Pra-Rancangan Pabrik Melamin dari Urea dengan Proses Chemie Linz dengan Kapasitas 40.000 ton/tahun

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kg/jam Waktu operasi per tahun : 330 hari

Kapasitas produksi : 40.000 ton/tahun Sehingga kapasitas produksi tiap jam = 40.000 ton/tahun

kg/jam

Untuk mendapatkan melamin sebesar 5050,505 kg/jam, digunakan perhitungan dengan menggunakan alur maju. Basis perhitungan yang digunakan adalah alur 1 (urea) sebesar 15309,633 kg/jam.

Tabel L.A Berat molekul dari bahan baku dan produk

Komponen Kode

Berat Molekul

Karbondioksida C 44,01 Asam isosianyc I 43 Ammonium karbamat AK 78

Bahan baku : Urea

Produk akhir : Melamin (99,9%) Missal F = laju alir massa (kg/jam)

W= fraksi massa

(2)

 Komposisi produk

M : 99,9% U : 0,05% B : 0,05%

 Komposisi bahan baku urea prill

U : 99,3% B : 0,57% W : 0,13%  Komposisi urea melt

U : 99,43% B : 0,57%

Konversi reaksi : 95%

Yield : 95% ( Ullman Vol. A 16 ) LA.1 Neraca Massa disekitar Melter (M-01)

ML-01

F1 = 15309,633 kg/jam U1 = 99,3%

B1 = 0,57% W1 = 0,13% U2 = 99,43% B2 = 0,57%

• Neraca Massa Total

F1 = F2 + F3

• Neraca Massa Komponen Urea : F1U1 = F2U2 Biuret: F1B1 = F2B2

F1 U1 B1 W1

F2 U2 B2 F3 W3

(3)

Water: F1W1 = F3W3

Menghitung Laju alir massa (F2) F1U1 = F2U2

F2

=

F1U1

U2

F2 =

15202,466kg/jam

99,43% F2 = 15289,731 kg/jam F1 = F2 + F3

F3 = F1 - F2

F3 = 15309,633 kg/jam - 15289,731 kg/jam F3 = W3 = 19,903kg/jam

U1 = 99,3% x F1

U1 = 99,3% x 15309,633 kg/jam U1 = 15202,466 kg/jam

B1 = 0,57% x F1

B1 = 0,57% x 15309,633 kg/jam B1 = 87,265kg/jam

W1 = 0,13% x F1

W1 = 0,13% x 15309,633 kg/jam W1 = 19,903 kg/jam

U2 = 99,43% x F2

U2 = 99,43% x 15289,731 kg/jam U2 = 15202,466 kg/jam

B2 = 0,57% x F2

B2 = 0,57% x 15289,731 kg/jam B2 = 87,206kg/jam

Tabel L.A.1 Neraca Massa (M-01)

Komponen

Alur Masuk (kg/jam)

Alur Keluar (kg/jam)

Alur 1 Alur 2 Alur 3

U 15.202,466 15.202,466 0

B 87,265 87,265 0

W 19,903 0 19,903

(4)

Total 15.309,633 15.309,633

L.A.2 Neraca Massa disekitar Reaktor (R-01)

R-01

P-03

F-01 E-72

Fuel + Air

TC

Konversi reaksi := 95% Reaksi:

6(NH2)2CO → 6NH=C=O + 6NH3 6U → 6I + 6A

Neraca massa total F2 + F4 = F5

F5 – F4 = 15289,731 kg/jam

Konversi reaksi = Ubereaksi

Uumpan

U umpan = U2 = 15289,617 kg/jam U bereaksi = konversi reaksi x U umpan U bereaksi = 95% x 15289,731 kg/jam U bereaksi = 14442,343kg/jam

U sisa = U5 = U umpan - U bereaksi

= 15289,731 kg/jam - 14442,343kg/jam = 760,123kg/jam

Mol U bereaksi = U bereaksi/BM U

= 14442,343kg/jam

60,061kg/kmol = 240,461kmol/jam Mol I hasil reaksi = Mol U bereaksi

= 240,461kmol/jam

I hasil reaksi (I5) = Mol I hasil reaksi x BM I F2

U2 B2

(5)

= 240,461kmol/jam x 43 kg/kmol = 10347,047 kg/jam

Mol A hasil reaksi = Mol U bereaksi = 240,461kmol/jam

A hasil reaksi (A5) = Mol A hasil reaksi x BM A

= 240,461kmol/jam x 17,031 kg/kmol = 4095,295 kg/jam

B5 = B2 = 87,265kg/jam F5 = U5 + B5 + I5 + A5

= (760,123+ 87,265+ 10347,047+ 4095,295) kg/jam = 20927,011 kg/jam

F4 = F5 – F2

F4 = A4 = F5 - 15289,731 kg/jam

= 20927,011 kg/jam - 15289,617 kg/jam = 5637,394 kg/jam

Tabel L.A.2 Neraca Massa (R-01)

Alur Masuk (kg/jam)

Alur Keluar

Komponen (kg/jam)

U 15.202,466 0 760,123

B 87,265 0 87,265

I 0 0 10.347,047

A 0 5637,394 9.732,690

15289,731 5637,394 20.927,011

(6)

L.A.3 Neraca Massa disekitar Reaktor (R-02)

4

R-02 V-62

Reaksi :

6NH=C=O → C3N3(NH2)3 + 3CO2 6I → M + 3C

Asam Isosianyc (I) habis bereaksi Mol I bereaksi = I bereaksi/ BM I

= 10347,047kg/jam

43kg/kmol

= 240,461 kmol/jam Mol M hasil reaksi = 1

6

x mol I bereaksi

= 1

6x 240,461 kmol/jam

= 40,077 kmol/jam

M hasil reaksi = M6 = Mol M hasil reaksi x BM M = 40,077 kmol/jam x 126 kg/kmol = 5055,698 kg/jam

Mol C hasil reaksi = 3

6

x mol I bereaksi

= 3

6

x

240,461

kmol/jam

= 120,231 kmol/jam

C hasil reaksi = C6 = Mol C hasil reaksi x BM C = 120,231 kmol/jam x 44 kg/kmol = 5291,350 kg/jam

F5 U5 B5 I5 A5

(7)

Neraca total

F5 = F6 = 20.927,011kg/jam U5 = U6 = 760,123 kg/jam B5 = B6 = 87,265 kg/jam A5 = A6 = 9.732,690 kg/jam

Tabel L.A.3 Neraca Massa (R-02)

Alur Masuk Alur Keluar Komponen (kg/jam) (kg/jam)

Alur 5 Alur 6

U 760,123 760,123

B 87,265 87,265

I 10.347,047 0

M 0 5.055,698

A 9.732,690 9.732,690

C 0 5.291,350

Total 20.927,011 20.927,011

L.A.4 Neraca Massa disekitar Quencher (Q-01)

Q-01

Perbandingan bahan yang masuk dengan bahan peng-quenching Bahan masuk : bahan peng-quenching = 1 : 0,8

Air menguap = 5% (Patent application, 2011) Neraca massa total

F6 + F7 = F8 + F9

Neraca massa komponen Urea : F6U6 = F9U9 Biuret : F6B6 = F9B9

F6 U6 B6 M6 A6

C6 F

7 W7

F8 A8 C8 W8

(8)

Melamin : F6M6 = F9M9 Ammonia : F6A6 = F8A8 Karbondioksida: F6C6 = F8C8

Water : F7W7 = F8W8 + F9W9 U6 = U9 = 760,123 kg/jam

B6 = B9 = 87,265 kg/jam M6 = M9 = 5.055,698 kg/jam A6 = A8 = 9.732,690 kg/jam C6 = C8 = 5.291,350 kg/jam F7 = W7 = 0,8 x F6

= 0,8 x 20.927,011 kg/jam = 16741,610 kg/jam W8 = 0,05 x W7

= 0,05 x 16741,610 kg/jam = 837,080 kg/jam

F8 = A8 + C8 + W8

= (9.732,690 + 5.291,350 + 837,080)kg/jam = 15861,680 kg/jam

W9 = W7 – W8

Tabel L.A.4 Neraca Massa (Q-01) Alur Masuk

(kg/jam)

Alur Keluar (kg/jam) Komponen

Alur 6 Alur 7 Alur 8 Alur 9

U 760,123 0 0 760,123

B 87,265 0 0 87,265

M 5.055,698 0 0 5.055,698

A 9.732,690 0 9.732,690 0

C 5.291,350 0 5.291,350 0

W 0 16.741,610 837,080 15.904,530 20.927,011 16.741,610 15.861,681 21.806,939

(9)

L.A.5 Neraca Massa disekitar Sentrifuse (ST-01)

ST-01

Neraca massa total F9 = F10 + F11

Neraca massa komponen Urea : F9U9 = F10U10 Biuret : F9B9 = F10B10 Melamin : F9M9 = F10M10

Water : F9W9 = F10W10 + F11W11

W10 = 1,3% dari umpan (Ullman Vol. A 16) = 1,3% x 15904,530 kg/jam

= 206,759 kg/jam W11 = F11 = W9 – W10

U9 = U10 = 760,123 kg/jam B9 = B10 = 87,265 kg/jam M9 = M10 = 5055,137 kg/jam F10 = (U10 + B10 + M10 + W10)

F10 = (760,123 + 87,265 + 5055,137 + 206,759)kg/jam = 6109,170 kg/jam

Tabel L.A.5 Neraca Massa (ST-01)

Alur Masuk Alur Keluar (kg/jam) Komponen (kg/jam)

U 760,123 760,123 0

B 87,265 87,265 0

M 5055,137 5055,137 0

W 15904,528 206,759 15697,7694 F9

U9 B9 M9 W9

F11 W11

(10)

21806,939 6109,170 15697,7694 Total 21806,939 21806,939

L.A.6 Neraca Massa disekitar Tangki Mother Liquor (ML-01)

ML-01

Neraca massa total F11+ FUT = F7

Neraca massa komponen F11W11 + FUTWUT = F7W7 FUT = F7 – F11

FUT = WUT = 16741,609 kg/jam – 15697,769 kg/jam FUT = WUT = 1043,839 kg/jam

Tabel L.A.6 Neraca Massa (ML-01)

Komponen

Alur Masuk (kg/jam)

Alur Keluar (kg/jam) Alur 11 Alur UT Alur 7 W 15697,769 1043,839 16741,609 Total 16741,609 16741,609

F11 W11

F7 W7 FUT

(11)

L.A.7 Neraca Massa disekitar Dryer (DR-01)

RD-01

TC

Komposisi produk M : 99,9% U : 0,05%

B : 0,05% ( Ullman Vol. A 16 ) Neraca massa total

F10= F13 + F12

Neraca massa komponen

Urea : F10U10 = F13U13 + F12U12 Biuret : F10B10 = F13B13 + F12U12 Melamin : F10M10 = F13M13 + F12U12 Water : F10W10 = F13W13

M12 = 99,9%xM10

= 99,9% x 5055,137 kg/jam = 5050,081 kg/jam

B12 = 0,05%xB10

= 0,05% x 87,265 kg/jam = 0,154 kg/jam

U12 = 0,05%xU10

= 0,05% x 760,123 kg/jam = 0,380 kg/jam

F12 = (M12 + B12 + U12) F10 U10 B10 M10 W10

F12 U12 B12 M12 F13

(12)

= (5050,081 + 0,154 + 0,370) kg/jam = 5050,505 kg/jam

F13 = F10 – F12

U13 = U10 – U12

B13 = B10 – B12

M13 = M10 – M12

= 5055,137 kg/jam – 5050,081 kg/jam = 5,055 kg/jam

W13 = W10

= 206,759 kg/jam

Tabel L.A.7 Neraca Massa (DR-01)

Alur Masuk Alur Keluar (kg/jam) Komponen (kg/jam)

Alur 10 Alur 13 Alur 12 U 760,123 759,743 0,370 B 87,265 87,107 0,154 M 5055,137 5,055 5050,081

W 206,759 206,759 0

(13)

L.A.8 Neraca Massa disekitar Absorbsi (ABS-01)

ABS-01

2 NH3 + CO2 → NH2 CO ONH4 (Ammonium Karbamat) CO2 habis bereaksi

Bahan masuk : bahan peng-absorbsi = 1 : 0,35 (Patent application, 2011) Mol CO2 bereaksi = massa CO2 yang masuk (C8)/ BM CO2

= 5291,911𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

44,01𝑘𝑔/𝑘𝑚𝑜𝑙

= 120,231 kmol/jam Mol NH3 bereaksi = 2 x Mol CO2 bereaksi

= 2 x 120,231 kmol/jam = 240,461 kmol/jam

NH3 bereaksi = Mol NH3 bereaksi x BM NH3 = 240,461 kmol/jam x 17,031kg/kmol = 4095,295 kg/jam

Mol NH2COONH4 hasil reaksi = Mol CO2 bereaksi = 120,231 kmol/jam

NH2COONH4 hasil reaksi = 120,231 kmol/jam x 78 kg/kmol = 9377,988 kg/jam

F14 = A14 = 0,35 x F8

= 0,35 x 15861,681 kg/jam = 5551,588 kg/jam

W8 = W17

= 837,080 kg/jam F15 = AK15 + W15

F8 A8 C8 W8 F14 A14

(14)

= 9377,988 kg/jam + 837,080 kg/jam = 10215,069 kg/jam

F16 = A16 = F14 + F8 – F15

= 5551,588 kg/jam + 15861,681 kg/jam - 10215,069 kg/jam = 11198,2 kg/jam

Tabel L.A.8 Neraca Massa (ABS-01) Alur Masuk (kg/jam)

Alur Keluar (kg/jam) Komponen

Alur 8 Alur 14 Alur 16 Alur 15 A 9732,690 5551,588 11198,2 0

C 5291,911 0 0 0

W 837,080 0 0 837,080

AK 0 0 0 9377,988

15861,681 5551,588 11198,2 10215,069

Total 21413,269 21413,269

L.A.9 Neraca Massa disekitar Vaporizer (V-01)

V-01

TC

Neraca total F18 = F17

Neraca komponen F18A18 = F17A17

F18 = A18 = 11188,982 kg/jam F18 = F17 = 11188,982 kg/jam Tabel L.A.9 Neraca Massa (PA-01)

Komponen

Alur Masuk Alur Keluar (kg/jam) (kg/jam)

Alur 18 Alur 17 A 11188,982 11188,982 Total 11188,982 11188,982

F18 A1 8

(15)

L.A.10 Neraca Massa disekitar Percabangan Ammonia (PA-01)

Total F17 = F4 + F14 Neraca Komponen F17A17 = F4A4 + F14A14

Tabel L.A.10 Neraca Massa (PA-01)

Komponen

Alur Masuk Alur Keluar (kg/jam) (kg/jam)

Alur 17 Alur 4 Alur 14 A 11188,982 5637,394 5551,588 Total 11188,982 11188,982

F4 A4

F14 A14 F17

(16)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi Satuan : kJ/jam

Temperatur : 250C = 298 K

Persamaan-persamaan termodinamika yang dipergunakan dalam perhitungan neraca energy atau panas ini adalah sebagai berikut:

• Panas masuk dan keluar

Q = H = ∫₂₉₈𝑇 _𝐾𝑛.𝐶𝑝.𝑑𝑇 ... (Smith, dkk.2005)

• Panas penguapan

Q = n.HVL ... (Smith, dkk.2005)

B.1 Kapasitas Panas

B.1.1 Kapasitas Panas Gas

Cp= A+ BT + CT2 + DT3 Dalam hubungan ini:

Cp = kapasitas panas cairan, kJ/kmol 0K T = suhu, 0K

A,B,C,D = konstanta Tabel LB. 1 Kapasitas panas gas

Komponen A B C D

Urea 9,3626 0,0355 -2,72E-06 -1,01E-08 Biuret 9,107 0,0787 -5,03E-05 -2,14E-08 Melamin 27,7929 3,26E-02 2,81E-05 -2,92E-08 Amonia 27,315 2,38E-02 1,71E-05 -1,18E-08 Karbondioksida 19,774 7,34E-02 -5,60E-05 2,81E-09 Air 32,1902 1,837E-03 1,504E-05 -3,59E-09

Am. Karbamat 120,57 - - -

(17)

B.1.2 Kapasitas Panas Cairan

Cp= A+ BT + CT2 Dalam hubungan ini:

Cp = kapasitas panas cairan, kJ/kmol 0K T = suhu, 0K

A,B,C = konstanta Tabel LB. 2 Kapasitas panas cairan

Komponen A B C D

Urea 104,4582 - - -

Biuret 266,7676 - - -

Air 72,356 0,0104 -1,496E-06 - Ammonia 20,1494 _0,845765 _-0,00406745 _6,60687E-06 (Sumber : Yaws, Handbook, 2003)

B.1.3 Kapasitas Panas Padat

Tabel LB. 3 Kapasitas panas padat

Komponen Cp ( kJ/kmol K)

Urea 38,43

Biuret 215,2282

Melamin 216,9436

Komponen Panas Pelelehan ( kJ/kmol K)

Panas Penguapan ( kJ/kmol K)

Panas Desublimasi ( kJ/kmol K)

Urea 15.063,048 62.207,93 -

Biuret 14.658,148 71.350,726 -

Melamin - - 121.000

Water - 40616,6 -

Ammonia - 23,3 -

(18)

B.1 Neraca Panas di Sekitar Melter (M-01) PERHITUNGAN NERACA PANAS

T1 : 30 0C T2 : 140 0C

QIN QOUT

T3:1400C

Panas Masuk

Panas yang dibawa umpan masuk melter.T1:300C:303 K (fase padat)

Alur 1

 Urea

Q = n(∫₂₉₈303𝐶𝑝𝑑𝑇)

Cp.dT = ∫₂₉₈303[38,43]dT = [(38,43) x (303-298)] = 192,15 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 253,121312 Kmol x 192,15 Kj/Kmol = 48637,2601 Kj

= 11.616,81 Kkal  Biuret

Cp.dT = ∫₂₉₈303[215,2282]dT = [(215,2282) x (303-298)] = 1076,141 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 0,846493 Kmol x 1076,141 Kj/Kmol = 910,94527 Kj

(19)

 Water

Cp.dT = ∫₂₉₈303[𝐶𝑝]dT

= 72,356(303−298) +0,0104₂ (3032−2982)

−1,5x10₃ −6(3033−2983))

= 377,406 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 1,105696 Kmol x 377,406 Kj/Kmol = 417,29621 Kj

= 99,66949 Kkal

Q alur 1 = Q urea + Q biuret + Q water

= (11616,81 + 217,5755 + 99,66949) Kkal = 11934,05503 Kkal

Panas Keluar

Alur 2  Urea

Cp.dT = ∫₂₉₈413[104,4582]dT

= [(104,4582) x (413-298)]

= 12012,693 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 253,121312 Kmol x 12012,693 Kj/Kmol = 3040668,613 Kj

= 726251,2212 Kkal  Biuret

Cp.dT = ∫₂₉₈413[266,7676]dT

= [(266,7676) x (413-298)]

= 30678,274 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 0,8464925 Kmol x 30678,274 Kj/Kmol = 25968,9285 Kj

(20)

Q alur 2 = Q urea + Q biuret

= 726251,2212 Kkal + 6202,572 Kkal = 732453,7932 Kkal

Alur 3

 Water

Cp.dT = ∫₂₉₈413[Cp]dT

Cp.dT = 72,356(413−298) +0,0104

2 (4132−2982)

−1,5x10₃ −6(4133−2983))

= 3978,433745 Kj/Kmol Q = n.Cp.dT

= 1,11203 Kmol x 3978,433745 Kj/Kmol = 4424,15496 Kj

= 1056,6913 Kkal Panas penguapan dan pelelehan (Qp)

Tabel B. 1 Panas penguapan dan pelelehan (Qp)

Komponen n (kmol) λ Q (kJ) Q (kkal) Urea 253.121312 15063,05 3812778,47 910666,493 Biuret 0.846492488 14658,15 12408,0122 2963,602791 Water 1.105695748 40616,6 44909,6019 10726,47414 Total 3870096,09 924356,5699

Q yang dibutuhkan = Qmasuk – Qkeluar

= Qalur 1 – (Qalur 2 + Qalur 3 + Qp)

=(11934,055–(732453,793+1056,691 +924356,569))Kkal = -1645932,999 Kkal

Tsteam masuk melter = 4550C = 728 K Tsteam keluar melter = 3900C = 663 K

ΔH steam 4550C(5 bar) = 3389,5 Kj/Kg = 809,568 Kkal/Kg

ΔH steam 3900C(5 bar) = 3251,2 Kj/Kg = 776,536 Kkal/Kg (Reklaitis, 1983) Kebutuhan steam = Q yang dibutuhkan / ΔH

(21)

Tabel B. 2 Neraca Panas disekitar Melter (M-01)

B.2 Neraca Panas di Sekitar Reaktor-01

Reaksi:

6 (NH2)2CO → 6 NH=C=O + 6 NH3

∆Hf NH3 = -46,150 kJ/mol ( Smith Vannes, 1996)

∆Hf as. isocyanic = -101,67 kJ/mol

∆Hf Urea = -324,5 kJ/mol ( Ullman , Vol A 16 )

∆Hf reaksi = 6 x ∆Hf NH3 + 6 x ∆Hf as. isocyanic – 6 x ∆Hf Urea

= 6x(-46,150 kJ/mol )+ 6x(-101,67 kJ/mol) – 6x(-324,5 kJ/mol) = 1060,08 kJ/mol

Mol reaksi = 240,46525 mol

Q reaksi = ∆Hf reaksi x Mol reaksi

= 1060,08 kJ/mol x 240,46525 mol = 254912,3984 Kj

= 60884,78036 Kkal Panas Masuk

Komponen

Input Output

Q1 (Kkal)

Q2 (Kkal)

Q3 (Kkal)

Qsteam (Kkal)

Qp (Kkal) Urea 11616,810 726251,221 - 910666,493

Biuret 217,576 6202,572 - 2963,603

Water 99,669 - 1056,691 10726,474

Sub total 11934,055 732453,793 1056,691 -1645932,999 924356,569

Total 11934,055 11934,055

T2:1400C

Q salt out Q salt in

T4:3600C T5: 3500C

(22)

Panas masuk alur 2 = ∑n2senyawa [∫₂₉₈413𝐶𝑝.𝑑𝑇] Tabel B. 3 Panas masuk alur 2

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Urea 253,1213 12012,693 3040668,613 726251,221 Biuret 0,84649 30678,274 25968,9285 6202,572

Total 3066637,542 732453,793

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Amonia 331,0078 13706,47671 4536950,903 1083632,106

Total 4536950,903 1083632,106

Panas keluar alur 5 = ∑n5senyawa [∫₂₉₈623𝐶𝑝.𝑑𝑇] Panas Keluar

Cp as.isocyanic 3500C = 14116,4 Kj/Kmol.K (Geankoplis, 2003) Tabel B. 5 Panas keluar alur 5

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Urea 12,65607 7800,157573 98719,30591 23578,70113 Biuret 0,845386 10363,91162 8761,503079 2092,649059 As.isosianic 240,461243 14116,4 3394447,085 810749,7577 Amonia 571,46906 13245,64891 7569478,494 1807938,878 Total 11071406,39 2644359,986

Panas penguapan (Qv) Tabel B. 6 Panas penguapan

Komponen n (kmol) λ Qv (kJ) Qv (kkal) Urea 253,121312 62207,93 15746152,86 3760903,998 Biuret 0,846493 71350,726 60397,85355 14425,77948 Total 15806550,71 3775329,778

Menghitung Qsalt

Qsalt = Q alur 5 + Q v +Q reaksi - Q alur 4 – Q alur 2

(23)

= 4.664.488,644 Kkal

Cp salt = 1, 57 kJ/kg.K = 0,3678 kkal/kg.K ( Ullman , Vol A 16 ) Tsalt masuk reaktor = 3900C = 663 K

Tsalt keluar reaktor = 3600C = 633 K

ΔT = 30 K

Kebutuhan salt = Q salt/ Cp.ΔT

= 4.664.488,644𝐾𝑘𝑎𝑙

0,3678𝐾𝑘𝑎𝑙_𝑘𝑔_._𝐾𝑥30𝐾

= 371.737,533 Kg Tabel B. 7 Neraca Panas disekitar Reaktor-01

Komponen

INPUT OUTPUT

Q2 Q4 Qsalt Q5 QV QReaksi

(kkal/jam) (kkal/jam) (kkal/jam) (kkal/jam) (kkal/jam) (kkal/jam)

Urea 726251,221 - - 23578,701 3760903,998 -

Biuret 6202,572 - - 2092,649 14425,779 -

Amonia - 1083632,106 - 1807938,878 - -

As.Isocyanic - - - 810749,758 - -

732453,793 1083632,106 4664488,644 2644359,986 3775329,778 60884,780

Total 6480574,544 6480574,544

B.3 Neraca Panas di Sekitar Furnace

Panas masuk alur 4a = ∑n4asenyawa [∫₂₉₈408𝐶𝑝.𝑑𝑇] Panas Masuk

Tabel B. 8 Panas masuk alur 4a

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Amonia 331,008 4106,609 1359319,694 324667,931

Total 1359319,694 324667,931

Furnace

T4a :1350C Q salt

Q fuel

(24)

Panas keluar alur 4b = ∑n4bsenyawa [∫₂₉₈633𝐶𝑝.𝑑𝑇] Panas Keluar

Tabel B. 9 Panas keluar alur 4b

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Amonia 331,008 13706,47671 4536950,903 1083632,106

Total 4536950,903 1083632,106

Q fuel = Q salt + Q4b - Q4a Menghitung Q Fuel

= (4665054,284+ 1083632,106- 324667,931) Kkal = 5423452,819 Kkal

Efisiensi furnace = 70% Menghitung kebutuhan fuel

Kebutuhan panas (Qbb) = 𝑄𝑓𝑢𝑒𝑙

𝐸𝑓𝑖𝑠𝑖𝑒𝑛𝑠𝑖𝑓𝑢𝑟𝑛𝑎𝑐𝑒

= 5423452,819𝐾𝑘𝑎𝑙

70% = 7747789,742 Kkal = 30725689,01 Btu

Bahan bakar yang digunakan solar, dengan nilai panas = 19.440 Btu / lb Densitas = 54,26 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar = 30725689,01𝐵𝑡𝑢

19440𝐵𝑡𝑢/𝑙𝑏

= 1580,5396 lb = 29,129 ft3 Tabel B.10 Neraca Panas disekitar Furnace

Komponen INPUT OUTPUT

Q4a(kkal/jam) Qfuel(kkal/jam) Q4b(kkal/jam) Qsalt(kkal/jam)

Urea - - - -

Biuret - - - -

Melamin - - - -

(25)

B.4 Neraca Panas di Sekitar Vaporizer

Panas masuk alur 18 = ∑n18senyawa [∫267 𝐶𝑝.𝑑𝑇] ,5

298

Panas Masuk

Tabel B. 11 Panas masuk alur 18

Total 1674666,438 399987,207

Tabel B. 12 Panas keluar alur 17

Total 2697949,406 644394,1449

Menghitung panas penguapan (Q v)

Komponen n (kmol) λ Qv (kJ) Qv (kkal) Amonia 656,977 23,3 15307,5737 3656,1512

Total 15307,5737 3656,1512

Q yang dibutuhkan = Qmasuk + QV – Q keluar

= 399987,207 kkal + 3656,1512 kkal - 644394,1449 kkal = -240750,7868 kkal

ΔH steam 4550C(5 bar) = 3389,5 Kj/Kg = 809,568 Kkal/Kg

ΔH steam 3900C(5 bar) = 3251,2 Kj/Kg (Reklaitis, 1983) = 776,536 Kkal/Kg

T18: -5.50C

T17: 1350C

(26)

Tsteam masuk = 4550C = 728 K Tsteam keluar = 3900C = 663 K

Kebutuhan steam = Q yang dibutuhkan / ΔH

= ₍−240750₇₇₆_,_536−809,7868_,₅₆₈𝐾𝑘𝑎𝑙₎_{𝐾𝑘𝑎𝑙} 𝑘𝑔

= 7288,325 Kg

Tabel B.13 Neraca Panas disekitar Vaporizer

Q18 (kkal/jam) QV (kkal/jam) Q17 (kkal/jam) Qsteam (kkal/jam) Amonia 399987,2069 644394,1449

399987,2069 3656,1512 644394,1449 -240750,7868

Total 403643,3581 403643,3581

B.5 Neraca Panas di Sekitar Reaktor-02

R-02

Panas masuk alur 5 = ∑n5senyawa [∫₂₉₈623𝐶𝑝.𝑑𝑇] Panas Masuk

Cp as.isocyanic 3500C = 14116,4 Kj/Kmol.K (Geankoplis, 2003) Tabel B. 14 Panas masuk alur 5

Komponen n

(kmol) ∫Cp dT

Q5 (kJ)

Q5 (kkal) Urea 12,656 7800,158 98719,306 23578,701 Biuret 0,845 10363,912 8761,503 2092,649 As.isocyanic 240,461 14116,400 3394447,085 810749,758 Amonia 571,469 13245,649 7569478,494 1807938,878 Total 11071406,390 2644359,986 T5: 3500C

(27)

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q6 (kJ) Q6 (kkal) Urea 12,656 10692,576 135325,937 32322,045 Biuret 0,845 13632,779 11524,957 2752,689 Melamin 40,074 20239,933 811101,812 193728,339 Amonia 571,469 17993,148 10282527,390 2455939,474 CO2 120,243 17954,649 2158927,501 515650,975 Total 13399407,600 3200393,521

Reaksi:

6 NH=C=O → C3N3(NH2)3 + 3 CO2

∆Hf CO2 = -393,509 kJ/mol

∆Hf as. isocyanic = -101,67 kJ/mol ( Smith Vannes, 1996)

∆Hf melamin = -71,72 kJ/mol ( Ullman , Vol A 16 )

∆Hf reaksi = 3 x ∆Hf CO2 + ∆Hf melamin – 6 x ∆Hf as.isosianic = (3 x (-393,509) + (-71,72 ) – 6 x (-101,67)) kJ/mol = -642,23 kJ/mol

= (-642,23 kJ/mol) x 80,15375 mol = -51477,14128 kJ

= -12295,10397 Kkal

ΔH(4550C, 5 bar) = 3389,5 kJ/Kg = 809,568 Kkal/Kg

ΔH(3900C, 5 bar) = 3251,2 kJ/Kg

= 776,536 Kkal/Kg (Reklaitis, 1983) Q yang dibutuhkan = Q5 – (Q6 + Qreaksi)

= (2644359,986– (3200393,521+ (-12295,10397)) Kkal = -543738,4318 Kkal

(28)

Kebutuhan steam = Q yang dibutuhkan / Cp ΔT

= ₍−543738₇₇₆_,_536−809,4318_,₅₆₈𝐾𝑘𝑎𝑙₎_{𝐾𝑘𝑎𝑙} 𝑘𝑔

= 16460,767 Kg

Tabel B.16 Neraca Panas disekitar Reaktor-02

Komponen

INPUT OUTPUT

Q5 (kkal/jam)

Q6 (kkal/jam)

Qsteam (kkal/jam)

Qreaksi (kkal/jam) Urea 23578,701 32322,045

Biuret 2092,649 2752,689 As.Isocyanic 810749,758 - Melamin - 193728,339

CO2 - 515650,975

Ammonia 1807938,878 2455939,474

2644359,986 3200393,521 -543738,4318 -12295,10397 Total 2644359,986 2644359,986

B.6 Neraca Panas di Sekitar Quenching (Q-01)

Q-01

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q6 (kJ) Q6 (kkal) Urea 12,656 10692,576 135325,937 32322,045 Biuret 0,845 13632,779 11524,957 2752,689 Melamin 40,074 20239,933 811101,812 193728,339 Amonia 571,469 17993,148 10282527,390 2455939,474

T6: 4500C

T7: 300C

(29)

CO2 120,243 17954,649 2158927,501 515650,975 Total 13399407,600 3200393,521

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q (kJ) Q (kkal) Water 930,0893733 376,7305385 350393,0705 83689,9471

Total 350393,0705 83689,9471

Panas keluar alur 9 = ∑n9senyawa [∫494 𝐶𝑝.𝑑𝑇] ,919

298

Panas Keluar

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q9 (kJ) Q9 (kkal) Urea 12,656 20569,829 260335,427 62180,048 Biuret 0,845 52531,672 44409,923 10607,128 Melamin 40,074 42720,368 1712005,485 408905,485 Water 883,585 6910,600 6106158,559 1458430,916 Total 8122909,393 1940123,577

298

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q8 (kJ) Q8 (kkal) Ammonia 571,469 7623,355 4356553,201 1040544,856

CO2 120,243 7891,930 948961,308 226655,514 Water 46,505 6910,600 321376,766 76759,522 Total 5626891,275 1343959,892

Tabel B.21 Neraca Panas disekitar Quenching (Q-01)

Q6(kkal/jam) Q7(kkal/jam) Q9(kkal/jam) Q8(kkal/jam)

Urea 32322,045 - 62180,048 -

Biuret 2752,689 - 10607,128 -

Melamin 193728,339 - 408905,485 -

Ammonia 2455939,474 - - 1040544,856

CO2 515650,975 - - 226655,514

Water - 83689,947 1458430,916 76759,522 3200393,521 83689,947 1940123,577 1343959,892

(30)

B.7 Neraca Panas di Sekitar HE -01

Panas masuk alur 8a = ∑n8asenyawa [∫494 𝐶𝑝.𝑑𝑇] ,92

298

Panas Masuk

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q8a(kJ) Q8a (kkal) Ammonia 571,469 7623,355 4356553,201 1040544,856 CO2 120,243 7891,930 948961,308 226655,514 Water 46,505 6910,600 321376,766 76759,522 Total 5626891,275 1343959,892

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q8b (kJ) Q8b (kkal) Ammonia 571,469 3524,133 2013932,745 481019,572 CO2 120,243 3659,869 440074,916 105110,088 Water 46,505 3275,663 152332,974 36384,106 Total 2606340,635 622513,766

Q Cooling water = Q8a – Q8b

= 1343959,892Kkal - 622513,766 Kkal = 721446,126 Kkal

Cp Cooling water = 1,008 kkal/kg.K (Geankoplis, 2003) Tcw masuk HE = 300C = 303 K

Tcw keluar HE = 500C = 323 K

Δ T = 20 K

Kebutuhan cooling water = Qcooling water / Cp ΔT

= 721446,126𝐾𝑘𝑎𝑙

1,008𝐾𝑘𝑎𝑙

𝑘𝑔𝐾𝑥20𝐾

HE-01

T 8b : 120 0_C T 8a : 221.92 0C

(31)

= 35786,018 kg Tabel B.24 Neraca Panas disekitar HE-01

Q8a(kkal/jam) Q8b(kkal/jam) Qcw(kkal/jam) Ammonia 1040544,856 481019,572

CO2 226655,514 105110,088 Water 76759,522 36384,106

1343959,892 622513,766 721446,126 Total 1343959,892 1343959,892

B.8 Neraca Panas di Sekitar HE -02

Panas masuk alur 9a = ∑n9asenyawa [∫494 𝐶𝑝.𝑑𝑇] ,92

298

Panas Masuk

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q9a (kJ) Q9a (kkal) Urea 12,656 20570,012 260335,427 62180,048 Biuret 0,845 52532,141 44409,923 10607,128 Melamin 40,074 42720,749 1712005,485 408905,485 Water 883,585 6910,664 6106158,559 1458430,916 Total 8122909,393 1940123,577

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q9b (kJ) Q9b (kkal) Urea 12,656 2113,650 26750,493 6389,246 Biuret 0,845 11837,551 10007,297 2390,202 Melamin 40,074 11931,898 478162,843 8854,868 Water 883,585 4157,028 3673086,901 877301,734 Total 4188007,534 894936,049

Q Cooling water = Q9a – Q9b

= 1940123,577 kkal - 894936,049 kkal HE-02

T 9b : 80 0_C

T 9a : 221.92 0_C

(32)

= 1045187,528 kkal

Cp cooling water = 1,008 kkal/kg.K (Geankoplis, 2003) Tcw masuk HE = 300C = 303K

Tcw keluar HE = 500C = 323K

Δ T = 20 K

Kebutuhan cooling water = Qcooling water / Cp ΔT

= 1045187,528𝐾𝑘𝑎𝑙

1,008𝐾𝑘𝑎𝑙_𝑘𝑔𝐾𝑥20𝐾

= 51844,61946 kg

Tabel B.26 Neraca Panas disekitar HE-02

Q9a(kkal/jam) Q9b(kkal/jam) Qcw(kkal/jam)

Urea 62180,048 6389,246 -

Biuret 10607,128 2390,202 -

Melamin 408905,485 8854,868 -

Water 1458430,916 877301,734 -

1940123,577 894936,049 1045187,528 Total 1940123,577 1940123,577

B.9 Neraca Panas di Sekitar Dryer (DR-01)

RD-01

TC

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q10 (kJ) Q10 (kkal) Urea 12,656 2113,650 26750,493 6389,246

T10: 800C

T13: 1200C

(33)

Biuret 0,845 11837,551 10007,297 2390,202 Melamin 40,074 11931,898 478162,843 114207,233 Water 11,487 4157,028 47750,129 11404,923 Total 562670,763 134391,603

Komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q13 (kJ) Q13 (kkal) Urea 12,649 3650,850 46182,294 11030,452 Biuret 0,845 20446,679 17276,688 4126,466 Melamin 0,041 20609,642 825,918 197,267 Water 11,487 7198,102 82681,748 19748,196 Total 146966,648 35102,381

Panas keluar alur 12 = ∑n12senyawa [∫₂₉₈393𝐶𝑝.𝑑𝑇] Tabel B. 29 Panas keluar alur 12

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q12 (kJ) Q12 (kkal) Urea 0,0063 3650,850 23,103 5,518 Biuret 0,0004 20446,679 8,643 2,064 Melamin 40,0343 20609,642 825091,721 197069,772 Total 825123,466 197077,354

Cp Nitrogen 1800C = 1,047477 kJ/kg = 0,250185583 kkal/kg Cp Nitrogen 850C = 1,0415018 kJ/kg

= 0,248758431 kkal/kg (Geankoplis, 2003) Cp Oksigen 1800C = 0,95595 kJ/kg

= 0,228324735 kkal/kg Cp Oksigen 850C = 0,927801444 kJ/kg

= 0,221601568 kkal/kg Qudara = Q10 – (Q13 + Q14)

= 134391,603 kkal – (35102,381 + 197077,354) kkal = -97788,13208 kkal

(34)

Tudara keluar = 850C = 358 K

ΔT = 95 K

Kebutuhan udara = Qudara / Cp ΔT

= ₍₀_,_24876+0_,₂₂₁₆−97788₎₋₍₀_,_250186+0,13208_,𝑘𝑘𝑎𝑙₂₂₈₃₂₅₎_{𝑘𝑘𝑎𝑙}

𝑘𝑔𝐾 𝑥95𝐾

= 126295,5163 kg Tabel B.30 Neraca Panas disekitar Dryer (D-01)

Komponen IN OUT

Q10 (kkal) Q13 (kkal) Q14 (kkal) Qudara (kkal) Urea 6389,246 11030,452 5,518 - Biuret 2390,202 4126,466 2,064 - Melamin 114207,233 197,267 197069,772 - Water 11404,923 19748,196 - - 134391,603 35102,381 197077,354 -97788,132

Total 134391,603 134391,603

B.10 Neraca Panas di Sekitar Absorbsi (ABS-01)

ABS-01

Panas masuk alur 8b = ∑n8bsenyawa [∫₂₉₈393𝐶𝑝.𝑑𝑇] Panas Masuk

Tabel B. 31 Panas masuk alur 8b

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q8b (kJ) Q8b (kkal) Ammonia 571,469 3524,133 2013932,745 481019,572 CO2 120,243 3659,869 440074,916 105110,088 Water 46,505 3275,663 152332,974 36384,106 Total 2606340,635 622513,766

Panas masuk alur 14 = ∑n14senyawa [∫₂₉₈408𝐶𝑝.𝑑𝑇] T8b: 1200C

T14: 1350C T16: 123,290C

(35)

Total 1338629,71 319726,2134

Reaksi:

2 NH3 + CO2 → NH2 CO ONH4 (Ammonium Karbamat)

∆Hf CO2 = -393,509 kJ/mol

∆Hf NH3 = -46,110 kJ/mol ( Smith Vannes, 1996)

∆Hf Amonium karbamat = -645,61 kJ/mol (Perry, 1991)

∆Hf reaksi = (2 x ∆Hf NH3 + ∆Hf CO2) - ∆Hf NH2 CO ONH4 = (2 x (-46,110)+ (-393,509)) kJ/mol – (-645,61) kJ/mol = -159,881 kJ/mol

= (-159,881 kJ/mol) x 240,461 mol = -38445,18394 kJ

= -9182,474429 Kkal

298

Panas Keluar

Total 2400848,106 573432,718

298

(36)

Tabel B.34 Neraca Panas disekitar Absorbsi (ABS-01)

Komponen

INPUT OUTPUT

Q14 (kkal/jam)

Q8b (kkal/jam)

Q16 (kkal/jam)

Q15 (kkal/jam)

Qreaksi (kkal/jam) Ammonia 319726,213 481019,572 573432,719 - -

CO2 - 105110,088 - - -

A. Karbamat - - - 340324,256 -

Water - 36384,106 - 37665,479 -

319726,213 622513,766 573432,719 377989,735 -9182,474

Total 942239,979 942239,979

B.11 Neraca Panas di Sekitar Vaporizer (V-01)

TC

Panas masuk alur 18 = 427520 kJ/jam Panas Masuk

= 102111,3977 kkal/jam

Tabel B.35 Panas keluar Alur 17 (V-01)

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q17 (kJ) Q17 (kkal) Amonia 656,9774135 4106,609071 2697949,406 644394,1449

Total 2697949,406 644394,1449

Saturated steam pada 1 atm, 4550C, H(4550C) = 902,7 btu/lbm = 2099,6802 kJ/kg Saturated steam pada 1 atm, 3500C, Hv (3500C) = 2567,7 kJ/kg

HL = 1671,8 kJ/kg

λ = [H(4550C)-HV(3500C)]+[HV(3500C)-HL(3500C)] = (2099,6802 – 2567,7) + (2567,7 – 1671,8) = 427,8802 kJ/kg

T18; -5,50C T17; 1350C

(37)

Selisih panas adalah:

𝑑𝑄

𝑑𝑡 = 2697949,406 – 427520) kj/jam

= 2270429.406 kj/jam Steam yang diperlukan adalah:

m = 𝑑𝑄

𝑑𝑡

𝜆

= 2270429,406𝑘𝐽/𝑗𝑎𝑚

427,8802𝑘𝐽/𝑘𝑔 = 5306,227 kg/jam

Tabel B.36 Neraca Panas disekitar Vaporizer (V-01)

Q18 (kJ/jam) dQ/dt Q17 (kJ/jam)

Amonia 427520 - 2697949,406

- 2270429,406 -

Total 2697949,406 2697949,406

B.12 Neraca Panas di Sekitar Heater (E-01)

Massa udara masuk = 126295,5163 kg/jam Udara = Nitrogen : Oksigen

79% : 21%

Massa Nitrogen = 79% x 126295,5163 kg/jam = 99773,45788 kg/jam

Massa Oksigen = 21% x 126295,5163 kg/jam = 26522,05842 kg/jam

Tabel B.37 Panas masuk alur 19 (E-01)

(38)

Tabel B.38 Panas keluar Alur 20 (E-01)

Komponen n (kmol) ∫Cp dT Q20 (kJ) Q20 (kkal) Nitrogen 2078,614 4544,998 9447294,635 2256447,558 Oksigen 828,814 4580,064 3796022,240 906664,336

Total 13243316,870 3163111,893

Qhw = 13243316,87 kJ/jam – 423481,7177 kJ/jam = 12819835,16 kJ/jam

Saturated steam pada 1 atm, 4550C, H(4550C) = 902,7 btu/lbm = 2099.6802 kJ/kg Saturated steam pada 1 atm, 250C, HV (250C) = 2801,412 kJ/kg

HL = 1085,687 kJ/kg

λ = [H(4550C)-HV(2500C)]+[HV(2500C)-HL(2500C)] = (2099,6802 – 2801,412) + (2801,412 – 1085,687) = 1013,933 kJ/kg

Steam yang diperlukan adalah:

m = 𝑄ℎ𝑤

𝜆

= 12819835,16𝑘𝐽/𝑗𝑎𝑚

1013,933𝑘𝐽/𝑘𝑔 = 12642,9179 kg/jam

Tabel B.39 Neraca Panas disekitar Heater (E-01)

(39)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1. Gudang Bahan Baku Urea (G-01)

Fungsi : Tempat bahan baku urea

Bentuk Bangunan : Gedung berbentuk persegi panjang ditutup atap Bahan Konstruksi : Dinding : batu bata

Lantai : aspal Atap : asbes Jumlah : 1 unit

Kondisi Ruangan : Temperatur: 300C Tekanan: 1 atm

Lama persediaan, θ = 4 hari = 96 jam Laju bahan masuk, m = 15.309,633 kg/jam Densitas urea = 1.320 kg/m3

a. Perhitungan Desain Karung

Digunakan 1 ikatan/karung memuat 15 kg urea. Diperkirakan dalam karung tersebut terdapat ruang kosong berisi udara sebanyak 30%.

Volume urea/karung = 15𝑘𝑔

1.320𝑘𝑔/𝑚3 = 0,0114 m 3

Volume desain = (1+30%) x 0,0114 m3 = 0,0148 m3

Jumlah ikatan/karung =

15.309,633_𝑗𝑎𝑚𝑘𝑔 𝑥96𝑗𝑎𝑚

15𝑘𝑔

= 97.981,6538 karung = 97.982 karung Volume total karung/bulan = 97.982 x 0,0148 m3

= 1.447,456 m3

b. Perhitungan Desain Bangunan

Direncanakan gedung berjumlah 2 unit dengan faktor kosong ruangan 20% dan faktor kosong area jalan dalam gudang 20%.

(40)

= 2.026,439 m3

Bangunan diperkirakan dibangun dengan lebar 20 m, dengan tinggi tumpukan karung 5 m, sehingga:

V = p x l x t

P = 𝑉

𝑙.𝑡

= 2.026,439𝑚3

20𝑚𝑥5𝑚

= 20,264 m

Tinggi bangunan direncanakan 2 x tinggi tumpukan bahan baku = 10 m. Jadi ukuran bangunan gedung yang digunakan adalah:

Panjang = 20,264 m Lebar = 20 m Tinggi = 10 m

C.2. Elevator (E-01)

Fungsi : mengangkut urea dari gudang bahan baku ke silo Jenis : bucket elevator

Bahan Konstruksi : malleable cast iron

Jumlah : 1 unit

Laju padatan = 15.309,6334 kg/jam = 15,309 ton/jam Faktor kelonggaran = 12%

Kapasitas total padatan urea = (1+0,12) x 15.309,6334 kg/jam = 17.146,789 kg/jam

= 4,763 kg/s

Spesifikasi:

Tinggi elevasi = 25 ft = 7,62 m

(Tabel 21-9, Perry, 1999)

Ukuran bucket = 8 x 51/2 x 71/4 in Jarak antar bucket = 8 in

(41)

P = 0,07m0,63ΔZ (Timmerhaus,2003) Perhitungan daya:

Dimana: P = daya (kW)

m = laju alir massa (kg/s)

ΔZ = tinggi elevator (m)

m = 4,763 kg/s

ΔZ = 25 ft = 7,62 m

Maka P = 0,07m0,63ΔZ

= 0,07(4,7630,63)( 7,62 m) = 1,426 kW = 1,912 Hp

C.3. Tangki Pencair Urea (Melter) (M-01)

Fungsi : tempat menampung dan mencairkan bahan baku urea Bentuk : silinder tegak, tutup ellipsoidal, alas datar

Bahan Konstruksi : carbon steel, SA-283, Grade C

Kondisi Penyimpanan : Tekanan = 1 atm = 14,696 psi Temperatur = 1400C

Laju alir massa (F) = 15.309,6334 kg/jam Ukuran Tangki

Densitas (ρ) = 1.320 kg/m3

Faktor keamanan (fk) = 20% = 0,2

Volume umpan, (v) = 15.309,6334𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

1.320𝑘𝑔/𝑚3 = 11,598 m 3

Volume tangki (V) = (1+𝑓𝑘)𝑥𝑡𝑥𝐹

𝜌

= (1+0,2)𝑥1𝑗𝑎𝑚𝑥15.309,6334𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

1.320𝑘𝑔/𝑚3 = 13,918 m3

Direncanakan:

Diameter Dan Tinggi Shell

(42)

Tinggi head : Diameter (Hh : Dt = 1 : 4)

Volume head (ellipsoidal) :

Vh = 𝜋

diameter tutup = diameter tangki= 2,199 m Diameter Dan Tinggi Tutup

Hh : D = 1 : 4

Hh = 1/4D = (1/4) x 2,199 m = 0,5498 m = 1,804 ft Tinggi tangki = Hs + Hh = 3,299 m + 0,5498 m

= 3,849 m

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon steel, SA-283, Grade C.

Tebal Dinding Silinder Tangki

Dari Tabel 13.1 (Brownell, 1959), diperoleh data:

- Allowable working stress (S) = 12.650 psi

- Efisiensi sambungan (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun

Umur alat (A) = 10 tahun = 41.489,80006 Pa = 6,01758 Psi

Tekanan operasi = 14,696 psi + Ph = 14,696 psi + 6,01758 Psi = 20,714 psi

(43)

Tebal dinding silinder tangki:

Dari Tabel 5.4 (Brownell, 1959), diperoleh tebal tangki 1,5 in

Jenis pemanas yang dipakai adalah coil pemanas, dengan persamaan sebagai berikut:

Perhitungan Alat Pemanas Tangki

ℎ𝑐.𝐷𝑡

N = lama putaran dalam satu lilitan coil = 1 rps

ρ = 92,7804 lbm/ft3

μ = 3,0916 lbm/ft.jam

k = 0,38 Btu/hrft2(0F/ft)

Untuk steam pemanas hoi = 1500

Uc = ℎ𝑐𝑥ℎ𝑜𝑖

ℎ𝑐+ℎ𝑜𝑖=

39,3597𝑥1500

39,3597+1500 = 38,35335 Btu/hrft 2

(44)

Hd = 1

Luas permukaan perpindahan panas :

A = 𝑄

𝑈𝐷𝑥𝛥𝑇 =

5920940

34,396𝑥450 = 382,537 ft 2

Digunakan koil dengan ukuran 3/4 in OD tube, BWG 18,a' = 0,1963 ft2/ft Diameter spiral, Ds = 0,9Dt

= 0,9 x 7,215 ft = 6,494 ft

Luas permukaan lilitan spiral = πDs.a' = 3,14x6,494 ft x 0,1963 ft2/ft = 4,0027 ft2 Jumlah lilitan, Nt = 382,537 ft2/4,0027 ft2 = 95,569 = 96 lilitan

Fungsi : memompa urea cair ke reaktor (R-01) Jenis : pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit

Bahan Konstruksi : commercial steel

Temperatur = 1400C

Debit alir/laju alir volumetrik, Q = 𝐹

𝜌 =

9,3754

(45)

= 0,1138 ft3/det

Diameter optimum, Di,opt = 3,9xQ0,45x ρ0,13 (peters, 1991) = 3,9x0,1138 0,45 x 82,405 0,13

= 2,6023 in

Ukuran spesifikasi pipa: (App. C. 6a. Foust, 1980) Ukuran pipa nominal = 4 in

Schedule pipa = 40

Diameter dalam (ID) = 4,026 in = 0,3355 ft Diameter luar (OD) = 4,5 in = 0,3749 ft Luas penampang dalam (At) = 0,088 ft2

Bahan konstruksi = commercial steel

Kecepatan linier, v = 𝑄

𝐴𝑡 =

0,1138

0,088 = 1,2929 ft/det

Bilangan Reynold, Nre =

𝜌𝑣𝐷 𝜇 =

82,405𝑥1,2929𝑥0,3355

0,000148 = 241.690,254 Karena Nre>4000, maka aliran turbulen.

Untuk pipa commercial steeldan pipa 4 in, sch.40, diperoleh ε/D = 0,00045

untuk Nre = 241.690,254 dan ε/D = 0,00045, diperoleh: f = 0,0046

(Geankoplis, 2003) Instalasi pipa:

- Panjang pipa lurus, L1 = 30 ft

- 1 buah gate valve fully open; L/D = 13 (App.C-2a, foust, 1980) L2 = 1 x 13 x 0,3355 ft = 4,3615 ft

- 2 buah standart elbow 900; L/D = 30 (App.C-2a, foust, 1980) L3 = 2 x 30 x 0,3355 ft = 20,1298 ft

- 1 buah sharp edge entrance; K= 0,5; L/D = 30(app.c-2c;C-2d, foust, 1980) L4 = 0,5 x 30 x 0,3355 ft = 5,03245 ft

- 1 buah sharp edge exit; K = 1,0; L/D = 60(App.C-2c;C-2d, foust, 1980) L5 = 1,0 x 60 x 0,3355 ft = 20,1298 ft

Panjang pipa total, (∑L) = 79,654 ft Faktor gesekan,

F = 𝑓.𝑣2.∑𝐿

2.𝑔𝑐.𝐷 =

0,0046𝑥(1,2929)2𝑥79,654

(46)

Tinggi pemompaan, Δz = 40 ft

Static head, Δz.g/gc = 40 ft.lbf/lbm

Velocity head, Δv2/2gc = 0

Pressure head, 𝛥𝑃

𝜌 =

22,875−14,696

82,405 = 0,0993

Ws =Δz 𝑔

𝑔𝑐+ Δv

2

/2.gc + 𝛥𝑃

𝜌 + F

= 40 + 0 + 0,0993 + 0,0284 = 40,1276 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P = 𝑊𝑠.𝑄.𝜌

550 =

40,1276𝑥0,1138𝑥82,405

550 = 0,684 Hp

Untuk efisiensi pompa 80%, maka

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 0,684

0,8 = 0,855 Hp

C.5. Reaktor 1 (R-01)

Fungsi : tempat mengkonversi urea menjadi asam isocyanic Jenis : reaktor unggun fluidisasi

Kondisi Operasi :

Temperatur = 3500C

Tekanan = 0,35 Mpa = 3,454 atm

Reaksi : 6 (NH2)2CO → 6 NH = C =O (g) + 6 NH3(g)

a. Menghitung Kecepatan Minimum Fluidisasi (Umf)

Data: diambil dari fluidisasion engineering (Kuni & Levenspiel, 1969) Diameter partikel = 0,2032 mm

= 0,02032 cm

Densitas partikel, ρs = 3,99 gr/cm3

Densitas gas, ρg = 0,001365 gr/cm3

Viskositas (μ) gas = 0,0017541 gr/cm.s

Harga ε saat minimum fluidisasi:

(47)

1,75

b. Menghitung Kecepatan Gas, Uo

Kecepatan gas diasumsikan 10 kali dari kecepatan minimum fluidisasi, maka Uo = 10 x Umf = 10 x 0,665 cm/s = 6,65 cm/s = 0,0665 m/s

c. Menghitung Kecepatan Akhir Dari Partikel Pada Reaktor, Ut

Ut = 𝑔(𝜌𝑠−𝜌𝑔)𝑑𝑝

d. Menghitung Diameter Gelembung Awal, Dbo

dbo = 2,78

e. Kecepatan Timbul Gelombang (Ubr) Dengan Kecepatan Gelembung Ub Asumsi: diameter bubble rata-rata = 22 cm

Ubr = 0,711(g.db)0,5……….pers. 4.2) = 0,711(980x22)0,5

(48)

Ub = Uo-Umf+Ubr……….pers. 4.12) = 0,0665 m/s – 0,00665 m/s + 1,04398 m/s

= 1,1038 m/s

f. Kecepatan Gelembung Dan Gas, Ub* Ub* = Ub+3umf

= 1,1038 m/s +(3x0,00665 m/s) = 1,12378 m/s

g. Fraksi Dari Bed Pada Gelembung, δ

δ = (Uo-Um)/Ub ……… pers. 4.19) = (0,0665 m/s - 0,00665 m/s)/ 1,1038 m/s

= 0,0542

h. Koefisien Interchange Antara Fase Gelembung Dan Emulsi, Kbe

Kbe = 4,5𝑈𝑚𝑓

𝑑𝑏 = 4,5 0,665

22 = 0,136 cm/s

Basis: 1gmol gas pada T = 623 K dan P = 3,454231 atm, Aliran Fluidizing Gas

R = 0,082057 l.atm/gmol.K Laju Alir Gas (F) = 5637,394 kg/jam

V = 𝑛𝑅𝑇

𝑃 =

1𝑥0,082057𝑥623

3,454231 = 14,7997 liter/jam BM NH3 = 17 gr/mol

ρ NH3 = 1,1487 gr/liter = 0,0011487 kg/liter

Viskositas gas, μ gas pada 3500

C = 0,0235 cP

= 0,000235 gr/cm.s

Q = 𝐹

𝜌 =

5637,394

1,1487 = 4.907,74 m 3

/jam

(49)

A = 𝑄

𝑈𝑜 =

1,3633𝑚3/𝑠

0,0665𝑚/𝑠 = 20,5 m 2

dt =

�

4𝐴

𝜋

�

0,5

=

�

4𝑥20,5𝑚 2

3,14

�

0,5

= 5,111 m

Dengan Faktor Keamanan 10 %, maka : dt = (1+0,1)x 5,111 m

= 5,6213 m

Menghitung Transport Disengaging Heigth (TDH )

Dari fig. 3.16, diperoleh harga ( TDH/dt ) = 2 ( Kunii, 1977 : 94 ) TDH = 2 dt

= 2 x 5,6213 m = 11,243 m

Menghitung Tinggi Head bagian Bawah (Lh) Dipilih elliptical dished head, sehingga: Lh = ¼ x dt

= 1

4x 5,6213 m = 1,4053 m

Lf = 𝑙𝑚𝑓(1−𝜀𝑚𝑓)

(1−𝜀𝑚𝑓)(1−𝛿) pers. 3.38)

Lmf = 5,714

Lf = 5,714(1−0,44)

(1−0,44)(1−0,0542) = 6,0416 m Menghitung tinggi reaktor ( L )

L = TDH + Lh + Lf

= 11,243 m + 1,4053 m + 6,0416 m = 18,6895 m

Diambil faktor keamanan 10 %, maka ; L = (1+0,1) x 18,6895 m

= 20,558 m

(50)

Untuk menghindari terjadinya entrainment atau aliran partikel padat pada

freeboard, maka kecepatan gas pada freeboard (Uc) << Ut.

Asumsi : Uc = 30 cm/s = 0,3 m/s Persamaan yang digunakan:

Df =

�

4𝐴𝑓

i. Menentukan Tebal Reaktor Persamaan yang digunakan:

t = 0,6628 in

j. Menentukan Dimensi Koil Pemanas Menghitung Diameter Koil

Persamaan yang dipakai:

Di = 3,9 . (Qf)0,45. (ρ)0,13 (Peters, 1980:380) Laju alir molten salt (F) = 371.782,6119 kg/jam

= 819.626,5694 lb/jam

ρ : density molten = 123,81 lb/cuft Dipilih D nominal 10 in

(51)

Diameter dalam (ID) = 10,02 in Diameter luar (OD) = 10,75 in Flow area (a) = 78,8 in2 Surface area, a't = 2,62 ft2/lin ft

k. Menghitung Luas Koil Menyeluruh Jumlah Lingkaran = A/A’

A’ : luas satu lingkaran koil= π . Dc . a’t

Dc : diameter lingkaran koil = Dt – 2 . jarak koil dari dinding reaktor = 5,6213 - (2x2,406) = 0,8093 m = 2,65519 ft

A' = π . Dc . a’t

= 3,14x2,65519 ftx2,62 ft2/lin ft = 21,84378 ft2

Jumlah lingkaran koil = A/A’

= 476,2488

21,84378 = 21,802 lingkaran

C.6. Reaktor 2 (R-02)

Fungsi : mereaksikan asam isocyanic menjadi melamin dan karbon dioksida

Jenis : fixed bed reactor

Bahan : low alloy steel SA-318 Kondisi operasi : T = 4500C = 723 K

P = 1,5 atm

Laju massa gas (F) = 20.927,0109 kg/jam BM campuran = 65,56 kg/kmol

R = 0,082057 m3.atm/kgmol.K

Densitas gas = 𝑃.𝐵𝑀

𝑅.𝑇 =

1,5𝑎𝑡𝑚𝑥65,56𝑘𝑔/𝑘𝑚𝑜𝑙 0,082057𝑚3𝑎𝑡𝑚

𝑘𝑚𝑜𝑙.𝐾 𝑥723𝐾

(52)

Volume gas = 𝐹

𝜌 =

20.927,0109𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

1,6576𝑘𝑔/𝑚3

= 12624.9013 m3/jam Volume katalis :

Katalis yang digunakan adalah alumina (Ullman, 2005)

7800 GHSV = 𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑔𝑎𝑠

𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑘𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑠, pada kondisi standart (25

0

C, 1 atm)

Densitas gas pada keadaan standart= 1𝑥65,56

0,082057𝑥298 = 2,6811 kg/m 3

Volume gas pada keadaan standart = 𝐹

𝜌

= 20.927,0109

2,6811

= 7.805,4369 m3 = 275.641,1992 ft3

Volume katalis= 𝑉

7800 =

275.641,1992𝑓𝑡3

7800

= 35,3386 ft3 = 1,00069 m3 Density katalis = 4,13 gr/cm3 = 4130 kg/m3 Berat katalis = V x ρ

= 1,00069 m3 x 4130 kg/m3 = 4.132,8788 kg

Waktu tinggal (t) = 28 s

Volume gas = 12624,9013 m3/jam x 28 s x 1𝑗𝑎𝑚

3600𝑠

= 98,1937 m3

Porositas pada reaktor fixed bed = 0,4 (Ulrich, 1984)

Maka volume katalis = 1,00069𝑚 3

1−0,4 = 1,6678 m 3

Volume total = 1,00069 + 1,6679 = 2,6685 m3

(53)

Volume tangki, Vt = (1+0,2)x2,6685 m3 = 3,2022 m3

Ukuran reaktor :

Volume total = 3,2022 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 3 : 2 Perbandingan tinggi elipsoidal : diameter tangki (Ht : D) = 1 : 4

Volume silinder = 𝜋

4x D

2

x Hs = 3𝜋

8 x D

3

Volume tutup ellipsoidal = 𝜋

24x D

3 x 2

Vt = Vs + Vh

Vt = 11𝜋

24 x D

3

Diameter tangki =

�

24𝑉𝑡

11𝜋

3

=

�

24𝑥3,2022

11𝑥3,14 3

= 1,3055 m = 51,398 in

Tinggi tangki = 3

2x 1,3055 m

= 1,9583 m

Tinggi tutup ellipsoidal (He) = 1

4x 1,3055 m

= 0,3264 m Tinggi total reaktor = Hs + 2.He

= 1,9583 m + (2x0,3264 m) = 2,611 m

Tinggi bahan dalam tangki = 2,6685𝑥1,9583

3,2022 = 1,6319 m

Tekanan hidrostatis = densitas bahan x g x tinggi cairan dalam tangki = 1,6576 x 9,8 x 1,6319

(54)

Pdesain = (1+0,2)x(1,5 atm + 0,000262 atm) = 1,800314 atm

= 26,4574 Psi

Allowable working stress (S) = 11000 psi

Efisiensi sambungan (E) = 0,8

Corrosion factor (CA) = 0,125 in/tahun

Umur alat (n) = 10 tahun

ts = 𝑃𝐷

2𝑆𝐸−1,2𝑃+nCA

= 26,4574𝑥51,398

(2𝑥11000𝑥0,8)−(1,2𝑥26,4574)+(10x0,125) = 1,3274 in

Maka digunakan silinder dengan tebal tangki = 1,3274 in Menentukan Spesifikasi Shell dan Tube

Reaktan / umpan masuk ke dalam tube, sedangkan steam masuk ke dalam shell. a. Menentukan Jenis Dan Ukuran Tube

Susunan = Triangular

Nominal size = 1 inch = 0,08333 ft = 0,0254 m

Schedule No. = 80

Outside Diameter = 1,32 inch = 0,11 ft = 0,03353 m

Inside Diameter = 0,957 inch = 0,0798 ft = 0,02431 m

Flow area per pipe = 0,718 in2 = 0,0050 ft2 = 0,00046 m2

Outside surface / lin ft = 0,344 ft2 = 49,536 in2 = 0,03196 m2

Inside surface / lin ft = 0,25 ft2 = 36 in2 = 0,02323 m2

b. Menghitung Mass Velocity Umpan (Gt)

asumsi: Re = 6500

Gt =

𝑅𝑒𝑥𝜇 𝐷𝑡 =

6500𝑥0,0001754𝑘𝑔/𝑚.𝑠

0,0243𝑚 = 46,905 kg/m 2

s

(55)

c. Menentukan Jumlah Tube (Nt)

W (jumlah massa umpan) = 20927,011 kg/jam

at =

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,00142 in + (0,0098 in/tahun x 10 tahun) = 0,0994 in

e. Diameter Dan Tinggi Shell

(56)

= 0,7207 m = 28,3734 in

panjang tube = 𝜂/4𝑥𝐼𝐷 2

𝑉

=

3,14

4 𝑥0,72072

3,2023 = 0,1273 m Tinggi shell = panjang tube = 0,1273 m

C.7. Quencher (Q-01)

Fungsi : tempat untuk mendinginkan uap melamin Bentuk : silinder vertikal dengan alas bawah kerucut Kondisi Operasi:

- Laju alir uap masuk = 20.927,0109 kg/jam

- ρ uap campuran = 70,9 kg/m3

- ρ liquid campuran = 970,6 kg/m3

- Persen berat cairan masuk = 0,4444% - Persen uap masuk = 0,5556% Maka:

a. Densitas campuran uap dan cairan masuk quencher

ρvl = ((ρlx%berat(l)+ (ρvx%berat(v)) = ((970,6 x0,4444) + (70,9 x 0,5556)) = 470,767 kg/m3

b. Kecepatan uap, (Uv)

Uv = 0,035

�

𝜌𝑣

𝜌𝑣𝑙

�

0,5

Uv = 0,035

�

70,9

470,767

�

0,5

= 0,01358 m/s

c. Vapor volumetrik, Qv

Qv = 20.927,0109𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

(57)

= 0,08199 m3/s

d. Luas bejana (vessel area), A

A = 𝑄𝑣

𝑈𝑣 =

0,08199𝑚3/𝑠

0,01358𝑚/𝑠 = 6,0363 m 3

e. Diameter bejana, Dt

Dt =

�

4𝐴

𝜋

�

1/2

=

�

4𝑥6,0363

3,14

�

1/2

= 2,773 m = 9,0977 ft

f. Tinggi bejana, T

- Tinggi ellipsoidal (Hh) Direncanakan:

tinggi ellipsoidal : diameter (Hh : D = 1 : 4) Hh = 1/4 x Dt

= ¼ x 2,773 m = 0,6933 m - Tinggi silinder, H

H = Dt = 2,773 m = 9,0977 ft - Tinggi kerucut, h

sudut kemiringan shell dengan kerucut 50 h = tan 50 x ½ Dt

= tan 50 x ½ x 2,773 m = 0,1213 m

Tinggi total quencher = 0,6933 m + 2,773 m + 0,1213 m = 3,5876 m

g. Tebal dinding tangki, t

t = 𝑃.𝐷

(58)

dimana: P operasi = 1 atm = 14,696 psi Faktor keamanan = 5%

P design = 1,05 x 14,696 psi = 15,4308 psi

Allowable stress (S) = 12.650 psi

Umur alat (n) = 10 tahun Faktor korosi (Ca) = 0,125/tahun

Join efficiency (E) = 0,8

t = 15,4308𝑥9,098𝑥12𝑖𝑛/𝑓𝑡

(2𝑥12650𝑥0,8)−(1,2𝑥15,4308) + 10(0,125) = 1,333 in ≈ 1,5 in

C.8. Tangki Penyimpanan Amonia (T-01)

Fungsi : tempat meyimpan amonia

Bentuk : silinder horizontal dengan alas dan tutup hemispherical

Bahan Konstruksi : high alloy steel SA-318 Jumlah : 1 unit

Kebutuhan Perancangan : 2 hari Kondisi Operasi:

- Temperatur = -5,50C - Tekanan = 2 atm

Laju massa = 11.188,982 kg/jam Faktor kelonggaran = 20%

Perhitungan: a. Volume Tangki

Kebutuhan larutan amonia per jam = 11.188,982 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki = 11.188,982 kg/jam x 24 jam/hari x 2 hari = 537.071,152 kg

Densitas bahan dalam tangki = 592,38 kg/m3

Total volume dalam tangki = 537.071,152𝑘𝑔

592,38𝑘𝑔/𝑚3

(59)

Faktor kelonggaran = 20% (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, Vt = (1+0,2)x 906,633 m3

= 1.087,959 m3 = 1.087.959 liter Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 5 : 4

Volume silinder (Vs) = 1

4πDt

2 Hs

Vs = 5

16πDt

3

Tinggi head (Hh) = ¼ x Dt (Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) ellipsoidal = 𝜋

12 x D

3

= 𝜋

12 x�

𝐷 4�

3

Vt = Vs + 2Vh (Brownell dan Young, 1959)

Vt = (5π/16xD3_)+(π/48xD3 )

Vt = 16𝜋

48 x D

3

Diameter tangki (D) =

�

48𝑉𝑡

16𝜋

3

=

�

48𝑥1.087.959

16𝑥3,14 3

= 95,3252 dm = 9,5325 m = 375,2953 in Tinggi silinder (Hs) = 5/4 x D

= 5/4 x 9,5325 m = 11,9157 m Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = ¼ x D

= ¼ x 9,5325 m = 2,3831 m Tinggi tangki (Ht) = Hs + 2Hh

(60)

b. Tekanan Desain

Tinggi silinder (Hs) = 11,9157 m

Tinggi bahan dalam tangki = 𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑏𝑎ℎ𝑎𝑛𝑑𝑎𝑙𝑎𝑚𝑡𝑎𝑛𝑔𝑘𝑖𝑥𝑡𝑖𝑛𝑔𝑔𝑖𝑡𝑎𝑛𝑔𝑘𝑖

𝑣𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑔𝑘𝑖

= 906,633𝑚

3_𝑥₁₁_,₉₁₅₇_𝑚

1.087,959𝑚3 = 9,9297 m

Tekanan hidrostatis = densitas bahan x g x tinggi cairan dalam tangki = 592,38 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,9297 m

= 57.645,1683 Pa = 0,5689 atm Tekanan operasi = 2 atm Faktor keamanan tekanan = 20%

P desain = (1+0,2)x(0,5689 atm + 2 atm) = 3,083 atm

= 45,303 psi

c. Tebal Dinding Tangki (Bagian Silinder)

Faktor korosi (C ) = 0,0042 in/tahun (Chuse, 1954)

Allowable working stress (S) = 22500 lb/in2 (Brownell, 1959)

Efisiensi sambungan (E) = 0,9 Umur alat (A) direncanakan = 10 tahun

Tebal silinder (d) = 𝑃.𝐷

4𝑆𝐸−0,4𝑃+(C x A) (Brownell, 1959) Dimana:

d = tebal dinding tangki bagian silinder (in) P = tekanan desain (psi)

R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diijinkan

E = efisiensi pengelasan

d = 45,303𝑥375,295

(61)

d. Tebal Dinding Head (Tutup Tangki) Tebal dinding = tebal silinder = 0,252 in

C.9. Pompa (P-02)

Fungsi : mengalirkan produk quncher ke tangki sebelum ke sentrifuge

Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 buah

Kondisi Operasi:

- Temperatur = 800C

- Density (ρ) campuran = 1250 kg/m3

= 2.656,526 lbm/m3 = 75,226 lbm/ft3

- Viscosity (μ) campuran = 0,19 cP

= 0,4596 lbm/ft.jam = 0,00012767 lbm/ft.s

Laju alir massa (F) = 21.806,939 kg/jam = 48.075,262 lb/jam = 13,354 lb/s

Debit alir/laju alir volumetrik, Q = 𝐹

𝜌 =

13,354𝑙𝑏_𝑚_/_𝑠

75,226𝑙𝑏_𝑚/𝑓𝑡3 = 0,1775 ft3/s

Diameter optimum, Di,opt = 3,9 x Q0,45x ρ0,13 (Peters, 1991) = 3,9 x (0,1775)0,45 x (75,226)0,13 = 3,1416 in

Ukuran spesifikasi pipa: (App.C.6a, Foust, 1980) Ukuran pipa normal = 3 ½ in

Schedule pipa = 40

Diameter dalam (ID) = 3,548 in = 0,2957 ft Diameter luar (OD) = 4 in

(62)

Kecepatan linier, v = 𝑄

𝐴𝑡 =

0,1775𝑓𝑡3/𝑠

0,0687𝑓𝑡2 = 2,584 ft/s

Bilangan Reynold, Nre =

𝜌𝑣𝐷 𝜇 =

75,226𝑥2,584𝑥0,2957

0,00012767 = 450.148,135

Karena Nre > 4000, maka aliran turbulen.

Untuk pipa commercial steeldan pipa 3 ½ in sch. 40, diperoleh ε/D = 0,0005 Untuk Nre = 450.148,135 dan ε/D = 0,0005,

diperoleh: f = 0,0048 (Geancoplis, 1983) Instalasi Pipa:

- Panjang pipa lurus, L1= 50 ft

- 1 buah gate valve fully open; L/D= 13 (App.C-2a, Foust, 1980) L2 = 1 x 13 x 0,2957 ft = 3,8436 ft

- 2 buah standart elbow 900; L/D= 30 (App.C-2a, Foust, 1980) L3 = 2 x 30 x 0,2957 ft = 17,7398 ft

- 1 buah sharp edge entrance; K=0,5;L/D = 28(App.c-2a; C-2d Foust, 1980) L4 = 0,5 x 28 x 0,2957 ft = 4,1393 ft

- 1 buah sharp edge exit; K = 1,0; L/D = 58 (App.c-2a; C-2d Foust, 1980) L5 = 1,0 x 58 x 0,2957 ft = 17,1485 ft

Panjang pipa total (∑L) = 92,8712 ft Faktor gesekan,

F = 𝑓.𝑣 2_._∑𝐿

2.𝑔_𝑐.𝐷 =

0,0048𝑥(2,584)2𝑥92,8712

2𝑥32,174𝑥0,2957 = 0,1565 ft.lbf/lbm

Tinggi pemompaan, Δz = 40 ft

Static head, Δz𝑔

𝑔𝑐 = 40 ft.lbf/lbm

Velocity head, 𝛥𝑣

2

2𝑔_𝑐 = 0

Pressure head, 𝛥𝑃

(63)

Ws = Δz𝑔

𝑔𝑐 +

𝛥𝑣2 2𝑔𝑐 +

𝛥𝑃 𝜌 + F

= 40 + 0 + 0 + 0,1565 ft.lbf/lbm = 40,1565 ft.lbf/lbm

Tenaga pompa, P = 𝑊𝑠.𝑄.𝜌

550 =

40,1565𝑥0,1775𝑥75,226

550

= 0,975 Hp Untuk efisiensi pompa 80%, maka:

Tenaga pompa yang dibutuhkan = 0,975

0,8 = 1,2188 Hp

C.10. Centrifuge (CF-01)

Fungsi : memisahkan kristal melamin Jenis : tubular bowl centrifuge

Bahan : carbon steel, SA-283, Grade C Jumlah : 1 unit

Kondisi Operasi:

- Tekanan = 1 atm - Temperatur = 800C

- Laju alir massa = 21.806,939 kg/jam - Density (ρ) camp. = 1.205 kg/m3

- Viscosity (μ) camp. = 0,9467 cP

= 2,2902 lbm/ft.jam

Laju alir volume (Q) =𝐹

𝜌 =

21.806,939𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚

1205𝑘𝑔/𝑚3

= 18,097 m3/jam = 639,079 ft3/jam

Dari Tabel 22.1, Foust 1980, dipilih laboratory supercentrifuge

r1 = 13/4 in r2 = 71/4 in

w = 10.000 rpm = 166,667 rps

∑ = 582 ft2

(tubular bowl 13/4 in. ID x 71/4in long operating at 10000 rpm)

(64)

Q = 2.vt.∑………….. (Foust, 1980)

vt = 𝑄

2∑ =

639,079

2𝑥582 = 0,549 ft/jam

b. Volume Bahan dalam Centrifuge (V) V = ∑g/w2. 2ln(r2/r1)

= 582 ft2x32,174ft/s2/(166,667)2x2ln(7,25/1,75) = 1,916 ft3

c. Waktu Tinggal dalam Centrifuge (θ)

θ = 𝑉

𝑄 =

1,916𝑓𝑡3

639,079𝑓𝑡3/𝑗𝑎𝑚

= 0,002999 jam = 10,795 s

d. Tinggi Sentrifuge (b)

b = 𝑉

𝜋�𝑟₂2−𝑟₁2� =

1,916

3,14(7,252−1,752)

= 1,7754 ft = 0,5412 m

e. Daya yang Dibutuhkan (P)

P = 5,984 x 10-10 x sg x Q x (w.rp)2 ………..(Perry,1997) Dimana: P = daya (Hp)

Q = laju alir volume= 13,2 m3/jam= 58,113 gall/menit

sg = spesifik grafity umpan= 1205𝑘𝑔/𝑚 3

975,095𝑘𝑔/𝑚3 = 1,235

w = kecepatan angular = 10000 rpm

rp = radius sentrifuge = 7,25 in = 0,1842 m Sehingga:

P = 5,984 x 10-10 x 1,235 x 58,113 x [(10000x0,1842)2 = 0,1457 Hp

Jika efisiensi 80%, maka P = 0,1457

(65)

C.11. Rotary Dryer (RD-01)

Fungsi : untuk mengeringan produk akhir Jumlah : 1 buah

Jenis : rotary dryer

Kondisi Operasi:

Temperatur steam masuk (TG1) = 1800C = 3560F temperatur steam keluar (TG2) = 850C = 1850F Temperatur produk masuk, ts1 = 800C = 1760F Temperatur produk keluar, ts2 = 1200C = 2480F a. Mengitung Wet Bulb Temperatur, tw

Nt = 1,42

Nt = ln 𝑇𝐺1−𝑡𝑤

𝑇_𝐺2−𝑡𝑤

1,42 = ln 180−𝑡𝑤

85−𝑡𝑤

tw = 54,7190C = 130,4940F

Massa udara yang dipakai = 126.295,5163 kg = 278.429,2687 lb Panas udara masuk dryer = 97.788,132 kkal Massa velocity yang diijinkan 0,5-5 kg/m2.s

b. Menghitung Diameter Dryer

D2 = _𝜋𝐺𝑆

4

� .𝐺 dimana; Gs = massa steam, G = diambil 1 kg/m 2

.s = 738 lb/ft2.s

= 278₃_,₁₄.429,2687

4

� .738 = 166,454 ft 2

D = 10,96 ft = 3,34 m

c. Menghitung Koefisien Perpindahan Kalor, hy hy = 0,0128 x G0,8

(66)

d. Log Mean Temperature Different, ΔTLMTD

ΔTLMTD = [(TG1-ts2)-(TG2-ts1)]/ln[(TG1-ts2)-(TG2-ts1)] = [(180-120)-(85-80)]/ln[(180-120)-(85-80)] = 22,1340C

e. Menghitung Panjang Rotary Dryer, L

L = Q/[(0,4)G^0,67.D.ΔT LMTD]

=

97788,132𝑘𝑘𝑎𝑙

𝑗𝑎𝑚 𝑥3,968𝐵𝑡𝑢/𝑘𝑘𝑎𝑙 (0,4)(7380,67₎_𝑥₍₁₀_,₉₆₎_𝑥₍₂₂_,₁₃₄₎

= 47,894 ft

f. Menentukan Time Off Passage, θ θ = [0,23 L/(SN0.9.D)]+0,6.BLG/F dimana:

L = panjang dryer = 47,894 ft S = slope, Ft/ft

N = speed, r/min

D = diameter dryer = 10,96 ft

G = kecepatan steam = 738 lb/ft2.jam

F = umpan yang masuk ke dryer = 6.109,169 kg/jam = 13.468,1868 lb/jam

B = 5D0,5 = 5(10,96 ft )0,5 = 16,554

Nilai slope (S) dari Perry (1997), daya yang diijinkan 0 cm/m - 8cm/m diambil 0,5 cm/m = 0.0192 Ft/ft

N yang diijinkan dari Perry (1997) adalah 0,25 - 0,5 rad/s Jadi:

θ=[0,23x47,894 /(0.0192x(0,5)0.9

x10,96)]+0,6x16,554x47,894 x738/13.468,187 = 3396,199 detik

g. Power Dryer, Hp

(67)

Diambil Hp = 1xD = 10,96 Hp

h. Penentuan Jumlah Flight

Dari Perry (1997) range yang diijinkan: 0,6D - 2D Diambil 0,6D = 0,6x 10,96 = 6,577 flight = 7 flight

C.12. Heat Exchanger (HE-01)

Fungsi : Mendinginkan quenching gas sebelum masuk ke Absorbsi. Bahan : Stainless Steel type-302

a. Menentukan Dimensi Pendingin

Dari neraca panas didapat data-data sebagai berikut : Beban Panas (Q) = 5.626.891,3 kj/jam

= 5.333.242,92 Btu/jam Jumlah aliran gas produk = 15.861,6807 kg/jam

= 34.968,4318 lb/jam Jumlah kebutuhan air pendingin = 47.714,691 kg/jam

= 105.191,117 lb/jam

b. Menghitung ΔTLMTD Hot Fluid : gas produk

Th in = 221,92 0C = 431,456 0F Th out = 120 0C = 248 0F Cold Fluid : air pendingin (cooling water) Tc in = 300C = 86 0F Tc out = 500C = 1220F

Hot Fluid (F) Cold Fluid (F) Selisih 431,456 Suhu tinggi 122 309,456

248 Suhu rendah 86 162 183,456 Selisih 36 147,456

ΔTLMTD =

𝛥𝑇1−𝛥𝑇2 𝑙𝑛�𝛥𝑇1_𝛥𝑇2� =

183,456

𝑙𝑛�309₁₆₂,456� = 227,829

(68)

R = (T1-T2)/(t2-t1)

= 183,456

147,456 = 5,096 S = (T2-t1)/(T1-t1)

= 248−122

431,456−122 = 0,4689

FT = 0,63 ( Kern, fig 18: 828 )

c. Menentukan UD

Fluida panas berupa gas, UD = 2 – 50 ( Kern tabel 8 : 840 ) Asumsi: harga UD = 5 Btu/jamft2 0F

A= 𝑄

𝑈𝐷𝛥𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 =

5.333.242,92

5𝑥227,829 = 1.118,223 ft 2

Karena luas permukaan > 200 ft2 maka dipilih pendingin jenis shell and tube

dengan spesifikasi sbb. :

OD : 11

4 in = 1,25 in

BW = 16

ID = 1,12 in

Flow area/tube (a’t) = 0,985 in2 Surface/lin ft (a”t) = 0,3271 ft2

Panjang (L) = 10 ft ( Kern, tabel 10 : 843)

Jumlah Tube (Nt) = 𝐴

𝐿𝑥𝑎′′𝑡 =

1.118,223𝑓𝑡2

10𝑓𝑡𝑥0,3271𝑓𝑡2 = 341,859

Dari jumlah tube, diambil pendekatan pada table 9 Kern untuk menentukan spesifikasi shell :

Pitch : 1.9/16 in = 1,5625 in ; Triangular Pitch

ID shell = 35 in

Σ pass = 2