LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan berat : kilogram (kg) Kapasitas produksi : 25.000 ton/tahun Waktu operasi : 330 hari/tahun

Berat Molekul : C6H5NHCOCH3 = 135 kg/kmol C6H5NH2 = 93 kg/kmol CH3COOH = 60 kg/kmol H2O = 18 kg/kmol

Bahan baku : Asam Asetat (CH3COOH )

Anilin (C6H5NH2)

Produk : Asetanilida (C6H5NHCOCH3)

Impuritas produk : Asetanilida : 99,62 % Anilin : 0,3 % Asam Asetat : 0,03 % Air : 0,05 % (Priyatmono, 2010) Kapasitas produksi = jam 24 hari 1 x hari 330 thn 1 x ton 1 kg 1000 x tahun 1 ton 25.000 = 3156,57 kg/jam

Dari perhitungan mundur berdasarkan kapasitas produksi dan impuritas produk diperoleh data umpan masuk bahan baku, anilin dan asam asetat yaitu :

Umpan masuk anilin

F1Anilin = 2387,31 kg/ jam Umpan masuk asam asetat F2Asam Asetat = 1540,2 kg/jam

(2)

LA.1 Heater Anilin (E-112)

Heater

1 3 Anilin (l)

Anilin (l)

Neraca massa total : F1 = F3 = 2387,31 kg/ jam

LA.2 Heater Asam Asetat (E-122)

Heater

2 4 Asam Asetat (l)

Anilin (l)

Neraca massa total : F2 = F4 = 1540,2 kg/jam LA.3 Reaktor (M-130) REAKTOR 3 4 5 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Anilin (l) Asam Asetat (l)

Neraca masssa reaktor F3 + F4 = F5

Alur 3 (Umpan Anilin)

N3Anilin = 2387,31 kg/jam / 93 kg/kmol = 25,67 kmol/jam Alur 4 (Umpan Asam Asetat)

N4Asam Asetat = 1540,2 kg/jam / 60 kg/kmol = 25,67 kmol / jam Konversi = mula mula Anilin bereaksi yang Anilin − x 100 %

(3)

99,5% = 100% / 67 , 25 kmol jam x bereaksi yang Anilin

Anilin yang bereaksi = 25,54 kmol/jam Sehingga dari stoikiometri reaksi :

C6H5NH2 (l) + CH3COOH (l) C6H5NHCOCH3 (s) + H2O (l) Mula-mula : 25,67 kmol / jam 25,67 kmol / jam - - Reaksi : 25,54 kmol /jam 25,54 kmol /jam 25,54 kmol 25,54 kmol Hasil : 0,13 kmol/jam 0,13 kmol/jam 25,54 kmol/jam 25,54 kmol/jam Komposisi pada alur 5

F5Asetanilida = 25,54 kmol/jam x 135 kg/kmol = 3447,9 kg/jam F5Anilin = 0,13 kmol/jam x 93 kg/kmol = 12,09 kg/jam F5Asam Asetat = 0,13 kmol/jam x 60 kg/kmol = 7,8 kg/jam F5Air = 25,54 kmol/jam x 18 kg/kmol = 459,72 kg/jam

Tabel LA.3 Neraca Massa Reaktor (M-130) Komponen

Input (kg/jam)

Output (kg/jam) Aliran 3 Aliran 4 Aliran 5

C6H5NHCOCH3 - - 3447,9 C6H5NH2 2387,31 - 12,09 CH3COOH - 1540,2 7,8 H2O - - 459,72 Total 2387,31 1540,2 3927,51 3927,51

(4)

LA.4 Evaporator (V-210)

Asetanilida (uap) Anilin (uap) Asam Asetat (uap) Air (uap) EVAPORATOR 5 6 7 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l)

Neraca masssa evaporator F5 = F6 + F7

Asumsi, efisiensi evaporator = 95% Neraca komponen asetanilida

F7Asetanilida = 0,95 x F5Asetanilida

= 0,95 x 3447,9 = 3275,6 kg/ jam F6Asetanilida = F5Asetanilida – F7Asetanilida

= 3447,9 - 3275,6 = 172,3 kg/ jam Neraca komponen anilin, asam asetat dan air F6Anilin = 0,95 x F5Anilin

= 0,95 x 12,09 = 11,4855 kg/ jam F7Anilin = F5Anilin – F6Anilin

= 12,09 – 11,4855 = 0,6045 kg/ jam F6Asam Asetat = 0,95 x F5Asam Asetat

= 0,95 x 7,8= 7,41 kg/ jam F7Asam Asetat = F5Asam Asetat – F6Asam Asetat = 7,8 – 7,41= 0,39 kg/ jam

(5)

F6Air = 0,95 x F5Air

= 0,95 x 459,72= 436,734 kg/ jam F7Air = F5Air – F6Air

= 459,72 – 436,734= 22,986 kg/ jam

Tabel LA.4 Neraca Massa Menara Evaporator (V-210)

Komponen

Input

(kg/jam) Output (kg/jam) Aliran 5 Aliran 6 Aliran 7 C6H5NHCOCH3 3447,9 172,3 3275,6 C6H5NH2 12,09 11,4855 0,6045 CH3COOH 7,8 7,41 0,39 H2O 459,72 436,734 22,986 Total 3927,51 _627,9295 _3299,5805 3927,51 _3927,51 LA.5 Kristalizer (H-220) KRISTALIZER 7 8 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (l)

Neraca masssa total F7 = F8

(6)

Neraca massa asetanilida

F7Asetanilida (l) = F8Asetanilida (s)+ F8Asetanilida (l) 3275,6 = F8Asetanilida (s)+ F8Asetanilida (l) Asumsi, efisiensi cristalizer = 96% F8Asetanilida (s) = 0,96 x F7Asetanilida (l)

F8Asetanilida (s) = 0,96 x 3275,6 = 3144,6 kg/ jam F8Asetanilida (l) = F7Asetanilida (l) - F8Asetanilida (s)

= 3275,6 - 3144,6 = 131 kg/ jam Untuk komponen lain

F8Anilin = F7Anilin = 0,6045 kg/ jam F8Asam Asetat = F7Asam Asetat = 0,39 kg/ jam F8Air = F7Air = 22,986 kg/ jam

Tabel LA.5 Neraca Massa Kristalizer (H-220)

Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 7 8 C6H5NHCOCH (s) - 3144,6 C6H5NH2 0,6045 0,6045 CH3COOH 0,39 0,39 H2O 22,986 22,986 C6H5NHCOCH (l) 3275,6 131 Total 3299,5805 3299,5805

(7)

LA.6 Sentrifuse (H-230) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) SENTRIFUSE 8 10 9 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (l) Asetanilida (l)

Neraca masssa total F8 = F9 + F10

Neraca massa komponen

F9Asetanilida (l) = F8Asetanilida (l) = 131 kg/ jam F10Asetanilida (s) = F8Asetanilida (s) = 3144,6 kg/ jam F10Anilin = F8Anilin = 0,6045 kg/ jam F10Asam Asetat = F8Asam Asetat = 0,39 kg/ jam F10Air = F8Air = 22,986 kg/ jam

Tabel LA.6 Neraca Massa Sentrifuse (H-230)

Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 8 9 10 C6H5NHCOCH (s) 3144,6 - 3144,6 C6H5NH2 0,6045 - 0,6045 CH3COOH 0,39 - 0,39 H2O 22,986 - 22,986 C6H5NHCOCH (l) 131 131 - Total 3299,5805 131 3168,5805 3299,5805

(8)

LA.7 Screw Conveyor Sentrifuse (J-231) Screw Conveyor 10 11 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l)

F11Asetanilida = F10Asetanilida = 3144,6 kg/jam F11Anilin = F10Anilin = 0,6045 kg/jam

F11Asam Asetat = F10Asam Asetat = 0,39 kg/jam F11Air = F11Air = 22,986 kg/jam

Tabel LA.7 Neraca Massa Screw Conveyor Sentrifuse (J-231)

Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 10 11 C6H5NHCOCH (s) 3144,6 3144,6 C6H5NH2 (l) 0,6045 0,6045 CH3COOH (l) 0,39 0,39 H2O (l) 22,986 22,986 Total 3168,5805 3168,5805

LA.8 Rotary Dryer (D-240)

Rotary Dryer 11 12 13 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l)

Air (l) Uap Air

Neraca masssa total F11 = F12 + F13

(9)

F12Air = 0,98 x F11Air

= 0,98 x 22,986 = 22,53 kg/ jam F13Air = F11Air + F12Air

= 22,986 - 22,53 = 0,456 kg / jam Neraca massa komponen

F13Asetanilida = F11Asetanilida = 3144,6 kg/jam F13Anilin = F11Anilin = 0,6045 kg/jam F13Asam Asetat = F11Asam Asetat = 0,39 kg/jam

Tabel LA.8 Neraca Massa Rotary Dryer (D-240)

Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 11 12 13 C6H5NHCOCH 3144,6 - 3144,6 C6H5NH2 0,6045 - 0,6045 CH3COOH 0,39 - 0,39 H2O 22,986 22,53 0,456 Total 3168,5805 22,53 3146,0505 3168,5805

LA.9 Screw Conveyor Rotary Dryer (J-241)

Screw Conveyer 13 14 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l)

(10)

Tabel LA.9 Neraca Massa Screw Conveyor Rotary Dryer (J-241) Komponen Alur Masuk (Kg/ jam) Alur Keluar (Kg/ jam) 13 14 C6H5NHCOCH (s) 3144,6 3144,6 C6H5NH2 (l) 0,6045 0,6045 CH3COOH (l) 0,39 0,39 H2O (l) 0,456 0,456 Total 3146,0505 3146,0505

LA.10 Blow Box (B-310)

Blow Box 14 15 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l)

Tabel LA.10 Neraca Massa Blow Box (B-310)

(11)

LA.11 Bucket Elevator (J-312) Bucket Elevator 15 16 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l)

F16Asetanilida = F15Asetanilida = 3144,6 kg/jam F16Anilin = F15Anilin = 0,6045 kg/jam F16Asam Asetat = F15Asam Asetat = 0,39 kg/jam F16Air = F15Air = 0,456 kg/jam

Tabel LA.11 Neraca Massa Bucket Elevator (J-312)

Tabel LA.11 Komposisi Produk

Komponen (Kg/ jam) Xf % C6H5NHCOCH 3144,6 0,9995 99,95 C6H5NH2 0,6045 0,000189 0,0189 CH3COOH 0,39 0,000122 0,0122 H2O 0,456 0,000146 0,0146 Total 3146,0505 1,000 1,000

(12)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kJ/jam Temperatur basis : 25oC

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]

Komponen A B c d e

C6H5NHCOCH3 6.12x1E-06 2.03E-05 1.77E-03 1.33E-05 8.36E-09 C6H5NH2 -2.26E+01 3.08E-01 2.42E-04 -5.38E-07 2.36E-10 CH3COOH 6.90E+00 2.57E-01 -1.92E-04 7.58E-08 -1.23E-11

H2O 3.40E+01 -9.65E-03 3.30E-05 -2.04E-08 4.30E-12

Sumber: Reklaitis, 1983 da Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]

Komponen A B c d

C6H5NHCOCH3 -115.731 0.7892 0 0

C6H5NH2 -1.37E+01 9.32E-01 -1.60E-03 1.37E-06

CH3COOH -3.61E+01 6.05E-01 -3.94E-04 -5.62E-07

H2O 18.296 4.72E-01 -1.34E-03 1.31E-06

Sumber: Reklaitis, 1983 da Tabel LB.3 Kapasitas Panas Solid, Cp = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]

Komponen A B C d

C6H5NHCOCH3 0.249 0.00154 0 0

Sumber :

Tabel LB.4 Data Air Pendingin dan Steam yang Digunakan T (oC) λ (kJ/kg) Air Pendingin Saturated steam 30 50 250 - - 1714,7 Sumber: Reklaitis,1983

(13)

LB.1 Heater Anilin (E-112) Heater 1 3 Anilin (l) Saturated Steam 250oC Kondensat 250oC Anilin (l) 30oC 1 atm 150oC 1 atm T = 30oC = 303 K T = 150oC = 423 K

Panas masuk heater anilin =

∑

∫

303 298 1 dT c Nsenyawa p Tabel LB.5 Panas Masuk Heater Anilin (E-112)

Komponen N1senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N1∫ cpl dT

C6H5NH2 25,67 1,30E+03 33410,87793

Total 33410,87793

Panas keluar heater anilin =

∑

∫

423 298 3 dT c Nsenyawa p Tabel LB.6 Panas Keluar Heater Anilin (E-112)

C6H5NH2 25,67 3,63E+04 932311,8726

Total 932311,8726

Jumlah panas yang dibutuhkan : Q = Qout - Qin

= 932311,8726- 33410,87793 = 898900.9947 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah:

kg/jam 1 524,232224 kJ/kg 1714,7 kJ/jam 7 898900,994 C 250 pada Q m _o = = = λ LB - 1

(14)

LB.2 Heater Asam Asetat (E-122) Heater 2 4 Asam Asetat (l) Asam Asetat (l) Kondensat 250oC Saturated Steam 250oC 30oC 1 atm 150oC 1 atm T = 30oC = 303 K T = 150oC = 423 K

Panas masuk heater asam asetat =

∑

∫

303 298 2 dT c N_senyawa _p

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater Asam Asetat (E-122)

CH3COOH 25,67 7,98E+02 20490,4571

Total 20490,4571

Panas keluar heater asam asetat =

∑

∫

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater Asam Asetat (E-122)

CH3COOH 25,67 1,70E+04 437510,935

Total 437510,935

= 437510,935 – 20490,4571 = 417020,4777 kJ/jam

(15)

kg/jam 2 243,203171 kJ/kg 1714,7 kJ/jam 7 417020,477 C 250 pada Q m _o = = = λ LB.3 Reaktor (M-130) REAKTOR 3 4 5 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air Pendingin 30oC Air Pendingin 50oC 150oC 2,5 atm 150oC 2,5 atm 150oC 2,5 atm

Panas masuk reaktor = Panas keluar heater anilin + Panas keluar heater asam asetat = 932311,8726 + 437510,935

= 1369822,807 kJ/jam Reaksi yang berlangsung dalam reaktor :

C6H5NH2 (l) + CH3COOH (l) C6H5NHCOCH3 (l) + H2O (l)

Tabel LB.9 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol] Komponen ∆Hf C6H5NHCOCH3 -78,4852 C6H5NH2 20,76 CH3COOH -103,93 H2O -57,80 Sumber: Reklaitis, 1983 da Panas reaksi pada keadaan standar :

) (

tan AsamAsetat

o f Anilin o f Air o f ilida Ase o f o H H H H Hr = ∆ +∆ − ∆ +∆ ∆

(16)

= (–78,4852 – 57,80) – (20,76 – 103,93) kJ/mol

= -51,8172 kkal/mol = -51,8172 kkal/mol x 4,1840 kJ/1 kkal x 1000 kmol/1 mol = -216803,1648 kJ/kmol

Panas keluar reaktor =

∑

∫

Tabel LB.10 Panas Keluar Reaktor (M-130)

Komponen N 5 senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N 5 senyawa ∫ cpl dT C6H5NHCOCH3 25,54 56660.275 1447103.424 C6H5NH2 0,13 36319.12242 4721.485915 CH3COOH 0,13 17043.66711 2215.676725 H2O 25,54 10649.23556 271981.4761 Total 1726022.062

Panas reaksi pada suhu operasi reaktor : Suhu operasi reaktor : T = 150oC = 423 K

∫

− + + − ∆ = ∆ 423 298 423 298 ) ( tan ) ( 423 298 ) ( 423 298 ) ( ) 423 ( 0 Hr Cp dT Cp dT Cp dT Cp dT Hr Air l ilida Ase l Asetat Asam l Anilin l o C =(-216803,1648 – 36319,12242 – 17043,66711 + 56660,275 + 10649,23556) = - 202856,4 kJ/kmol N5C6H5NHCOCH3 = 25.54 kmol/jam = r Panas Reaksi Total = r × ΔHr

= 25,54 kmol/jam × (- 202856,4 kJ/kmol) = -5180952,5 kJ/jam

Q = (Qout – Qin) + (r × ΔHr)

= (1726022,062kJ/jam -1369822,807 ) + (-5180952,5 kJ/jam) = - 4824753,25 kJ/jam

Media pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 30oC dan keluar pada suhu 50oC. Air pendingin yang diperlukan :

(17)

=

∫

−

∫

303 298 ) ( 323 298 ) ( ₂ 2 dT Cp dT Cp_H_O_l _H_O_l = 2041,9976 – 410,0636 = 1631,934 kJ/kg

Air pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 1 2956,46412 1631,934 ) 4824753,25 ( -C) H(30 -C) H(50 Q m _o _o = = = LB.4 Evaporator (V-210) Asetanilida (uap) Anilin (uap) Asam Asetat (uap) Air (uap) EVAPORATOR 5 6 7 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) 150oC 2,5 atm 225oC 2,5 atm Saturated Steam 250oC Kondensat 250oC T = 150oC = 423 K ; T = 225oC = 498 K Panas masuk evaporator =

∑

∫

Panas masuk evaporator = Panas keluar reaktor = 1726022,062 kJ/ Jam

Panas keluar evaporator =

∑

∫

(18)

Tabel LB.11 Panas Keluar Evaporator (Uap)

Komponen N6senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N 6_∫ cp dT C6H5NHCOCH3 1,276 885302,5957 1129908,424 C6H5NH2 1,235 39144,42918 48343,37004 CH3COOH 0,1235 27757,19115 3428,013107 H2O 24,263 7379,154376 179040,4226 Total 1360720,23

Panas keluar evaporator =

∑

∫

Tabel LB.12 Panas Keluar Evaporator (Produk Bawah)

Komponen N7senyawa (kmol/ jam) ∫ cpg dT N 7_∫ cp dT C6H5NHCOCH3 24,2670 102494,44 2486894,723 C6H5NH2 0,0065 63285,49868 411,3557414 CH3COOH 0,0065 20705,39663 134,5850781 H2O 1,277 19371,29144 24737,13917 Total 2512177,803

= (1360720,23 + 2512177.803) kJ/jam - 1726022,062 kJ/jam = 2146875.971 kJ/jam

kg/jam 1252,04174 kJ/kg 1714,7 kJ/jam 1 2146875,97 C 250 Pada Q m _o = = = λ LB.5 Kristalizer (H-220)

(19)

225oC 1 atm 60oC 1 atm Air Pendingin 30oC Air Pendingin 50oC KRISTALIZER 7 8 Asetanilida (l) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (l) T = 225oC = 498 K ; T = 60oC = 333 K

Panas masuk kristalizer = Panas keluar evaporator = 2512177,803 kJ/ Jam Panas kelarutan C6H5NHCOCH3 = -2732 kkal/kmol

Panas kristalisasi C6H5NHCOCH3 = - (Panas kelarutan C6H5NHCOCH3)

(Perry’s, 1999)

Panas kristalisasi C6H5NHCOCH3 = - (-2732) kkal/kmol

= 2732 kkal/kmol

C6H5NHCOCH3 yang terkristal adalah 3144,6kg/jam = 23,29333 kmol/jam Maka panas kristalisasi C6H5NHCOCH3 = (2732) (23,29333) = 63637,38667 kkal/jam

= 267277,024 kJ/jam

Panas keluar kristalizer =

∑

∫

333 298 8 dT c Nsenyawa p Tabel LB.13 Panas Keluar Kristalizer (H-220)

Komponen N8senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N 8_∫

cp dT

C6H5NHCOCH3 (s) 23,2933 42,7259 995,2286307

(20)

CH3COOH 0,0065 5492,989121 35,70442929

H2O 1,277 2856,261321 3647,445707

C6H5NHCOCH3 (l) 0,9704 13378,897 12982,48524

Total 16726,42178

Jumlah panas yang dibutuhkan :

Q = (Qout - Qin) + Panas Kristalisasi

= (16726.42178- 2512177.803) + 267277.024 = -2228174.358 kJ/jam

Media pendingin yang digunakan adalah air yang masuk pada suhu 30oC dan keluar pada suhu 50oC. Air pendingin yang diperlukan :

Air : H (50oC) - H (30oC) = [ H (50oC) - H (25oC) ] – [ H (30oC) - H (25oC) ] =

∫

−

∫

303 298 ) ( 323 298 ) ( 2 2 dT Cp dT Cp_H_O_l _H_O_l = 2041,9976 – 410,0636 = 1631,934 kJ/kg Air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 2 1365,35813 1631,934 ,58] [-2228174. C) H(30 -C) H(50 Q m _o _o = = = LB.6 Rotary Dryer (D-240) Rotary Dryer 11 12 13 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Uap Air 100oC 1 atm 100oC 1 atm 60oC 1 atm Saturated Steam 250oC 1 atm T = 60oC = 333 K

(21)

T = 100oC = 373 K

Panas masuk rotary dryer =

∑

∫

Panas masuk rotary dryer = 4739,165173 kJ/ Jam Panas keluar uap air =

∑

∫

Tabel B.14 Nilai panas laten Komponen ΔHvl (kJ/kmol)

H2O 40656,8

Sumber : Tabel LB.15 Panas Keluar Uap Air

Komponen N 12 senyawa (kmol/ jam) ∫ cpg dT ∫ cp dT+ΔHvl N12( ∫ cp dT +ΔHvl ) H2O 1,2516 2672,571945 43329,37195 54233,93 Total 54233,93

Panas keluar rotary dryer =

∑

∫

Tabel LB.16 Panas Keluar Rotary Dryer (D-240)

Komponen N13senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N13∫ cp dT

C6H5NHCOCH3(s) 23,2933 96,1755 2240,24798

C6H5NH2 0,0065 20766,10375 134,9796744

CH3COOH 0,0065 11263,55512 73,21310827

H2O 0,0253 6159,611173 156,043483

Total 2604,484246

= (54233,93 + 2604.484246) - 4739.165173 = 52099,24962 kJ/jam

Data steam yang digunakan:

Steam250 0C, 1 atm, H = 2800,4 kJ/kg Kondensat 100 0C, H = 419,1 kJ/kg

(22)

Panas sensibel steam dari temperatur 250 0C – 100 0C, Hs = 2800,4 – 419,1 = 2381,3 kJ/kg Panas laten penguapan steam pada temperatur 100 0C, Hl = 2256,9 kJ/kg H = Hs + Hl (Reklaitis,1983)

= 2381,3 kJ/kg + 2256,9 kJ/kg = 4638,2 kJ/kg

kg/jam 5 11,2326440 kJ/kg 4638,2 kJ/jam 2 52099,2496 C 250 Pada Q m _o = = = λ LB.7 Blow Box (B-310) Blow Box 14 15 Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Asetanilida (s) Anilin (l) Asam Asetat (l) Air (l) Udara Pendingin 30oC 100oC 1 atm Udara Pendingin 30oC 30oC 1 atm T = 100oC = 373 K T = 30oC = 303 K

Panas masuk blow box =

∑

∫

(23)

Panas masuk blow box = Panas keluar rotary dryer = 2604.484246 kJ/ Jam Panas keluar blow box =

∑

∫

Tabel LB.17 Panas Keluar Blow Box (B-310)

Komponen N13senyawa (kmol/ jam) ∫ cpl dT N13∫ cp dT

C6H5NHCOCH3(s) 23,2933 5,8727 136,7947587

C6H5NH2 0,0065 1301,553484 8,460097645

CH3COOH 0,0065 798,2258308 5,1884679

H2O 0,0253 410,0635542 10,38827671

Total 160,8316001

Panas yang diserap udara pendingin : Q = Qout - Qin

= 160,831601 – 2604,484246 = -2443,652645 kJ/jam

Kebutuhan udara pendingin yang masuk pada suhu 30oC dimana λudara = 1050,34 Btu/lb = 1108.,674 kJ/ jam

Sumber : Udara pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 1 2,20412190 kJ/kg 1108,674 kJ/jam 45] [-2443,526 udara Q m = = = λ

(24)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT

LC.1 Tangki Penyimpanan Anilin (F-110) Fungsi : Menyimpan anilin

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA –285 Grade C

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 30 oC = 303,15 K Kebutuhan perancangan = 1 hari

Faktor kelonggaran = 20%

Laju alir massa = 2387,31 kg/ jam

ρ = 1021,7 kg/m3 (Wikipedia, 2010) Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl = ₃ kg/m 1021,7 24jam/hari hari 30 kg/jam 2387,31 × × = 1682,36 m3 Direncanakan membuat 1 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka : Volume 1 tangki, Vl = 1 m 1682,36 x 1,2 3 = 2018,83 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell

- Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3 - Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4

(25)

- Volume shell tangki (Vs) : 3 2 s 2 D 3 π Vs 3 4 D 4 π H πR Vs =       = = D

- Volume tutup tangki (Vh) :

Vh = d 2 3 2 D 24 D 4 1 D 6 H R 3 2 π =       π = π (Brownell,1959) - Volume tangki (V) : Vt = Vs + Vh = 3 D 8 3 π 2018,83 m3 = 3 D 1,1781 D3 = 1713,632 m3 D = 11,97 m D = 39,26 ft Hs = D= 3 4 ₌ 97 , 11 . 3 4 15,96 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 11,97 m Tinggi tutup (Hd) = D= 4 1 2,9925 m Tinggi tangki = Hs + Hd = (15,96 + 2,9925) m = 18,9525 m = 62,179 ft

d. Tebal shell tangki

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA –285 Grade C diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 13750 psia - Joint efficiency (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun (Brownell,1959) - Umur tangki (n) = 10 tahun

(26)

Volume cairan = 1682,36 m3 Volume tangki = 2018,83 m3 Tinggi cairan dalam tangki = ₃

3 m 2018,83 m 1682,36 × 18,9525 m = 15,794 m Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1021,7 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 15,794 m = 158137,61 Pa = 22,936 Psi Po = 14,696 Psi

P = 22,936 Psi + 14,696 Psi = 37,632 Psi Pdesign = 1,2 × 37,632 = 45,1584 Psi

Tebal shell tangki:

in 33 , 1 in) 0,125 x 10 ( Psi) 4 1,2(45,158 kPa)(0,8) 2(13750 1ft) in/ 12 ft (39,26 Psi) (45,1584 nC 1,2P 2SE PD t = +       − × = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 1,33 in (Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 1,33 in LC.2 Tangki Penyimpanan Asam Asetat (F-120) Fungsi : Menyimpan asam asetat

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA –285 Grade C

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 unit

(27)

Tekanan = 1 atm

Temperatur = 30 oC = 303,15 K Kebutuhan perancangan = 1 hari

Faktor kelonggaran = 20%

Laju alir massa = 1540,2 kg/ jam

ρ = 1049 kg/m3 (Wikipedia, 2010) Perhitungan: a. Volume Tangki Volume larutan, Vl = ₃ kg/m 1049 24jam/hari hari 30 kg/jam 1540,2 × × = 1057,14 m3 Direncanakan membuat 1 tangki dan faktor kelonggaran 20%, maka : Volume 1 tangki, Vl = 1 m3 1057,14 x 1,2 = 1268,57 m3

b. Diameter dan Tinggi Shell

- Tinggi silinder (Hs) : Diameter (D) = 4 : 3 - Tinggi tutup (Hd) : Diameter (D) = 1 : 4 - Volume shell tangki (Vs) :

3 2 s 2 D 3 π Vs 3 4 D 4 π H πR Vs =       = = D

- Volume tutup tangki (Vh) :

Vh = 2 _d 2 D3 24 D 4 1 D 6 H R 3 2 ₌ π       π = π (Brownell,1959) - Volume tangki (V) : Vt = Vs + Vh = D3 8 3_π 1268,57 m3 = 1,1781D3 D3 = 1076,79 m3

(28)

D = 10,249 m D = 33,625 ft Hs = D= 3 4 = 249 , 10 . 3 4 13,665 m

c. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 10,249 m Tinggi tutup (Hd) = D= 4 1 2,56225 m Tinggi tangki = Hs + Hd = (13,665 + 2,56225) m = 16,22725 m = 53,238 ft

d. Tebal shell tangki

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA –285 Grade C diperoleh data :

- Allowable stress (S) = 13750 psia - Joint efficiency (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun (Brownell,1959) - Umur tangki (n) = 10 tahun

Volume cairan = 1057,14 m3 Volume tangki = 1268,57 m3 Tinggi cairan dalam tangki = ₃

3 m 1268,57 m 1057,14 × 16,22725 m = 13,523 m Tekanan Hidrostatik: PHidrostatik = ρ × g × l = 1049 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 13,523 m = 139015,93 Pa = 20,163 Psi Po = 14,696 Psi

P = 20,163 Psi + 14,696 Psi = 34,859 Psi Pdesign = 1,2 × 34,859 = 41,83 Psi

(29)

Tebal shell tangki: in 019 , 2 in) 0,125 x 10 ( Psi) 1,2(41,83 kPa)(0,8) 2(13750 1ft) in/ 12 ft (33,625 Psi) (41,83 nC 1,2P 2SE PD t = +       − × = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 2 in (Brownell,1959) e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell. Tebal tutup atas yang digunakan = 2 in

LC.3 Pompa Anilin (L-111)

Fungsi : Memompa anilin dari tangki penyimpanan ke heater dan reaktor juga untuk menaikkan tekanan dari 1 atm menjadi 2,5 atm

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial Steel

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan masuk = 1 atm Tekanan keluar = 2,5 atm Temperatur = 30 oC = 303K

Laju alir massa (F) = 2387,31 kg/jam = 1,462 lbm/s

Densitas (ρ) = 1021,7 kg/m3 = 63,826 lbm/ft3 (Wikipedia, 2010) Viskositas (µ) = 3,71 cP = 0,002 lbm/ft.s (Wikipedia, 2010)

Laju alir volumetrik, = = ₃ =

m m ft / lb 63,826 /sec lb 1,462 ρ F Q 0,023 ft3/s

Desainpompa:Asumsi aliran turbulen

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988) = 3,9 (0,023)0,45 (63,826)0,13

(30)

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 2 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 2,067 in = 0,1723 ft Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,1979 ft

Inside sectional area : 0,02330 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂ 3 0,0233 / 0,023 ft s ft = 0,987 ft/s Bilangan Reynold : NRe = µ × × ρ v D = bm/ft.s 0,002 ) 0,1723 )( / 987 , 0 )( / 63,826 ( 3 l ft s ft ft lbm

= 5427,13 (Turbulen karena Nre >2100)

Untuk pipa commercial steel, harga ε = 0,000046 (Geankoplis, 1997) Pada NRe = 5427,13 dan ε/D =

m m 0525 , 0 000046 , 0 = 0,0008762 Dari Fig.2.10-3 Geankoplis (1997), diperoleh harga f = 0,009 Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,55

α 2 1 2 1 2 v A A       − = 0,55

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 0,987 0 1 2 − = 0,00833 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 2(0,75)

_{( )(}

₎

174 , 32 1 2 0,9872 = 0,023 ft.lbf/lbm

1 check valve swing = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0)

_{( )(}

₎

174 , 32 1 2 0,987 2 = 0,03 ft.lbf/lbm

(31)

Pipa lurus 80 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆ = 4(0,009)

( )(

)

(

0,1723

) (

.2.32,174

)

0,987 . 80 2 = 0,253 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex =

c g v A A . . 2 1 2 2 2 1 α       − =

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 0,987 0 1 2 − = 0,015 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 0,32933 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + − F Ws P P z z g v v ρ α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 1 atm = 2116,2168 lbf/ft² P2 = 2,5 atm = 5290,542 lbf/ft² ∆Z = 5 ft ρ = 63,826 lbm/ft3 ρ P ∆ = 49,734 ft.lbf/lbm Maka :

( )

5 49,734 0,32933 . / 0 . / . 174 , 32 / 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + ft ftlbf lbm Ws s lbf lbm ft s ft Ws = - 55,06333 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa , η= 75 % Ws = - η x Wp -55,06333 = -0,75 x Wp Wp = 73,42 ft.lbf/lbm

(32)

Daya pompa : P = m x Wp =

₍

₎₍

₎

lbm/s 73,42 ft.lbf/lbm 3600 45359 , 0 2387,31 _× x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,25 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,25 Hp LC.4 Pompa Asam Asetat (L-121)

Fungsi : Memompa asam asetat dari tangki penyimpanan ke heater dan reaktor juga untuk menaikkan tekanan dari 1 atm menjadi 2,5 atm

Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan masuk = 1 atm Tekanan keluar = 2,5 atm

Temperatur = 30 oC = 303,15 K

Densitas (ρ) = 1049 kg/m3 = 65,486 lbm/ft3 (Wikipedia,2010) Viskositas (µ) = 1,04 cP = 0,0007 lbm/ft.s (Wikipedia,2010)

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988) = 3,9 (0,014)0,45 (65,486)0,13

= 0,997 in

(33)

Ukuran nominal : 2 in

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂ 3 0,0223 / 0,014 ft s ft = 0,628 ft/s Bilangan Reynold : NRe = µ × × ρ v D = bm/ft.s 0,0007 ) 0,1723 )( / 628 , 0 )( / 65,486 ( 3 l ft s ft ft lbm

α 2 1 2 1 2 v A A       − = 0,55

(

) ( )(

₎

( )(

1 32,174

)

2 0,6282 = 0,0092 ft.lbf/lbm

1 check valve swing = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0)

_{( )(}

₎

174 , 32 1 2 0,6282 = 0,012 ft.lbf/lbm Pipa lurus 80 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆

(34)

= 4(0,0078)

( )(

)

(

0,1723

) (

.2.32,174

)

0,628 . 80 2 = 0,089 ft.lbf/lbm

c g v A A . . 2 1 2 2 2 1 α       − =

(

) ( )(

)

174 , 32 1 2 0,628 0 1 2 − = 0,006 ft.lbf/lbm Total friction loss : ∑ F = 0,1196 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + −v g z z P P F W_s v ρ α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 1 atm = 2116,2168 lbf/ft² P2 = 2,5 atm = 5290,542 lbf/ft² ∆Z = 5 ft ρ = 65,486 lbm/ft3 ρ P ∆ = 49,734 ft.lbf/lbm Maka :

( )

5 49,734ft.lbf/lbm 0,1196 . / 0 . / . 174 , 32 / 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + ft ftlbf lbm W_s s lbf lbm ft s ft Ws = -54,8536ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa , η= 75 % Ws = - η x Wp -54,8536 = -0,75 x Wp Wp = 73,138 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

₍

₎₍

₎

lbm/s 73,138 ft.lbf/lbm 3600 45359 , 0 1540,2 × x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,25 Hp

(35)

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,25 Hp

LC.5 Heater Anilin (E-112)

Fungsi : Menaikkan temperatur anilin sebelum dimasukkan ke reaktor dari 30oC menjadi 150oC

Jenis : 1 – 2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 in OD tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

- Fluida panas

Laju alir fluida panas = 524,2322241kg/jam = 1155,72 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 250 °C = 482 °F

Temperatur akhir (T2) = 250 °C = 482 °F - Fluida dingin

Laju alir fluida dingin = 2387,31kg/jam = 5263,06 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir (t2) = 150 °C = 302 °F

Panas yang diserap (Q) = 898900.9947 kJ/jam = 851990,40 Btu/jam (1) ∆t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida Dingin Selisih

T1 = 482 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 302 °F ∆t1 = 180 °F T2 = 482 °F

Temperatur yang lebih

rendah t1 = 86 °F ∆t2 = 396 °F T1 – T2 = 0 °F

Selisih

t2 – t1 = 216 °F ∆t2 – ∆t1 = 216 °F 953 , 273 180 396 ln 216 Δt Δt ln Δt Δt LMTD 1 2 1 2 =       =       − = °F

(36)

0 216 0 t t T T R 1 2 2 1 = = − − = 545 , 0 86 482 216 t T t t S 1 1 1 2 = − = − − =

Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,83 Maka ∆t = FT× LMTD = 0,83 ×273,953 = 227,38099°F (2) Tc dan tc = + = + = 2 482 482 2 T T T 1 2 c 482 °F = + = + = 2 302 86 2 t t t 1 2 c 194 °F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in

- Jenis tube = 18 BWG

- Pitch (PT) = 1 1/4 in triangular pitch

- Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 5-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003.

Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2 o o 2 D ft 674 , 93 F 227,38099 F ft jam Btu 40 Btu/jam 851990,40 Δt U Q A = × ⋅ ⋅ = × =

Luas permukaan luar (a″) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, 29,8174 /ft ft 2618 , 0 ft 2 1 ft 93,674 a L A N ₂ 2 " t = × = × = buah

(37)

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 32 tube dengan ID shell 10 in. c. Koreksi UD 2 " t ft 5312 , 100 0,2618 32 ft 12 a N L A = × × = × × = ft2/ft F ft jam Btu 272 , 7 3 F 227,38099 x ft 100,5312 Btu/jam 851990,40 Δt A Q U_D ₂ ₂ ° ⋅ ⋅ = ° = ⋅ =

Fluida panas : steam, tube

(3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern, 1965) n 144 a N a ' t t t × × = (Pers. (7.48), Kern, 1965) = × × = 2 144 0,639 32 t a 0,071 ft2 (4) Kecepatan massa: t t a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) = = 071 , 0 1155,72 t G 16277,75 lbm/jam.ft2 (5) Bilangan Reynold: Pada Tc = 482 °F

µ = 0,0135 cP = 0,0326 lbm/ft2⋅jam (Gambar 14, Kern, 1965) Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh :

ID = 0,902 in = 0,0752 ft µ × = t t G ID Re (Pers.(7.3), Kern, 1965) = × = 0326 , 0 75 , 16277 0752 , 0 Re_t 37548,67

(6) Taksir jH dari Ganbar 24 Kern (1965), diperoleh jH = 120 pada Ret = 17413,16 (7) Pada Tc = 482 °F

(38)

c = 0,54 Btu/lbm.°F (Gambar 2,Kern, 1965)

k = 0,1 Btu/jam lbm ft.°F (Tabel 5, Kern, 1965)

=       × =       13 13 1 , 0 0326 , 0 54 , 0 . k cµ 0,6341 (8) 3 1 t i k . c ID k jH h       µ × × = ϕ = × × = 0,6341 0,0752 1 , 0 120 t i h ϕ 101,186 2699 , 91 1 902 , 0 186 , 101 × = = × = t io t i t io h OD ID h h ϕ ϕ ϕ

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕt = 1 (Kern, 1965)

F ft Btu/jam 2699 , 91 1 2699 , 91 × = 2 o = × = io t t io io h h h ϕ ϕ

Fluida dingin : bahan,shell (3’) Flow area shell

2 T ' s s ft P 144 B C D a × × × = (Pers. (7.1), Kern, 1965)

Ds = Diameter dalam shell = 17,25 in B = Baffle spacing = 8 in PT = Tube pitch = 11/4 in C′ = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in 0,1917 1,25 144 8 25 , 0 25 , 17 = × × × = s a ft2 (4’) Kecepatan massa

(39)

s s a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) 69 , 27454 1917 , 0 5263,06 ₌ = s G lbm/jam.ft2 (5’) Bilangan Reynold Pada tc = 194 0F µ = 0,013 cP = 0,0314 lbm/ft2⋅jam

Dari Gambar 28, Kern, untuk 1 in dan 11/4triangular pitch, diperoleh De = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,06 ft µ × = e s s G D Re (Pers. (7.3), Kern, 1965) 94 , 126713 013 , 0 69 , 27454 0,06 Res = × =

(6′) Taksir JH dari Gambar 28, Kern, diperoleh JH = 350 pada Res = 126713,94 (7’) Pada tc = 194 0F c = 0,05 Btu/lbm⋅°F k = 0,5 Btu/jam lbm ft.°F 109 , 0 5 , 0 013 , 0 05 , 0 . 13 13 =       × =       k cµ (8’) 3 1 e H s o k . c D k J h       µ × × = ϕ 92 , 317 109 , 0 06 , 0 5 , 0 350× × = = s o h ϕ

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕ_s = 1 (Kern, 1965) F ft Btu/jam 92 , 317 1 92 , 317 × = 2 o = × = s s o o h h ϕ ϕ

(40)

(10) Clean Overall Coefficient, UC F . ft . Btu/jam 912 , 70 92 , 317 2699 , 91 92 , 317 2699 , 91 h h h h U 2 o io o io C ₊ = ° × = + × = (Pers. (6.38), Kern, 1965) (11) Faktor pengotor, Rd 0,01273 37,272 912 , 0 7 272 , 7 3 912 , 0 7 U U U U R D C D C d = × − = × − = (Pers. (6.13), Kern, 1965)

Rd hitung ≥ Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima.

Pressure drop

Fluida panas : sisi tube (1) Untuk Ret = 37548,67

f = 0,00019 ft2/in2 (Gambar 26, Kern, 1965)

s = 1,02 (Tabel 6, Kern, 1965) φt = 1 (2) t φ s ID 10 10 5,22 n L 2 t G f t ΔP ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = (Pers. (7.53), Kern, 1965) (1) (1,02) (0,0752) ) 10 10 (5,22 2) ( ) 12 ( 2 ) 16277,75 ( (0,00019) t ΔP × × × ⋅ × × × = = 0,0003018 psi

(3) Dari Gambar 27, Kern, 1965 diperoleh

2g' 2 V = 0,0005 psi 0039 , 0 .0,0005 1,02 (4).(2) 2g' 2 V . s 4n r ΔP = = = ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,0003018 psi + 0,0039 psi = 0,0042018 psi

(41)

Fluida dingin : sisi shell (1′) Untuk Res = 126713,94

φs =1 s = 1,02 (2′) B L x 12 1 N+ = 8 12 x 12 1 N+ = = 18 (Pers. (7.43), Kern, 1965) Ds = 17,25/12 = 1,4375 ft (3′) s .s. e D . 10 10 . 22 , 5 1) (N . s D . 2 s G f. s P ϕ + = ∆ (Pers. (7.44), Kern, 1965) (1) (1,02) (0,06) 10 10 . 22 , 5 (18) (1,4375) 2 26713,94) 1 ( 15 0,001 s P × × × × × × = ∆ = 0,1496 psi

∆Ps yang diperbolehkan = 6 psi

LC.6 Heater Asam Asetat (E-122)

Fungsi : Menaikkan temperatur asam asetat sebelum dimasukkan ke reaktor dari 30oC menjadi 150oC

Jenis : 1 – 2 shell and tube exchanger

- Fluida panas

Laju alir fluida panas = 243,2031712kg/jam = 536,166 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 250 °C = 482 °F

Laju alir fluida dingin = 1540,2kg/jam = 3395,524 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 30 °C = 86 °F

(42)

T1 = 482 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 302 °F ∆t1 = 180 °F T2 = 482 °F Temperatur yang lebih

rendah t1 = 86 °F ∆t2 = 396 °F T1 – T2 = 0 °F

Selisih

t2 – t1 = 216 °F ∆t2 – ∆t1 = 216 °F 953 , 273 180 396 ln 216 Δt Δt ln Δt Δt LMTD 1 2 1 2 =       =       − = °F 0 216 0 t t T T R 1 2 2 1 = = − − = 545 , 0 86 482 216 t T t t S 1 1 1 2 = − = − − =

Dari Gambar 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,83 Maka ∆t = FT× LMTD = 0,83×273,953 = 227,38099°F (4) Tc dan tc = + = + = 2 482 482 2 T T T 1 2 c 482 °F = + = + = 2 302 86 2 t t t 1 2 c 194 °F

(43)

d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas, diperoleh UD = 5-50, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003.

Diambil UD = 40 Btu/jam⋅ft2⋅°F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2 o o 2 D ft 458 , 43 F 227,38099 F ft jam Btu 40 Btu/jam 395257,59 Δt U Q A = × ⋅ ⋅ = × =

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 21 tube dengan ID

shell 8 in. f. Koreksi UD 2 " t ft 9736 , 65 ft2/ft 0,2618 21 ft 12 a N L A = × × = × × = F ft jam Btu 348 , 6 2 F 227,38099 x ft 9736 , 65 Btu/jam 395257,59 Δt A Q UD ₂ ₂ ° ⋅ ⋅ = ° = ⋅ =

(3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern, 1965) n 144 a N a ' t t t _× × = (Pers. (7.48), Kern, 1965) = × × = 2 144 0,639 21 t a 0,0466 ft2 (4) Kecepatan massa: t t a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) = = 0466 , 0 536,166 t G 11505,71 lbm/jam.ft 2

(44)

(5) Bilangan Reynold: Pada Tc = 482 °F

ID = 0,902 in = 0,0752 ft µ × = t t G ID Re (Pers.(7.3), Kern, 1965) = × = 0326 , 0 11505,71 0752 , 0 Re_t 26540,77

(9) Taksir jH dari Ganbar 24 Kern (1965), diperoleh jH = 96 pada Ret = 26540,77 (10) Pada Tc = 482 °F

=       × =       13 13 099 , 0 0326 , 0 71 , 0 . k cµ 0,616 (11) 3 1 t i k . c ID k jH h       µ × × = ϕ = × × = 0,616 0,0752 0,099 96 t i h ϕ 77,852 222 , 0 7 1 902 , 0 852 , 7 7 × = = × = t io t i t io h OD ID h h ϕ ϕ ϕ

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕ_t = 1 (Kern, 1965)

F ft Btu/jam 222 , 0 7 1 222 , 0 7 × = 2 o = × = io t t io io h h h ϕ ϕ

(45)

Ds = Diameter dalam shell = 17,25 in B = Baffle spacing = 8 in PT = Tube pitch = 11/4 in C′ = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in 0,1917 1,25 144 8 25 , 0 25 , 17 = × × × = s a ft2 (4’) Kecepatan massa s s a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) 697 , 17712 1917 , 0 3395,524 = = s G lbm/jam.ft2 (5’) Bilangan Reynold Pada tc = 194 0F µ = 0,0125 cP = 0,0302 lbm/ft2⋅jam

Dari Gambar 28, Kern, untuk 1 in dan 11/4triangular pitch, diperoleh De = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,06 ft µ × = e s s G D Re (Pers. (7.3), Kern, 1965) 789 , 35190 0302 , 0 697 , 17712 0,06 Re_s = × =

(6′) Taksir JH dari Gambar 28, Kern, diperoleh JH = 110 pada Res = 35190,789 (7’) Pada tc = 194 0F

c = 0,62 Btu/lbm⋅°F k = 0,05421 Btu/jam lbm ft.°F

(46)

716 , 0 05421 , 0 0302 , 0 62 , 0 . 13 13 =       × =       k cµ (8’) 3 1 e H s o k . c D k J h       µ × × = ϕ 954 , 129 716 , 0 06 , 0 099 , 0 110× × = = s o h ϕ

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕ_s = 1 (Kern, 1965) F ft Btu/jam 954 , 129 1 954 , 129 × = 2 o = × = s s o o h h ϕ ϕ

(10) Clean Overall Coefficient, UC

F . ft . Btu/jam 588 , 5 4 954 , 129 222 , 0 7 954 , 129 222 , 0 7 h h h h U 2 o io o io C = ° + × = + × = (Pers. (6.38), Kern, 1965) (11) Faktor pengotor, Rd 0,01602 26,348 588 , 5 4 348 , 6 2 588 , 5 4 U U U U R D C D C d = × − = × − = (Pers. (6.13), Kern, 1965)

Rd hitung ≥ Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima.

Pressure drop

s = 1,05 (Tabel 6, Kern, 1965) φt = 1 (2) t φ s ID 10 10 5,22 n L 2 t G f t ΔP ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = (Pers. (7.53), Kern, 1965) (1) (1,05) (0,0752) ) 10 10 (5,22 2) ( ) 12 ( 2 ) 11505,71 ( (0,00021) t ΔP × × × ⋅ × × × = = 0,00012 psi

(47)

(3) Dari Gambar 27, Kern, 1965 diperoleh 2g' 2 V = 0,0005 psi 0039 , 0 .0,0005 1,02 (4).(2) 2g' 2 V . s 4n r ΔP = = = ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 0,00012 psi + 0,0039 psi = 0,00402 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi

φs =1 s = 1,05 (2′) B L x 12 1 N+ = 8 12 x 12 1 N+ = = 18 (Pers. (7.43), Kern, 1965) Ds = 17,25/12 = 1,4375 ft (3′) s .s. e D . 10 10 . 22 , 5 1) (N . s D . 2 s G f. s P ϕ + = ∆ (Pers. (7.44), Kern, 1965) (1) (1,05) (0,06) 10 10 . 22 , 5 (18) (1,4375) 2 ) 697 , 17712 ( 65 0,001 s P × × × × × × = ∆ = 0,00407 psi

LC.7 Reaktor (M-130)

(48)

Jenis : Reaktor tangki berpengaduk

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Jumlah : 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 grade C Kondisi Operasi : Temperatur : 150oC

Tekanan : 2,5 atm = 36.739 psia Faktor Kelonggaran : 20%

Laju alir massa : 3927,51 kg/jam Densitas campuran :

Tabel LC.1 Densitas Campuran Pada Reaktor

Komponen F Fraksi Berat ρ (kg/m3 ) (Wikipedia,2010) rcampuran (kg/m3) (kg/jam) C6H5NH2 2387,31 0,60784314 1022 621,033 CH3COOH 1540,2 0,39215686 1049 411,373 Total 3927,51 1 1032

Tabel LC.2 Komposisi Bahan Masuk ke Tangki Pencampur

Componen F (kg/jam) V (m3/jam)

Anilin 2387,31 2,336

Asam Asetat 1540,2 1,468

∑ 3927,51 3,804

Perhitungan Dimensi Tangki Pencampur Volume larutan, VL = 3,804 m3

Menghitung volume reaktor, V : τ =

o

v V

(Levenspiel, 1999) Dimana : τ : Waktu tinggal

V : Volume tangki yang ditempati cairan vo : Laju volumetrik umpan (Vo)

(49)

Maka : V = vo × τ

V = waktu tinggal

pan ampuran um densitas c an masuk massa ump laju total × = ₃ kg/m 1032 kg/jam 3927,51 × 8 jam = 30,446 m3 Volume tangki, Vt = 1,2 .VL = 1,2 (30,446) = 36,535 m3 Direncanakan : Hs : Di = 1 : 1 Hh : Di = 1 : 4 Dimana ; Hs = tinggi shell

Hh = tinggi head

Di = diameter dalam tangki a. Volume silinder tangki (Vs) Vs = Di .Hs 4 2 π = ( ) 4 2 i i D D π = . 3 4 Di π (Perry&Green,1999) b. Volume alas tutup tangki (Vh)

Vh = 2 2 . 3 24 4 1 . . 6 . . 6 Di Hh Di Di π π π ₌       = (Perry&Green,1999) c. Volume tangki = Vs + Vh 36,535 m3 = 3 3 . 24 . 4 Di Di π π + 36,535 m3= 3 . . 24 7 i D π 3 i D = 39,89 m3 i D = 3,42 m = 11,21 ft = 134,6454 in Hs = D_i = 3,42 m = 11,21 ft = 134,6454 in Tinggi head (Hh) Hh = .D_i 4 1 = .3,42m 0,855m 2,8051 ft 33,66in 4 1 ₌ ₌ ₌ H total = Hs + Hh = 3,42 m + 0,855 m = 4,275 m = 14,025 ft = 168,31 in d. Tebal shell tangki

(50)

0,6P 2E PR t − = + n .C (Perry&Green,1999) di mana:

t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psia) R = jari-jari dalam tangki (in) S = allowable stress (psia) E = joint efficiency

C = corrosion allowance (in/tahun) n = umur alat (tahun)

Volume larutan = 30,446 m3 Volume tangki = 36,535 m3

Tinggi larutan dalam tangki = x3,42 m 2,85m 36,535 30,446 ₌ Tekanan hidrostatik Ph = ρ x g x l = 1032 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,85 m = 28823,92 Pa = 4,18 psia Faktor kelonggaran = 20 % Maka, Pdesain = (1,2) (P operasi)

= 1,2 (36,739+ 4,18) = 49,1028 psia

- Direncanakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-285 Grade C

- Allowable working stress (S) : 13.700 psia (Peters et.al., 2004) - Joint efficiency (E) : 0,85 (Peters et.al., 2004) - Corossion allowance (C) : 0,002 in/tahun (Perry&Green,1999)

(51)

Tebal shell tangki: in tahun in tahun C n 304 , 0 ) / 002 , 0 .( 10 psia) 8 0,6(49,102 ) psia)(0,85 (13.700 in) /2 (134,6454 psia) (49,1028 . 0,6P SE PR t = + − = + − =

Tebal shell standar yang digunakan = 0,304 in (Brownell&Young,1959) e. Tebal tutup tangki

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell

Tebal tutup atas = 0,304 in (Brownell&Young,1959) Menghitung Jaket Pendingin

Jumlah air pendingin ( 150oC ) = 2956,464121kg/jam Vair pendingin = 2,956 1000 464121 , 2956 = m3/jam

Diameter dalam jaket (D1) = diameter dalam + (2 x tebal dinding ) = 134,6454 + 2 (0,304 )

= 135,2534 in = 3,435 m Tinggi jaket = tinggi reaktor = 3,42 m

Asumsi jarak jaket = 5 in

Diameter luar jaket (D2) = D1 + 2 . jarak jaket = 135,2534 in + ( 2x5 )

= 145,2534 in = 3,689 m Luas yang dilalui air pendingin ( A )

A = 4 π

₍

2

₎

1 2 2 D D − = 4 π (145,2534 2 – 135,2534 2 ) = 2805,068 in2 = 1,809 m2 Kecepatan air pendingin ( v )

v = A Vp = 809 , 1 956 , 2 = 1,634 m/jam Tebal dinding jaket ( tj )

Bahan Carbon Steel Plate SA-285 grade C

(52)

PH = 59,79 144 ) 64,425 )( 1 6454 , 134 ( 144 ) 1 ( = − = − _a H ρ psia Pdesain = 36,739 + 59,79 = 96,529 psia in C n 23 , 1 ) 002 , 0 ( 10 ,6(96,529) 0 ,85) (13.700)(0 ) (145,2534 (96,529) . 0,6P SE PD tj = + − = + − =

Dipilih tebal jaket standar = 1,23 in (Brownell&Young,1959) Perancangan Sistem Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin impeller daun enam Jumlah baffle : 4 buah

Untuk turbin standar (Mc Cabe et.al., 1999), diperoleh : Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 11,21 ft = 3,737 ft E/Da = 1 ; E = 3,737 ft L/Da = ¼ ; L = 1/4 x 3,737 ft = 0,934 ft W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 3,737 ft = 0,7474 ft J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 11,21 ft = 0,934 ft Dimana: Dt = diameter tangki Da = Diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/detik Bilangan Reynold, NRe = 3040,15 2,663 ) 21 , 1 1 )( 1 ( 64,425 ) .( . 2 ₌ 2 ₌ µ ρN Di c 5 a 3 T g ρ .D .N K P= (Mc Cabe et.al., 1999)

(53)

KT = 6,3 (Mc Cabe et.al., 1999) Hp 72 , 16 ft.lbf/det 550 1Hp x ft.lbf/det 02 , 9194 .det lbm.ft/lbf 32,174 ) lbm/ft (64,425 ft) .(3,737 put/det) (1 6,3 P ₂ 3 5 3 = = =

Efisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak = 20,895

8 , 0 72 , 16 = Hp

Maka dipilih daya motor dengan tenaga 21 hp. LC.8 Pompa Reaktor (L-131)

Fungsi : Memompa campuran dari reaktor ke evaporator Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

Tekanan pompa = 2,5 atm

Temperatur = 150 oC = 423 K

ρcampuran

Tabel LC.3 Densitas Campuran Pada Pompa Reaktor

Komponen F Fraksi Berat ρ (kg/m3) (Wikipedia,2010) rcampuran (kg/m3) (kg/jam) C6H5NHCOCH3 3447,9 0,87794158 1210 1062.309 C6H5NH2 12,09 0,00303894 1022 3,105 CH3COOH 7,8 0,00196061 1049 2,057 H2O 459,72 0,11705888 1000 117,059 Total 3927,51 1 1185 ρcampuran = 1185 kg/m3 = 73,979 lbm/ft3

(54)

Tabel LC.4 Viskositas Campuran Pada Pompa Reaktor Komponen F Fraksi Berat µ (cP) (Wikipedia,2010) µcampuran (cP) (kg/jam) C6H5NHCOCH3 3447,9 0,877941578 0,52 0,457 C6H5NH2 12,09 0,003038939 3,71 0,011 CH3COOH 7,8 0,001960606 1,04 0,002 H2O 30C 459,72 0,117058877 0,798 0,093 Total 3927,51 1 0,563 µcampuran = 0,563 cP = 0,0004 lbm/ft.s

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 (Walas,1988) = 3,9 (0,033)0,45 (73,979)0,13

= 1,46 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : 2 in

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂ 3 0,0223 / 0,033 ft s ft = 1,4798 ft/s

Bilangan Reynold : NRe =

µ × ×

(55)

= bm/ft.s 0,0004 ) 0,1723 )( / 4798 , 1 )( / 73,979 ( 3 l ft s ft ft lbm

α 2 1 2 1 2 v A A       − = 0,55

(

) ( )(

)

_{( )(}

₎

174 , 32 1 2 1,47982 = 0,285 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0)

( )(

1 32,174

)

2 3,4982 = 0,051 ft.lbf/lbm Pipa lurus 80 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆ = 4(0,0063)

₍

( )(

_{) (}

)

₎

174 , 32 . 2 . 0,1723 1,4798 . 80 2 = 0,398 ft.lbf/lbm

c g v A A . . 2 1 2 2 2 1 α       − =

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 1,4798 0 1 2 − = 0,034 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 0,7867 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + − F Ws P P z z g v v ρ α (Geankoplis,1997)

(56)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 = 2,5 atm = 5290,542 lbf/ft² ∆Z = 40 ft ρ = 73,977 lbm/ft3 Maka :

(

40

)

0 0,7867 . / 0 . / . 174 , 32 / 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + ft ftlbf lbm W_s s lbf lbm ft s ft Ws = - 40,7867 ft.lbf/lbm P Effisiensi pompa , η= 75 % Ws = - η x Wp - 40,7867 = -0,75 x Wp Wp = 54,382 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

₍

₎₍

₎

lbm/s 54,382 ft.lbf/lbm 3600 45359 , 0 3927,51 _× x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,24 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 Hp LC.9 Evaporator (V-210)

Fungsi : Mengurangi kandungan anilin dan asam asetat dalam larutan asetanilida dengan cara memekatkan produk pada suhu 225oC

Jenis : Vertikal tube evaporator

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Jumlah : 1 buah

- Fluida panas

Laju alir steam masuk = 1252,04174kg/jam = 2760,25 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 250 °C = 482 °F

(57)

Laju alir cairan masuk = 3927,51 kg/jam = 8658,589 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 150 °C = 302 °F

Temperatur akhir (t2) = 225 °C = 437 °F

T1 = 482 °F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 437 °F ∆t2 = 45°F T2 = 482°F

Temperatur yang lebih

rendah t1 = 302 °F ∆t1 = 180 °F T1 – T2 = 0 °F

Selisih

t2 – t1 = 135 °F ∆t2 – ∆t1 = -135 °F ∆t = LMTD = 180 45 log 3 , 2 135 − = 97,82 °F (1) Tc dan tc 482 2 482 482 2 T T T 1 2 c = + = + = °F 5 , 369 2 302 437 2 t t t 1 2 c = + = + = °F

- Panjang tube (L) = 12 ft = 3,6576 m

g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin medium organic, diperoleh UD = 50-100, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 60 Btu/jam⋅ft2⋅°F

(58)

2 o o 2 D ft 698 , 346 F 82 , 97 F ft jam Btu 60 Btu/jam 2 2034837,80 Δt U Q A = × ⋅ ⋅ = × =

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 131 tube dengan ID

shell 17 ¼ in dan panjang 12 ft. i. Koreksi UD 2 2 " t ft 5496 , 411 /ft ft 0,2618 131 ft 12 a N L A = × × = × × = 2. F ft jam Btu 545 , 50 F 97,82 x ft 5496 , 411 Btu/jam 2 2034837,80 Δt A Q UD ₂ ₂ ° ⋅ ⋅ = ° = ⋅ =

(3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern, 1965)

n a N a t t t _× × = 144 ' (Pers. (7.48), Kern, 1965) = × × = 4 144 0,639 131 t a 0,145 ft2 (4) Kecepatan massa: t t a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) = = 145 , 0 2760,25 t G 19036,21 lbm/jam.ft 2 (5) Bilangan Reynold: Pada Tc = 482 °F

(59)

ID = 0,902 in = 0,0752 ft µ × = t t G ID Re (Pers.(7.3), Kern, 1965) = × = 326 , 0 19036,21 0752 , 0 Re_t 4391,17

(12) Taksir jH dari Gambar 24 Kern (1965), diperoleh jH = 16 (13) Pada Tc = 482 °F

=       × =       13 13 0344 , 0 326 , 0 52 , 0 . k cµ 1,702 (14) 3 1 t i k . c ID k jH h       µ × × = ϕ = × × = 1,702 0,0752 0344 , 0 16 t i h ϕ 12,46 236 , 11 1 902 , 0 46 , 12 × = = × = t io t i t io h OD ID h h ϕ ϕ ϕ

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕ_t = 1 (Kern, 1965)

F ft Btu/jam 236 , 11 1 236 , 11 × = 2 o = × = io t t io io h h h ϕ ϕ

Ds = Diameter dalam shell =10 in B = Baffle spacing = 8 in

PT = Tube pitch = 11/4 in C′ = Clearance = PT – OD

(60)

= 11/4 – 1 = 0,25 in 0,111 1,25 144 8 25 , 0 10 = × × × = s a ft2 (4’) Kecepatan massa s s a w G = (Pers. (7.2), Kern, 1965) 45 , 78714 11 , 0 8658,589 = = s G lbm/jam.ft2 (5’) Bilangan Reynold Pada tc = 369,5 0F

µ = 0,13 cP = 0,314 lbm/ft2⋅jam (Gambar 14, Kern, 1965) Dari Gambar 28, Kern, untuk 1 in dan 11/4triangular pitch, diperoleh De = 0,99 in. De = 0,99/12 = 0,0825 ft µ s e s G D × = Re (Pers. (7.3), Kern, 1965) 314 , 0 45 , 78714 0825 , 0 Re_s = × = 20681,34

(6′) Taksir JH dari Gambar 28, Kern, diperoleh JH = 82 (7’) Pada tc = 369,5 0F

c = 0,52 Btu/lbm⋅°F (Gambar 3 Kern, 1965) k = 0,0312 Btu/jam lbm ft.°F (Tabel 5 Kern, 1965)

735 , 1 0312 , 0 314 , 0 52 , 0 . 13 13 =       × =       k cµ (8’) 3 1 e H s o k . c D k J h       µ × × = ϕ 039 , 538 735 , 1 0825 , 0 312 , 0 82× × = = s o h ϕ

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil ϕ_s = 1 (Kern, 1965)

F ft Btu/jam 039 , 538 1 039 , 538 × = 2 o = × = o t t o o h h h ϕ ϕ

(61)

F . ft . Btu/jam 11,006 039 , 538 11,236 039 , 538 11,236 h h h h U 2 o io o io C = ° + × = + × = (Pers. (6.38), Kern, 1965) (11) Faktor pengotor, Rd 0,07 545 , 50 006 , 11 545 , 50 006 , 11 U U U U R D C D C d = − = × − = x (Pers. (6.13), Kern, 1965)

Rd hitung ≥ Rd ketentuan, maka spesifikasi pemanas dapat diterima.

Pressure drop

s = 1,02 (Tabel 6, Kern, 1965) φt = 1 (2) t φ s ID 10 10 5,22 n L 2 t G f t ΔP ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = (Pers. (7.53), Kern, 1965) (1) (1,02) (0,0752) ) 10 10 (5,22 2) ( ) 12 ( 2 ) 19036,21 ( (0,000185) t ΔP × × × ⋅ × × × = = 4,02 x 10-4 psi

(3) Dari Gambar 27, Kern, 1965 diperoleh

2g' 2 V = 0,0005 psi 00392 , 0 .0,0005 1,02 (4).(2) 2g' 2 V . s 4n r ΔP = = = ∆PT = ∆Pt + ∆Pr = 4,02 x 10-4 psi + 0,00392 psi = 0,004322 psi

(62)

φs =1 s = 1,02 (2′) B L x 12 1 N+ = 8 12 x 12 1 N+ = = 18 (Pers. (7.43), Kern, 1965) Ds = 10/12 = 0,833 ft (3′) s .s. e D . 10 10 . 22 , 5 1) (N . s D . 2 s G f. s P ϕ + = ∆ (Pers. (7.44), Kern, 1965) (1) (1,02) (0,0825) 10 10 . 22 , 5 (18) (0,833) 2 ) 45 , 78714 ( 0,0019 s P × × × × × × = ∆ = 0,0402 psi

Laju alir umpan masuk = 3927,51 kg/jam Tabel LC.5 Densitas Campuran Pada Evaporator

Komponen F Fraksi Berat ρ (kg/m3 ) (Wikipedia,2010 ρ campuran (kg/m3) (kg/jam) C6H5NHCOCH3 3447,9 0,87794158 1210 1062.309 C6H5NH2 12,09 0,00303894 1022 3,105 CH3COOH 7,8 0,00196061 1049 2,057 H2O 459,72 0,11705888 1000 117,059 Total 3927,51 1 1185 Densitas Campuran = 1185 kg/m3 Faktor keamanan = 20%

(63)

Volume cairan = 3 / 1185 2 / 1 / 3927,51 m kg jam x jam kg = 1,66 m3 Volume Tangki = 3 / 1185 2 / 1 / 3927,51 . 2 , 1 m kg jam x jam kg = 1,99 m3 Volume tube = .D .L 4 2 π = .0,0254 .3,6576 4 2 π = 0,00188 m3 Volume shell = .D .L 4 2 π = .0,254 .3,6576 4 2 π = 0,18524 m3 Δ V = 0,18524 m3 - 0,00188 m3 = 0,18336 m3 Volume tangki = 1,99 m3 - 0,18336 m3 = 1,80664 m3 Direncanakan D:H = 2:3

Volume tangki = Volume silinder + 2. Volume tutup = 3/8 . π D3_{+ 2.( π/24 . D}3 ) 1,80664 m3 = 1,4391 D3 D = 1,255 m = 49,425 in Hs = 3/2 . D = 1,8825 m Tinggi tutup (Hd) = D= 4 1 0,31375 m Tinggi tangki = Hs + 2.Hd = (1,8825 + 0,31375) m = 2,19625 m

Tinggi cairan dalam tangki = . 80664 , 1 19625 , 2 (1,66-0,18336) = 1,79 m

Tekanan Hidrostatik = ρ . g . (Tinggi cairan + L) = 1185. 9,80655 . (1,79 + 3,6576) = 63305,3 Pa