665 Btu/jam.ft2 F 0,0022 jam ft2 oF/ Btu

2 buah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

C-62

5. STORAGE TANK ASETAT ANHIDRIT (ST-301) Fungsi

: Menyimpan Asetat Anhidrit selama 15 hari dengan kapasitas 1.063.797,2115 kg.

Tipe Tangki

: Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Pertimbangan

: Mempunyai allowable stress cukup besar Harganya relatif murah Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi

:

Temperatur design : 35 oC Temperatur fluida

: 30 oC

Tekanan

: 1,2760 atm

LI

ST-301

Gambar C.2.1. Tangki penyimpan aseton

k. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 oC. Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan

C-63

semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan. Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 oC. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut: Tabel C.2.1 Tekanan uap Asetat Anhidrid Komponen

A

B

C

D

E

Metil Asetat Asetat anhidrid

33,7240

-2.7204E+03

-3,1182E+00

-3,4310E-11

3,3102E-06

11.353

-2643.4

-0.7852

0.0000E+00

0.0000E+00

Air

29,8605 -3152E+03

-7,304E+00

2,425E-09

1,809E-06

Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen

C3H6O2 C4H6O3 H2O Jumlah

Kg/jam kmol/jam Zf 203,5607 2,7508 0,0686

Pi, (mmHg) 558,8980

Ki = Pi/P 2,7742

yf = Ki . zf 0,1904

2525,253

24,7574 0,6178

68266,5227

321,5993

198,6830

226,1786

12,5655 0,3136

92,6550

0,4365

0,1369

2594,9923

40,0737 1,0000

68948,4058

324,8101

324,8101

T

= 35 oC

P

= 0,2760 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T

= 35 oC

P

= 1 atm + 0,2760 atm = 1,2760 atm = 18,7514 psi

l. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal

= 15 hari

Jumlah produk asetat anhidrid yang harus disimpan dalam 15 hari sebanyak 1.063.797,2115 kg yang disimpan di dalam satu buah tangki.

C-64

Digunakan waktu tinggal 15 hari karena faktor distribusi dan pemasaran produk. Jumlah C6H12O

= 3032,0129 kg/jam x 24 jam x 15 hari = 1.063.797,2115 kg

Volume liquid

m liquid

=

ρ liqud

Menghitung densitas campuran : Tabel.C.2.3. Densitas campuran Wi

(kg/m3)

wi/

203,5607

0,0689

914,2893

0,0001

2525,253 226,1786 2954,9923

0,8546 0,0765 1,0000

1064,4498 1018,4091

0,0008 0,0001 0,0010

Komponen

Kg/jam

C3H6O2 C4H6O3 H2O Jumlah  liquid

 liquid

=

 wi wi 

=

1 0,0010

= 1048,9524 kg/m3 = 65,4838 lb/ft3

Sehingga dapat dihitung volume liquid : Volume liquid

=

=

m liquid ρ liqud 1.063.797, 2115 kg 1048,9524 kg/m 3

= 1.014,1520 m3 = 35.813,1341 ft3 Over Design

= 20 %

(Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki

= (100/80) x Vliquid = 1,1 x 1.014,1520 m3

C-65

= 1.267,6900 m3 = 44.766,4176 ft3 m. Menentukan Rasio Hs/D Vtangki

= Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf

Atangki

= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2

Keterangan : D


sf

= straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana : Hs <2 D

(Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.3.3. berikut. Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki trial H/D

D (ft)

1 0,5 44,6589 2 0,6 42,7440 3 0,7 42,2300 4 0,74 41.1205 5 0,8 39,6608 6 0,9 39,5288

H (ft)

A (ft2)

22.3295

6376,6094 6414,4057 6.875,4511 6.680,1534 6.510,6239 6910,8967

25.6464 29.6790 30.4292 31.7286 35.5760

Vsilinder , ft3

Vhead, ft3

34959.3803

7541.6068

391.4044

42892.3915

36782.9359

6612.4942

358.5585

43753.9886

41881.5018

6453.4859

352.7871

48687.7748

40390.2496

5887.2839

331.8382

46609.3717

39178.1617

5282.3142

308.6971

44769.1730

43636.9302

5229.7610

306.6463

49173.3375

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,8 D

= 39,6608 ft = 475,9296 in

Vsf, ft3

Vtotal (ft3)

C-66

= 12,0888 m Dstandar = 43 ft (516 in) H

= 31,7286 ft = 380,7437 in = 9,6709 m

Hstandar = 32 ft (384 in)

Cek rasio H/D : Hs/Ds = 32/43 = 0,74 memenuhi (0,74-0,83) n. Menentukan Jumlah Courses Lebar plat standar yang digunakan : L

= 96 in

(Appendix E, item 1, B & Y)

= 8 ft Jumlah courses

=

32 ft 8 ft

= 4 = 4 buah o. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell

= ¼ π D2 H = ¼ π (43 ft)2 x 32 ft = 46.446,8800 ft3

Vdh

= 0,000049 D3 = 0,000049 (43)3 = 3,8958 ft3

Vsf

= ¼ π D2 sf = ¼ π.(516)2 x 3

C-67

= 627.032,8800 in3 = 362,8663 ft3 Vtangki baru

= Vshell + Vdh + Vsf = 46.446,8800 + 3,8958 + 362,8663 = 46.813,6421 ft3 = 1325,6219 m3

Vruang kosong

= Vtangki baru - Vliquid = 46.813,6421

- 35.813,1341

= 11.000,5080 ft3

Vshell kosong

= Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 11.000,5080 – (3,8958 + 362,8663) = 10.633,7459 ft3

Hshell kosong

= =

4.Vshell kosong

 .D 2 4  10.633,745 9   432

= 7,3262 ft

Hliquid

= Hshell – Hshell kosong = 32 – 7,3262 = 24,6738 ft

p. Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :

C-68

Pabs

= Poperasi + Phidrostatis

Phidrostatis

=

  g g  H L 

 144 c

 24,6738 ft 65,4838 lb/ft 3  9,81 9,81  = 144 = 11,2204 psi Poperasi

= 14,6960 x 1,2760 = 18,7514 psi

Pabs

= 18,7514 psi + 11,2204 psi = 29,9718 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah: Pdesain

= 1,1 x Pabs = 1,1 x 29,9718 psi = 32,9690 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses

H (ft)

HL (ft)

Phid (psi)

Pabsolut(psi)

Pdesain (psi)

1 2 3 4

32,0000 24,0000 16,0000 8,0000

24,6738 18,6738 12,6738 6,6738

11,2204 8,4919 5,7634 3,0349

29,9718 27,2433 24,5146 21,7863

32,9690 29,9676 26,9663 23,9650

q. Menentukan Tebal dan Panjang Shell 

Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

C-69

ts =

Pd .d c 2.( f .E  0,6 P)

(Brownell & Young,1959.hal.254)

keterangan : ts

= ketebalan dinding shell, in

Pd

= tekanan desain, psi

D


f

= nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-283 Grade C 12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)

E

= efisiensi sambungan 0,75 jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)

C

= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts =

32,9690 psi x 516in 2 x((12.650 psi x 0,75 ) - (0.6  32,9690)

+ 0,25 in

= 1,1484 in (1,15 in)

Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses Courses 1 2 3 4



H (ft)

Pdesain (psi)

ts (in)

ts standar (in)

32,0000 24,0000 16,0000 8,0000

32,9690 29,9676 26,9663 23,9650

1,1450 1,0655 0,9846 0,9027

0,8500 0,8000 0,7500 0,7000

Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L

=

π.Do - (weld length) (Brownell and Young,1959) 12.n

Keterangan : L

= Panjang shell, in

Do

= Diameter luar shell, in

C-70

n

= Jumlah plat pada keliling shell

weld length

= Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan. = n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts

= 0,25 in

Do

= Di + 2.ts = 516 + (2 x 0,8500) = 517,7000 in

n

= 4 buah

butt welding

= 5/32 in

weld length

= n . butt welding

(Brownell and Young,1959,hal. 55)

= 4 . 5/32 = 0,6250 in L

=

(3,14).(517,7000 in) - (0,6250) 12 x 4

= 30,2461 ft

Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses. Plat

ts, (in)

do (in)

L (ft)

1 2 3 4

0,8500 0,8000 0,7500 0,7000

517,7000 517,6000 517,5000 517,4000

33,8532 33,8466 33,8401 33,8336

r. Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

C-71

pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959). OD

b = tinngi dish

OA

icr

A

sf

B

ID

t

a

r

C

Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head. 

Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w =

1  rc   3  4  icr 


Diketahui : rc = 516 in icr = 0,06 x 516 in = 30,96 in Maka : w =

1  516  . 3  4 30,96 

= 1,7706 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 258):

C-72

th = =

P.rc .w C 2fE  0,2P

32,6990  516 1,7706  0,25 (2 12.650  0,75)  (0,2  32,6990 )

= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh: sf = 1,5 – 4,5 in Direkomendasikan nilai sf = 3 in

Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) 

Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

 ID   icr  b = rc  (rc  icr )    2 

2

2

 516   30,96  = 516  (516  30,96)    2 

2

2

= 87,3782 in 

Tinggi Head (OA) OA= th + b + sf OA= 1,72 + 87,3782 + 3 = 92,0954 in = 7,6846 ft


C-73

s. Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal

= Hshell + Hhead = 360 + 92,0954 in = 452,0954 in = 37,6742 ft

t.

Desain bagian bawah tangki Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Tegangan kerja pada bottom : 

Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton S1 =

w 1 Di2 4


Keterangan : S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah metil isobutil keton (lbm) Di = Diameter dalam shell (in)

 = konstanta (= 3,14)

S1 =

2.345.283,6515 lb 1 (3,14)(516 in )2 4

= 11,2209 psi

C-74



Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S2 

X ρs 144


Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft)

 s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel  = konstanta (= 3,14)

S2 =

37,6843  490 144

= 135,0366 psi Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S 1 + S2 = 11,2209 psi + 135,0366 psi = 146,2575 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 146,2575 psi < (12.650 psi) x (0,75) 146,2575 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-75

Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301) Alat

Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit

Kode

ST-301

Fungsi

Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 1.063.797,2115 kg

Bentuk

Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas

1.325,6219 m3

Dimensi

Diameter shell (D)

= 43 ft

Tinggi shell (Hs)

= 32 ft

Tebal shell (ts)

= 0,85 in

Tinggi atap

= 7,6846 ft

Tinggi total

= 39,6842 ft

Tekanan Desain

32,6990 psi

Bahan

Carbon Steel SA-283 Grade C

C-76

6.

Heater 101 (HE-101)

Fungsi

: Memanaskan temperatur fresh feed (Metil Asetat) dari temperatur 30oC menjadi temperatur 130oC dengan media pemanas berupa steam pada temperatur 150ºC dengan tekanan steam 469,6 kPa.

Jenis

: Double Pipe heat exchanger

Gland

Gland

Gland

Return Bend

Return Head

Tee

Gambar C.17.1. Double pipe exchanger (Kern, hal.102, 1965) Data desain Inner Pipe : Fluida dingin = Metil Asetat Laju alir, w

= 2261,7709 kg/jam (4986,3113 lb/jam)

(Lampiran B)

t1

= 30 oC (86 oF)

(Lampiran B)

t2

= 130oC (266 oF)

(Lampiran B)

Annulus : Fluida panas = steam Laju alir, W

= 243,6198 kg/jam (537,0855 lb/jam)

(Lampiran B)

T1

= 150 oC (338 oF)

(Lampiran B)

T2

= 150 oC (338 oF)

(Lampiran B)



Menentukan jenis Heater Jenis Heater yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A). Bila A > 200 ft2, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube

C-77




Q U D . Δt

=

Beban panas Heater – 101 (HE-101) Q

= 569193,427 kJ/jam

(Lampiran B)

= 539489,1542 Btu/jam 

Menghitung Δt LMTD Fluida Panas (oF)

Fluida Dingin(oF)

Δt (oF)

302

Temperatur Tinggi

266

36

302

Temperatur Rendah

86

216

0

Difference

180

-180

Δt LMTD

=

T1  t 2   T2  t 1  T  t  ln 1 2 T2  t 1 

= 100,5728 oF 

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk : hot fluid

= steam

cold fluid

= light organics

Range UD

= 100 - 200 Btu/jam ft2 °F

dipilh UD

= 200 Btu/jam ft2 °F


=

=

Q U D . Δt

539489,154 2 Btu / jam o

200 Btu / jam ft 2 F  100,5728 o F

= 26,8208 ft2

C-78

Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965): Annulus



Inner Pipe

IPS (in)

3

IPS (in)

2

Sch. No.

40

Sch. No.

40

OD (in)

3,500

OD (in)

2,380

ID (in)

3,068

ID (in)

2,067

a' (ft2)

0,917

a'' (ft2)

0,622

Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan Rd =

Uc  Ud Uc  Ud

Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai berikut : 

Menentukan temperature kalorik



Menghitung Uc (Clean over all coefficient )



Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)



Menentukan Temperatur kalorik Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Pipa : Pada t = 86 oF µ

= 0,3390 cP

Annulus : Pada T = 338 oF µ

= 0,11 cP

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka : Tc = Tavg tc = tavg

C-79

Tavg

=

T1  T2 2

(302  302) o F = 2 = 302 oF tavg

=

t1  t 2 2

=

(86  293)O F 2

= 176 oF 

Menghitung Uc (Clean over all coefficient ) Uc 

hio .ho hio  ho

Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan algoritma sebagai berikut :

Annulus : steam 

Inner pipe : Metil asetat

Flow area, aa



D2 = 3,068 in

Dp = 2,067 in

= 0,2557 ft

Flow area, ap

= 0,1723 ft

D1 = 2,38 in

ap =

= 0,1983 ft Menggunakan Pers.6.3 Kern,  (D 2  D1 ) 4 2

aa = =

=

2

3,14 (0,2557 2  0,1983 2 ) 4

= 0,0204 ft2

4 3,14 x 0,1723 2 4

= 0,0233 ft2 

Laju Alir Massa, Gp Gp = =

Equivalent diameter, De

D 2

w ap 4986,3114 lb/jam 0,0233 ft 2

C-80

= 214087,4839 lb/jam.ft2

Menggunakan persamaan.6.3 Kern, 1965

(D 2  D1 ) De = D1 2

2



Reynold Number, Rep

 = 0,5597 lb/jam.ft

= 0,1312 ft

Rep = 

Laju Alir Massa, Ga Ga = =

0,1723 x 214087 ,4839 0,5597

=

537,0855 lb/jam 0,0204 ft 2

= 65884,2177

Reynold number, Rea



jH = 500



Pada tav

(Gambar.24, Kern) = 176 oF


Pada Tav

= 302 oF

k



= 0,1824 lb/jam ft

cp = 3,1357 Btu/lb oF

Rea = =

 c     k 

De x Ga



1

3

=  2,4915  0,4473  

0,0838

1 3



= 2,1502

0,1312 x 2685,1682 0,1824

= 7814,1563  

Dp  Gp 

W aa

= 26285,1682 lb/jam ft2 

= 176 oF

Pada tav

 k  c    jH     D  k  hi/Φp =

1

3

 0,1761   x 2,1502  0,1723 

= 500 x 

ho = = 1500 Btu/jam ft2 oF

= 1099,3416 Btu/jam ft2 oF

 ID  hio/Φp = hi/Φp x    OD  = 954,7644 Btu/jam ft2 oF 

Temperatur dinding tw

C-81

tw= t c  = 176 

ho /  a xTc  t c  hio /  p  ho /  a

1500 x302  176  954,7644  1500

= 252,9931 oF  Pada tw = 252,9931 oF μw

= 0,3967 lb/jam ft.

Φp

= (μ/μw)0,14 = (0,5597/0,3967)0,14 = 1,0494

 Koreksi koefisien (hio) hio = ( hio/Φp). Φp = 954,7644 x 1,0494 = 1001,9187 Btu/jam ft2 oF

Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc Uc 

hio .ho hio  ho

Uc 

1001,9187 x1500 1001,9187 1500

= 600,6902 btu/jam ft2.oF 

Menghitung Ud (Design Overall Coefficient) Rd

= 0,001 hr.ft2.oF/btu

1 Ud

=

1  Rd Uc

1 Ud

=

1  0,001 600,6902

1 Ud

= 0,0027

(Tabel 8. Kern, 1965)

C-82

Ud

= 375,2695 Btu/hr.ft2.oF

 Menghitung A (surface area) required A

=

Q U D . t

=

539989 ,1541 375,2695 100,5628

= 14,2942 ft2  Menghitung jumlah hairpin External surface / lin ft, a'' = 0,6220 ft2 Required length,

L = =

(Tabel.11 Kern, 1965)

A a"

14,2942 0,6220

= 22,9810 ft Panjang hairpin

= 12, 15, 20 ft

Diambil Lh

= 20 ft

(Kern, 1965)

1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan: Hairpin

=

L 2.L h

=

22,9810 2  20

= 0,5745  1

Maka jumlah hairpins yang digunakan = 1 buah Koreksi panjang pipa: Lkor

= 2.Lh x hairpin = 2 x 20 x 1 = 40 ft linier

C-83

 Menghitung Luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya = Lkor x a”

A

= 40 x 0,6220 = 24,88 ft2

 Menghitung Actual Design Overall Coeffesient, Ud act Udact

=

Q A  t

=

539489 ,1542 24,88  100,5782

= 215,6015 Btu/jam ft2 oF (asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)

Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd : Rd

=

Uc  Ud Uc  Ud

=

600,6902  215,6015 600,6902  215,6015

= 0,0031 hr ft2 oF/ Btu Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965). Rdhitung > Rddiperlukan 

(memenuhi)

Menghitung Pressure drop Annulus, steam

Inner pipe ,aseton

3). De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)

2'). Rep = 65884,2177

= 0,0573 ft Rea' =

De'Ga 

= 3413,6733 Fanning Factor untuk Turbulen f = 0,0035 

0,264 (Re a ' ) 0, 42

f = 0,0035 

0,264 (Re p ) 0, 42

C-84

( pers. 3.47b Kern ) 4).

= 0,0060 ft2/in2

= 0,0122

5). ρ

( pers. 3.47b Kern )

= 54,1784 lb/ft3

s = 0,79 ft3//lb (table 6 Kern) ρ = 54,7352 lb/ft3

2). Fa =

4  f  Ga 2  L 2  g   2  De (pers. 6.14, kern)

2). ΔFp =

4  f  Gp 2  L 2 g   2  D

= 3,82 ft

= 3,6 ft 3). Va =

Ga   3600

= 0,1382 ft/det Fi

V 2   1 x =  2 g   = 0,0003 ft

Pa =

Fa  Fi   144


Pp =

Fp   144


C-85

Tabel C.16.1 Spesifikasi Heater -101 (HE-101) Kode Alat

HE– 101

Nama Alat

Heater 101

Fungsi

Memanaskan temperatur fresh feed (metil asetat) dari temperatur 30 oC menjadi temperatur 130 oC dengan media pemanas berupa steam pada temperatur 149,5 ºC dengan tekanan steam 469,6 kPa

Bentuk


Dimensi pipa

Annulus IPS Sch. No OD ID a' Pa

Inner

(steam) 3 in 40 3,500 in 3,068 in 0,917 ft2 0,0014 psi

Panjang pipa Δt A

IPS Sch. No. OD ID a'' Pp

(aseton) 2 in 40 2,380 in 2,067 in 0,622 ft2 0,0145 psi

15 Ft 100,5728 oF 14,2942 ft2

Uc


Ud Rd


Jumlah Hairpin 1 buah Bahan konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti HE-301, didapatkan spesifikasi untuk Heater pada proses selanjutnya.

C-86

Tabel. Spesifikasi Heater (HE-102) Nama Alat

Heater

Fungsi

Memanaskan temperatur CO dari temperatur 30oC menjadi temperatur 130oC dengan media pemanas berupa steam

Bentuk


Dimensi pipa

Annulus IPS Sch. No OD ID a' Pa

(steam) 3 in 40 3,500 in 3,068 in 0,917 ft2 0,0012 psi

Panjang pipa Δt

IPS Sch. No. OD ID a'' Pp

(gas CO) 2 in 40 2,380 in 2,067 in 0,622 ft2 0,0091 psi

20 Ft 99,272 oF

A

45,7649 ft2

Uc


Ud Rd Jumlah Hairpin Bahan konstruksi

Inner


2 buah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

C-87

7.

Pompa (PO-101) Fungsi

: Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank (ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101).

Tipe Pompa

: Centrifugal pump

Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Alasan Pemilihan : 

Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi



Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah



Kecepatan putarannya stabil



Tidak memerlukan area yang luas

T1 P1 z1 FV

2 1

T2 P2 z2 FV

Gambar 1. Skema Aliran pada Pompa (P-101)

Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain : 

Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa



Friksi pada pipa lurus



Friksi pada elbow



Friksi karena ekspansi



Friksi pada valve



Friksi pada pipa tee

C-88

Asumsi : 

Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap



Fluida incompressible

Data-data perhitungan : feed = 968,5270 kg/m3  feed = 0,1237 cp = 0,0001 kg/m.s Suction :

Discharge :

T1 = 30 oC

T2 = 30 oC

P1 = 1 atm

P2 = 5 atm

FV = 2261,7709 kg/jam

GV = 2261,7709 kg/jam

a. Menghitung Debit Cairan Diambil over design = 10% FV design = 1,1 x 2261,7709 kg/jam = 2487,9480 kg/jam = 0,6911 kg/detik

Q



Gv

 2487,948 968,5270

= 2,5688 m3/jam = 1,5120 ft3/menit = 11,3114 gal/menit. b. Menghitung Diameter Pipa Diameter pipa optimum dihitung berdasarkan material pipa yang digunakan, karena fluida yang ditangani

bersifat korosif digunakan

C-89

material stainless steel. Diameter pipa optimum untuk material Stainless Steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1993, pers. 5.14): Dopt = 260 × G0,52 × -0,37 Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G = Laju alir massa (kg/s)

 = Densitas larutan (kg/m3)

Dopt

= 260 × (2,0610kg/s)0,52 × (968,5270 kg/m3)-0,37 = 18,2788 mm = 0,7196 in

Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993), dipilih pipa commercial steel dengan ukuran : Karakteristik

In 1 40,0000 1,315 1,049

NPS Sch OD ID

Meter 0,0254 1,0160 0,0334 0,0266

c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5) :

NRe =

ρ x ID x v μ

Keterangan : NRe = Bilangan Reynold

 = Densitas larutan (kg/m3) ID = Diameter dalam pipa (m) v

= Kecepatan aliran (m/s)

C-90

 = Viskositas larutan (kg/m.s) Dimana : Qtangki = Qpipa =

vpipa

=

vpipa

=

 4

2 D pipa v pipa

4  Qtan gki

 D 2 pipa 4  0,0007  0,0266 2

= 1,2804 m/detik

968,527kg/m  0,0266 m 1,2804 m/s  3

NRe

=

0,0001 kg/m. s

= 267.119,5674 (Aliran turbulen, NRe > 2100) d. Menghitung Panjang Equivalent Faktor koreksi,  = 1 Diameter pipa = 1,0490 in = 0,0266 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) /D = 0,0017 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0060 Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh : Komponen Pipa lurus Standard elbow Globe valve Gate valve fully open standard tee Total panjang equivalent

Jumlah 1 3 1 2 0

Le (ft) 39,3696 2,5000 35,0000 0,6000 10,0000

Le (m) 20,0000 1.5240 15.2402 0,3658 3,0480

Total (m) 20,0000 4,5720 15,2402 0,7315 0,0000 40,5438

C-91

e. Menghitung Friction loss 1.

Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa. 2

V2  A2  V 2 hc = 0,55 1   = Kc 2  A1  2  Keterangan : hc

: friction loss

V

: kecepatan pada bagian downstream



: faktor koreksi, aliran turbulen =1

A2

: luas penampang yang lebih kecil

A1

: luas penampang yang lebih besar

Dimana

: A2/A1 Kc

hc

= Kc

=0 = 0,55

V2 2

(Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)

(1,2804) 2 = 0,55 x 2 1 = 0,4508 J/kg 2.

Friksi pada pipa lurus NRe

= 267.119,5674

/ID

= 0,0017

f

= 0,0060 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)

Ff

= 4f

L V 2 ID 2 

= 4 x 0,0060

= 581,3558 J/kg

(20,0000)  (1,2804) 2 (0,0266 )  (2  1)

C-92

3.

Friksi pada sambungan (elbow) Jumlah elbow

=3

Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis) hf

=

 V2  (1,2804) 2 K 4  0,75 =  f 2  (2  1)  

= 1,8443 J/kg 4.

Friksi karena pipa tee Jumlah tee = 0 Kf = 1 hf =

V 2  K  f  2   

= 0,00 J/kg

5.

Friksi karena ekspansi 2

Kex

 A  = 1  1  A2  

A2

= luas penampang yang lebih kecil

A1

= luas penampang yang lebih besar

A2/A1

=0

Kex

=1

he

= K ex

(1,2804) 2 V2 = 1 2 (2  1)

= 0,8197 J/kg

6.

Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

C-93

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel 2.10-15, Geankoplis, 1993) hf

=

V 2  K  f  2   

= ((1  9,5)  (1  0,17)) 

(21,2804) 2 (2 1)

= 8,0657 J/kg

Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, tee + hf, elbow + he + hf, valve = (0,4508 + 581,3558 + 0 + 1,8443 + 0,8197 + 8,0657) J/kg = 592,5362 J/kg

7.

Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernoulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1993) : (-Ws).η

=

=

V22  V12 p p  g Z2  Z1   2 1   F 2 

1,2804 2  1,2804 2  405,300 - 101,325   9,8 6     592,5362 2 1 968,5270  

= 1.011,0068 J/kg Dari Gambar 10,62 hal. 380 (Coulson, 1993), untuk Q = 2,5688 m3/jam maka η = 59 %. (-Ws)

=

(-Ws)

=

1.011,0068 J/kg

 1.011,0068 J/kg 0,59

= 1.713,5708 J/kg

C-94

Power, P = G. (-Ws ) = 0.6911 kg/s x 1.713,5708 J/kg = 1.184,2431 J/s = 1,5811 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 2 hp.

8.

Menghitung NSPH Cek Kavitasi: Pv = 0,48151 atm NPSH (Net Positive Suction Head) available :

NPSH A  Fsuction

=



P1  PV  Hsuction  Fsuction g

f v2  L 2  g  ID 0,006  (1,2804 )2  4,7069 2  9,81  1,03

= 0,3127 m NPSH



1  0,4539  0,5  0,3127 968,5270 x9,81

NPSH A = 2,0032 m

NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7.2 b Walas : N

= 3.500

S

= 7.900 (single suction)

Q

= 11,3114 gal/menit

C-95

NPSH

 N Q0 , 5   =  S  

4/3

(pers. 7.15 Walas, 1988)

= 1,7019 ft = 0,5187 m NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi Keterangan : NPSHR = Net Positive suction head required (ft) NPSHA= Net Positive suction head available (ft)

C-96

Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 101) Pompa Alat Fungsi Jenis Bahan Konstruksi Kapasitas Efisiensi Pompa Dimensi

Power motor NPSHA

Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank (ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101) Centrifugal pump, single suction, single stage Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 42,1928 gpm 59% NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,00 m 2 hp 2,0033 m

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya. Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 201) Alat Fungsi Jenis Bahan Konstruksi Kapasitas Efisiensi Pompa Dimensi

Power motor NPSHA

Pompa Mengalirkan produk dari reaktor (RE-201) menuju ke cooler (CO-201) Centrifugal pump, single suction, single stage Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 13,5170 gpm 59% NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,0427 m 2,5 hp 2,4033 m

C-97

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya. Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 301) Alat Fungsi Jenis Bahan Konstruksi Kapasitas Efisiensi Pompa Dimensi

Power motor NPSHA

Pompa Mengalirkan keluaran dari Expander Valve (EV301) menuju ke Tangki Produk (ST-301) Centrifugal pump, single suction, single stage Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 13,5170 gpm 59% NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,00 m 2,5 hp 1,7657 m

C-98

8.

Blower (BL-101) Fungsi

: Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)

Tipe

: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Gambar. Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Menentukan jumlah gas masuk (GG) (GG) = 770,224

kg jam

= 12,8371 kg/menit

Menentukan Densitas (ρ) Temperatur gas masuk (TG1) = 30 oC Komponen

Massa

X

ρ (kg/m3)

76,4398

(kg/jam) CO

770,224

1,0000

Total

770,224

1,0000

Menentukan Laju Alir Volumetrik Gas (Q) Q digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, Fig. 14-50 : 531)

Q 

GG



= 0,168 m3/menit = 5,9329 ft3/menit

C-99

Menentukan Daya Blower (P) Poperasi = 41 in. H2O Daya (P)teoritis = 1,57 x 10-4 . Q . Poperasi

(Perry’s 7ed, Hal. 10-46)

Keterangan: Q = laju alir volumetrik gas,

ft 3 menit

Pop = Daya operasi (in H2O)

Maka daya teoritis blower adalah: Pteoritis = 1,57.10-4 x 5,9329 x 41 = 0,2122 hP Efisiensi blower = 40 % - 80 %

(Perry’s 7ed, Hal. 10-46)

Nilai efisiensi diambil 80 %, maka daya aktual blower adalah : Paktual =

Pteoritis



= 0,2653 hP ≈ 0,5 hp Tabel. Spesifikasi Blower 101 Fungsi

Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)

Tipe

Centrifugal Blower

Power Motor

0,5 hP

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti BL-101, didapatkan spesifikasi untuk Blower pada proses selanjutnya.

Tabel. Spesifikasi Blower 201 Fungsi

Mengalirkan CO menuju Mix Point

Tipe

Centrifugal Blower

Power Motor

0,5 hP

C-100

8.

Exvander Valve (EV-101) Fungsi

: Menurunkan tekanan keluaran tangki CO dari 20 atm menjadi 5 atm.

Jenis

: Globe Valve

Kondisi

: Tin

= 30 oC

Pin

= 20 atm

Pout

= 5 atm

Tabel. Komponen masuk



Komponen CO

kg/jam

kmol/jam

μ

ρ

770,224

27,5080

0,0183

273,3537

Total

770,224

27,5080

Menentukan diameter valve : Diameter optimum dapat ditentukan berdasarkan persamaan berikut : (Pers.15, Peters & Timmerhaus, 1991)

Dimana : Di,opt = diameter, in qf

= laju alir, ft3/s

ρ

= densitas fluida, lb/ft3

Diketahui : G = 770,224 kg/jam = 0,2161 kg/s = 1.711,5214 lb/jam ρmix

= 273,3537 kg/m3 = 17,0486 lb/ft3

μmix

= 0,0183 cP = 0,0445 lb/ft.jam = 0,0647 kg/m.jam

C-101

qf

= = 2,8489 m3/jam = 0,6458 ft3/s = 0,0007 m3/s

Di

= 3,9 . qf 0,45 . ρ 0,13 = 3,9 × (0,6458)0,45 × (17,0486)0,13 = 4,6316 mm

Dipakai pipa standar (IPS) : NPS

= 2,5 in

Schedul number

= 40

ID

= 2,4690 in = 0,2057 ft

OD

= 2,8750 in

a’t

= 0,2030 ft2 = 12,7296 in2

kecepatan (v) = Q/a’t = 0,2553 m/s = 0,844 ft/s 

Menentukan Bilangan Reynold (NRE) : Bilangan Reynold (NRE) = ID. G a' t. μ NRE =



= 38.972,7074 (turbulen)

Mencari Friction Loss karena valve (hf) : hf = Keterangan : hf = friction loss karena valve (ft.lbf/lbm) Kf = loss friction factor untuk valve = 9,5 (Tabel 2.10-1 hal.93, Geankoplis) v = kecepatan fluida = 0,844 ft/s gc = 32,174 lbm.ft/lbf.s2 Maka :

C-102

hf =



= 0,1052 ft.lbf/lbm

Menentukan Pressure Head : Pressure Head = Dimana : P1 = 148 atm = 152,9136 kg/cm2 P2 = 5 atm = 5,166 kg/cm2 ρ = 273,0937 kg/m3 = 0,0027 kg/cm3 Pressure Head = = 54.721,3333 cm = 547,2133 m

C-103

Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 101 Nama Alat

Expansion Valve

Fungsi

Menurunkan tekanan CO dari tangki penyimpanan dari 20 atm hingga 5 atm

Jenis

Globe Valve Half Open

Kapasitas

770,224 kg/jam

Dimensi

ID = 2,4690 in OD = 2,8750 in a't

Bahan Konstruksi

= 0,2030 ft2

Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti EV-101, didapatkan spesifikasi untuk Expander Valve pada proses selanjutnya. Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 201 Nama Alat

Expansion Valve

Menurunkan tekanan liquid keluaran separator dari 5 Fungsi

atm hingga 1 atm

Jenis

Globe Valve Half Open

Kapasitas

2.954,9894 kg/jam

Dimensi

ID = 2,4690 in OD = 2,8750 in a't

Bahan Konstruksi

= 0,2030 ft2

Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

Recommend Documents