Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Butiraldehid Dari Propena Dan Gas Campuran Hidrogen-Karbon Monoksida Dengan Reaksi Hidroformilasi Katalis Rhodium Termodifikasi PPH3 Dan Silika Dengan Kapasitas 33.000 Ton/Tahun

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

LA.1 Perhitungan Pendahuluan

Perancangan pabrik pembuatan butiraldehid dilaksanakan untuk kapasitas produksi 33000 ton/tahun dengan ketentuan sebagai berikut:

1 tahun operasi = 340 hari kerja 1 hari kerja = 24 jam Basis = 1 jam operasi

Maka kapasitas produksi tiap jam adalah: = 33.000 ton

1 tahun x

1.000 kg 1 ton x

1 tahun 340 hari x

1 hari 24 jam = 4.044,1183 kg/jam

Berat molekul (Merk, 2008; Wikipedia, 2012);

Propena = 42,0804 kg/kmol Propana = 44,0962 kg/kmol Karbon Monoksida = 28,01 kg/kmol Hidrogen = 2,0158 kg/kmol n-butiraldehid = 72,1062 kg/kmol i-butiraldehid = 72,1062 kg/kmol Rhodium = 102,9055 kg/kmol Triphenilphosphine = 262,29 kg/kmol

LA.2 Laju Komposisi Umpan

Reaktan yang digunakan untuk menghasilkan n- dan i-butiraldehid adalah propena. Dari perhitungan mundur diperoleh laju alir propena pada alur 1 adalah 55,0995 kmol. Komposisi umpan masuk (N1) adalah 96,5% propena dan 3,5% propana.

Basis perhitungan : N = 55,0995 kmol

(2)

7

R-101

6

5

2CH3CH=CH2 + 2CO + 2H2 → CH3CH2CH2CHO + (CH3)2CHCHO

2CH3H8 + 2CO → CH3CH2CH2CHO + (CH3)2CHCHO

Menurut reaksi diatas maka kebutuhan CO adalah: N = N + N

= 55,0995 kmol + 1,9984 kmol = 57,0980 kmol

Perbandingan N : N = 49 : 51 maka :

N = N x

= 57,0980 kmol x 51/49 = 59,4285 kmol

LA.3 Reaktor 101

Fungsi reaktor packed bed untuk mereaksikan propena dan gas campuran (CO dan H2) menjadi gas n-butiraldehid dan iso butiraldehid.

(3)

Laju Alir Keluar:

Konversi propena dan propana 100% (Kim, dkk. 2010) dengan reaksi pembentukan butiraldehid seperti berikut:

2CH3CH=CH2 + 2CO + 2H2 → CH3CH2CH2CHO + (CH3)2CHCHO Propena gas campuran n-butiraldehid i-butiraldehid 2CH3H8 + 2CO → CH3CH2CH2CHO + (CH3)2CHCHO Propana karbon monoksida n-butiraldehid i-butiraldehid

R1(Laju pembentukan n- dan i-butiraldehid) = 1 x 55,0995 kmol

= 55,0995 kmol

R2(Laju pembentukan n- dan i-butiraldehid) = 1 x 1,9984 kmol

= 1,9984 kmol

N = N −σR

= 55,0995 kmol – (1)(55,0995 kmol) = 0

N = N −σR

= 1,9984 kmol – (1)(1,9984 kmol) = 0

N = N −σR −σR

= 57,0980 kmol – (1)(55,0995 kmol) – (1)(1,9984 kmol) = 0

N = N −σR

= 59,4285 kmol – (1)(55,0995 kmol) = 4,3290 kmol

N = R1 + R2

(4)

KO-201 9

10 11

Perbandingan pembentukan n- dan iso-butiraldehid = 14 : 1 (Kim, dkk. 2010), maka:

N = N x 14 15⁄

= 57,0980 kmol x 14/15 = 53,2914 kmol

N = N x 1 15⁄

= 57,0980 kmol x 1/15 = 3,8065 kmol

Tabel LA.1 Neraca Massa Reaktor

Komponen

Alur Masuk Alur keluar

Alur 5 Alur 6 Alur 7

N F N F N F

(kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

C3H6 55,0995 2318,6103 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000

C3H8 1,9984 88,1231 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000

CO 0,0000 0,0000 57,0980 1599,3138 0,0000 0,0000

H2 0,0000 0,0000 59,4285 119,7959 4,3290 8,7263

n-C4H8O 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 53,2914 3842,6424

i-C4H8O 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 3,8065 274,4745

Sub Total 57,0980 2406,7334 116,5264 1719,1098 61,4269 4125,8431 Total 173,6244 kmol/jam 4125,8431 kg/jam 61,4269 4125,8431 LA.4 Vertical Knockout Drum

(5)

Laju Alir Mol Masuk Separator (N6=N5) N = 4,3290 kmol

N = 53,2914 kmol N = 3,5678 kmol

Laju Alir Mol Keluar Produk Atas (N8) N = 4,3290 kmol

Laju Alir Mol Produk Bawah (N7)

N = N - N

= 4,3290 kmol – 4,3290 kmol = 0 kmol

N = 53,2914 kmol

N = 3,5678 kmol

Tabel LA.2 Neraca Massa Separator Tekanan Tinggi

Komponen

Alur Masuk Alur Keluar

Alur 9 Alur 10 Alur 11

N F N F N F

(kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

H2 4,3290 8,7263 0,0000 0,0000 4,3290 8,7263

(6)

LA.5 Kolom Destilasi

Fungsi memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid di berdasarkan perbedaan titik didihnya.

Laju Alir Mol Masuk (N9=N7)

N = 53,2914 kmol

N = 3,5678 kmol

Fraksi mol produk bawah(Bottom) yang diinginkan:

X = 0,95

X = 0,05

Fraksi mol produk atas(Destilat) yang diinginkan: X = 0,99

X = 0,01

Dari persamaan F = D + W dan Xif.F = Yid.D + Xib.W diperoleh: W = 56,0856 kmol dan D = 1,0124 kmol.

Maka:

N = X . N15

(7)

N = X . N15 = 0,05 x 56,0856 kmol = 2,8043 kmol

Laju Alir Mol Produk Atas (N15)

N = N - N

= 3,8065 kmol – 2,8043 kmol = 1,0023 kmol

N = N - N

= 53,2914 kmol – 53,2813 kmol = 0,0101 kmol

Tabel LA.3 Neraca Massa Kolom Destilasi

Komponen

Alur 13 Alur 15 Alur 19

N F N F N F

(8)

... (Yaws, 2007) LA.5.1 Kondensor

Fungsi untuk memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid sehingga dihasilkan kadar i-butiraldehid 99% dan n-butiraldehid 1% akan dikembalikan ke kolom destilasi.

Tekanan uap komponen, dapat dihitung berdasarkan persamaan Antoine: Log P = A – B

(T+C) Keterangan:

P = Tekanan (mmHg)

A, B, C = Konstanta Antoine T = Temperatur (oC) Tabel LA.4 Tabel Konstanta Antoine

Komponen A B C

i-C4H8O 7,2763 1294,6300 230,4350 n-C4H8O 7,2174 1317,9400 229,1150 (Sumber: Yaws, 2007)

Suhu Umpan Masuk Kolom Destilasi Trial T = 73,947 oC

P = 760 mmHg

Tabel LA.5 Suhu Umpan Masuk Kolom Destilasi I

Komponen Xif Pa Ki(Pa/P) Ki.Xif αiF

i-C4H8O 0,0667 1054,4192 1,3874 0,0925 1,4269

n-C4H8O 0,9333 738,9463 0,9723 0,9075 1,0000

Total 1,0000 1,0000

(9)

Penentuan Titik Embun Destilat Trial T = 64,228 oC

Tabel LA.6 Titik Embun Kolom Destilasi

Komponen Yid Pa Ki(Pa/P) Yid/Ki αid(Ki/Kj)

i-C4H8O 0,9900 763,3516 1,0044 0,9857 1,4394

n-C4H8O 0,0100 530,3112 0,6978 0,0143 1,0000

Total 1,0000 1,0000

Dari hasil perhitungan diperoleh harga ∑Y_id/Ki = 1, maka trial T dapat diterima.

Penentuan Titik Gelembung Destilat Trial T = 74,16 oC

Tabel LA.7 Titik Gelembung Kolom Destilasi

Komponen Xib Pa Ki(Pa/P) Xib.Ki αib(Ki/Kj)

i-C4H8O 0,0500 1061,6652 1,3969 0,0698 1,4267

n-C4H8O 0,9500 744,1614 0,9792 0,9302 1,0000

Total 1,0000 1,0000

Dari hasil perhitungan diperoleh harga ∑K_i.X_ib = 1, maka trial T dapat diterima.

Refluks Minimum Destilat

Umpan masuk berupa cairan yang berada pada titik didihnya, maka q = 1 RDm + 1= Σ

. −

1− = Σ . −

(10)

Tabel LA.8 Omega Point Kolom Destilasi

Komponen Xif αiF αiF,Xif αiF-θ ,

−

i-C4H8O 0,0667 1,4269 0,0951 0,0395 2,4090

n-C4H8O 0,9333 1,0000 0,9333 -0,3874 -2,4090

Total 1,0000 ∑ , = 0,0000

Oleh Karena ∑ . = 0 ; sehingga trial θ = 1,387434 dapat diterima.

Tabel LA.9 Perhitungan RDm

Komponen Yid αid αid.Yid αid-θ Xid .αi

αi-θ

i-C4H8O 0,9900 1,4394 1,4250 0,0520 27,4011

n-C4H8O 0,0100 1,0000 0,0100 -0,3874 -0,0258

Total 1,0000 , = 27,3753

R_Dm + 1= Σ . = 27,3753 RDm = 26,3753

RD = LD/D LD = RD x D

= 26,3753 x 1,0124 kmol = 26,7017 kmol

Laju Alir Mol Destilat (N15)

N = 1,0023 kmol

(11)

Laju Alir Mol Refluks (N14)

N = Yid x LD

= 0,99 x 26,7017 kmol = 26,4347 kmol

N = Yid x LD

= 0,01 x 26,7017 kmol = 0,2670 kmol

Laju Alir Mol Masuk Kondensor (N13)

N = N + N

= 26,4347 kmol + 1,0023 kmol = 27,4370 kmol

N = N + N

= 0,2670 kmol + 0,0101 kmol = 0,2771 kmol

Tabel LA.10 Neraca Massa Kondensor Kolom Destilasi I

Komponen

Alur 17 Alur 18 Alur 19

N F N F N F

(kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

n-C4H8O 0,2771 19,9836 0,2670 19,2536 0,0101 0,7300

(12)

LA.5.2 Reboiler

Fungsi untuk memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid sehingga dihasilkan kadar n-butiraldehid 95% dan n-butiraldehid 5% akan dikembalikan ke kolom destilasi dengan cara memanaskan.

Laju alir massa keluar sebagai Bottom (Produk Bawah) kolom Destilasi I (N11)

N = 53,2813 kmol

N = 2,8043 kmol

Laju alir massa yang dikembalikan ke kolom destilasi

LB = LD + (q x f) ...(Geankoplis,1997)

q = 1

LB = 26,7017 kmol + (1 x 57,0980 kmol) = 83,7997 kmol

VB = LB – W

= 83,7997 kmol – 56,0856 kmol = 27,7141 kmol

Laju Alir Mol keluar Reboiler (N12)

N = Xib x VB

= 0,95 x 27,7141 kmol = 26,3284 kmol

N = Xib x VB

= 0,05 x 27,7141 kmol = 1,3857 kmol

Laju Alir Mol Alur 10 (N10)

N = N + N

(13)

N = N + N

= 2,8043 kmol + 1,3857 kmol = 4,1900 kmol

Tabel LA.11 Neraca Massa Reboiler Kolom Destilasi

Komponen

Alur 14 Alur 16 Alur 15

N F N F N F

(14)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis Perhitungan : 1 jam operasi Satuan Operasi : kJ/jam

Temperatur Referensi : 25 oC = 298,15 K Kapasitas Produksi : 33.000 ton/tahun

Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut : Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar.

Q = H = ∫ (Smith, dkk. 1996) Data-data kapasitas panas, panas perubahan fasa dan panas reaksi komponen: Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas Cpv TK = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 (J/mol K)

Komponen a b c d

C3H6 3,1298,E+01 7,2449,E-02 1,9841,E-04 -2,1580,E-07 C3H8 2,8277,E+01 1,1600,E-01 1,9597,E-04 -2,3270,E-07 H2 1,7639,E+01 6,7006,E-02 -1,3149,E-04 1,0588,E-07 CO 2,9556,E+01 -6,5807,E-03 2,0130,E-05 -1,2230,E-08 n-C4H8O 6,4374,E+01 6,4776,E-02 3,5143,E-04 -3,5370,E-07 i-C4H8O -1,3600,E+00 4,0519,E-01 -2,5176,E-04 6,0500,E-08 H2O 3,4047,E+01 -9,6506,E-03 3,2998,E-05 -2,0447,E-08 (Reklaitis, 1983; Yaws, C, 1998)

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Cairan Cpl TK = a + bT + CT2 + dT3 (J/mol K)

Komponen a b c d

(15)

Tabel LB.3 Data Panas Perubahan Fasa Komponen Komponen Titik Didih (oC) Panas Laten (kJ/mol)

C3H6 -47,72 18,4900

C3H8 -42,04 18,8000

n-C4H8O 74,8 31,7900

i-C4H8O 64,1 30,7400

H2O 100 40,5652

(Yaws, C, 1998)

Tabel LB.4 Data Panas Reaksi Komponen

Komponen Panas Pembentukan (kJ/mol)

n-C4H8O -207,0000

i-C4H8O -215,8000

H2O -241,6040

C3H6 19,7000

C3H8 -104,7000

H2 0,0000

(Reklaitis, 1983)

Tabel LB.5 Data Panas Air Suhu (T) Hl (kJ/kg)

280C 117,43

330C 138,33

600C 251,13

(Geankoplis, 2003)

Tabel LB.6 Data Panas Steam Suhu (T) Hvl (kJ/kg)

1600C 2081,3

(16)

Beberapa persamaan yang digunakan untuk perhitungan neraca panas adalah sebagai berikut:

 Persamaan untuk menghitung kapasitas panas : Cp = a + bT + cT2 + dT3 + eT4

 Cp dalam fungsi temperatur ∫ Cp dT = a T₂ - T₁ + b

2 T2 2_{- T}

1 2 ₊c

3 T2 3_{- T}

1 3 ₊d

4 (T2 4_{- T}

1 4 T2

T1 ) +

e 5 (T2

5_{- T} 1 5₎

 Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah:

Cp dT = Cpl dT + ∆Hvl + Tb

T1

T2

T1

Cpv dT T2

Tb

 Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi : dQ

dT = r∆Hr(T) + N Cp dTout -T2

T1

N Cp dT_in T2

T1

(Reklaitis,1983 dan Smith, Van Ness, 1996)

LB.1 Heater I (E-101)

Suhu reaksi pada reaktor R-101 adalah 120 oC. Sedangkan gas campuran karbon monoksida dan hidrogen yang keluar dari expander (JC-102) memiliki suhu -86,143 o

(17)

Neraca panas masuk Heater (T=300C)

 Karbon monoksida (CO)

Cpv dT = 29,556 - 6,5807.10-3.T + 2,103.10-5.T2 -1,223.10-8.T3 dT

= 57,0980 kmol/jam x 145,3236 kJ/kmol = 8.297,6869 kJ/jam

 Hidrogen (H2)

= 59,4285 kmol/jam x 143,8810 kJ/Kmol = 8.550,632 kJ/jam

Qin total = Qin CO + Qin H2

(18)

Neraca panas keluar Heater (T=120 oC):





 Hidrogen (H2)

Qout total = Qout CO + Qout H2

(19)

Panas yang dibutuhkan (Qs): QS = Qout - Qin

= 324.564,0525 kJ/jam – 166.245,0363 kJ/jam = 307.715,7336 kJ/jam

Dari perhitungan diatas dapat ditabulasi sebagai berikut : Panas masuk :

dT Cpv N

303,15

298,15 2

senyawa

    

  







Q

_in

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater pada Alur 2

Komponen N2 Cpv dT Qin

CO 57,0980 145,3236 8.297,6869

H2 59,4285 143,8810 8.550,6320

Qin total = 16.848,3189 Panas keluar :

dT Cpv N

393,15

298,15 4

senyawa

    

  





_

Q

_out

Tabel B.8 Panas Keluar Heater pada Alur 4

Komponen N4 Cpv dt Qout

CO 57,0986 2.772,7594 158.319,0162

H2 59,4285 2.797,3958 166.245,0363

Qout total= 324.564,0525

Massa steam yang diperlukan :

Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi: Suhu : 160 oC

Tekanan : 618,06 kPa

ΔHv = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996)

m =

2081,3 36 307.715,73

(20)

LB.2 Vaporizer (FE-101)

Suhu reaksi pada reaktor R-101 adalah 120oC. Sedangkan propena (C3H6) yang berada di tangki penyimpanan memiliki suhu -49,85 oC sehingga propilen (C3H6) tersebut harus dipanaskan terlebih dahulu pada vaporizer (V-101) sebelum diumpankan kedalam reaktor (R-101) dari -49,85 oC hingga menjadi 120 oC.

Untuk menghitung panas pada zat yang berubah fasa dari cair menjadi gas digunakan persamaan berikut:

Maka:

(21)

(22)

Tabel LB.9 Panas pada vaporizer (FE-101)

Komponen N

3 (kmol/jam)

223,3Tb cpl dT

(kJ/kmol) (kJ/kmol)

Tb393,15 cpg dT (kJ/kmol)

Q

C3H6 55,0995 199,7807 18.490,0000 11119,2673 1.642.463,6400 C3H8 1,9984 763,1703 18.800,0000 12388,3239 63.851,8660

Qs 1.760.315,5060

Massa steam yang diperlukan:

ΔHvl = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996)

m =

3 , 2081

5060 1.760.315,

= 845,7769 kg/jam

LB.3 Reaktor (R-101)

Panas Masuk :

Panas masuk alur 3 N CpldT

393,15

298,15 3

senyawa

    

  







(23)

 Propena

= 55,0995 kmol x 6755,8329 kJ/kmol = 372.243,0149 kJ

 Propana

= 1,9984 kmol x 7803,4897 kJ/kmol = 15.594,4938 kJ

Qin Total = Qin C3H6 + Qin C3H8

(24)

Tabel LB.10 Panas masuk alur 3

Komponen N3 (kmol/jam) cpv dT (kJ/kmol) Qin (kJ/jam)

C3H6 55,0995 6.755,8329 372.243,0149

C3H8 1,9984 7.803,4897 15.594,4938

Qout total = 387.837,5087

Panas masuk alur 4 N Cpv dT





(25)

Qin H2 = n. Cp. dT

Qin total = Qin CO + Qin H2

= 158.319,0162 kJ/jam + 166.245,0363 kJ/jam = 324.564,0525 kJ/jam

Tabel LB.11 Panas masuk alur 4

Komponen N4 Cpv dt Qin

CO 57,0980 2.772,7594 158.319,0162

H2 59,4285 2.797,3958 166.245,0363

Qin total = 324.564,0525

Panas Keluar :

Panas keluar alur 5 N CpldT

393,15

298.15 5

senyawa 



 N-butiraldehid





(26)

 I-butiraldehid

 Hidrogen (H2)

Qout Total = Qout n-C4H8O + Qout i-C4H8O + Qout H2

(27)

Tabel LB.12 Panas keluar alur 5

Komponen N5 (kmol/jam) 298.15393,15 cpv dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)

n-C4H8O 53,2914 10.842,5929 577.816,9553

i-C4H8O 3,8065 10.542,2853 40.129,2080

H2 4,3290 2.797,3958 12.109,9260

Qout total= _630.056,0907

Panas Reaksi

Reaksi 1 : C3H6(g) + CO(g) + H2(g) n-C4H8O(g) + i-C4H8O(g)

Panas reaksi pada keadaan standar reaksi 1:

Hor1,298,15K = [( Hofn-C4H8O + Hofi-C4H8O) – (Hof C3H6 + Hof CO +

HofH2) ]

= [ (-207) + (-215,8) - (19,7 + (-110,5) + 0)] = -116,7867 kJ/mol

= -116786,6667 kJ/kmol

Reaksi 2 : C3H8(g) + CO(g) n-C4H8O(g) + i-C4H8O(g)

Panas reaksi pada keadaan standar reaksi 2:

Hor1,298,15K = [( Hofn-C4H8O + Hofi-C4H8O) – (Hof C3H8 + Hof CO) ] = [ (-207) + (-215,8) - (-104,7 + (-110,5))]

= 7,6133 kJ/mol = 7613,3333 kJ/kmol Panas reaksi total (Hr tot) :

Hr tot = (r1x Hr1) + (r2x Hr2)

= (55,0995x -116786,6667) + (1,9984x 7613,3333) = - 6.434.886,9418 kJ/jam + 15.214,4852 kJ/jam = -6.419.672,4566 kJ/jam

kmol/jam 0995

, 55 1

(1) 0995 , 55 σ

X N

r C3H6 C3H6

1 

 

kmol/jam 1,9984

1 (1) 1,9984 σ

X N

r C3H8 C3H8

2 

 

(28)

Maka, selisih panas adalah :







 2

1 2

1

T T

in T

T

out

r tot N CpdT N CpdT ΔH

dt dQ



dt dQ

-6.419.672,4566 kJ/jam + 630.056,0907 kJ/jam – 712.401,5612 kJ/jam 

dt dQ

-6.502.017,9271 kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 6.502.017,9271 kJ/jam. Data air pendingin yang digunakan:

T masuk = 28oC  H = 117,43 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) T keluar = 60oC  H = 251,13 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) Air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 1

48.631,398

kJ/kg ) 251,13

-(117,43

kJ/jam 9271 6.502.017,

-C) (60 H

-) C (28 H

Qtotal

m ₀

pendingin air 0

pendingin Air

  

LB.4 Cooler I (E-201)

(29)

Untuk menghitung panas pada zat yang berubah fasa dari cair menjadi gas digunakan persamaan berikut:

Maka:

Titik Didih (Tb) dari n-butiraldehid adalah 74,8 oC (347,95 K) dan Tb i-butiraldehid adalah 64,1 oC(337,25 K).

 N-butiraldehid

(30)

(31)

Tabel LB.13 Panas pada Cooler I (E-201)

Komponen N

5 (kmol/jam)

393,15Tb cpv dT

(kJ/kmol) (kJ/kmol)

Tb333,15 cpl dT

(kJ/kmol) Q

n-C4H8O _53,2914 _-5.361,9658 -31790 _-2.585,5494 -2.117.667,8175 i-C4H8O _3,8065 _-6.480,8435 -30740 _-706,4833 -144.370,3694

H2 4,3290 -1.781,8639 -7.713,6888

Qs -2.269.751,8757

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 2.269.751,8757 kJ/jam Data air pendingin yang digunakan:

kg/jam 8

16.976,453

kJ/kg ) 251,13

-(117,43

kJ/jam 8757 2.269.751,

-C) (60 H

-) C (28 H

Qtotal

m ₀

pendingin air 0

pendingin Air

  

LB.5 Heater II (E-301)

Suhu masuk Destilasi (D-301) adalah 73,947 oC. Sedangkan suhu keluaran Vertical Knockout Drum (V-201) yang adalah 60 oC sehingga keluaran Vertical Knockout Drum tersebut harus dipanaskan terlebih dahulu pada heater (E-301) sebelum

(32)

Panas Masuk :

 N-butiraldehid





 I-butiraldehid





Qin total = Qin n-C4H8O + Qin i-C4H8O

(33)

Tabel LB.14 Panas masuk heater E-301 pada alur 7

Komponen N7 (kmol/jam) 298.15333,15 cpl dT (kJ/kmol) Qin (kJ/jam)

n-C4H8 53,2914 5.899,7803 314.407,5518

i-C4H8 3,8065 5.847,2998 22.257,7466

Qin total= 336.665,2984

Panas Keluar :

 N-butiraldehid





 I-butiraldehid

(34)

Qout i-C4H8O = n. Cp. dT

Qout total = Qout n-C4H8O + Qout i-C4H8O

= 444.165,9397 kJ/jam + 31.483,6235 kJ/jam = 475.649,5632 kJ/jam

Tabel LB.15 Panas keluar heater H-201 pada alur 9

Komponen N9 (kmol/jam) 298.15347,097 cpl dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)

n-C4H8 53,2914 8.334,6645 444.165,9397

i-C4H8 3,8065 8.271,0163 31.483,6235

Qout total= 475.649,5632

Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi: Suhu : 160oC

ΔHvl = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996) m =

3 , 2081

48 138.984,26

(35)

LB.6 Destilasi (MD-301)

Neraca entalpi menyeluruh pada distilasi : Panas masuk = panas keluar

F.hf + qr = D.hd + W.hw + qc (Geankoplis, 1997)

Neraca entalpi di sekitaran kondensor (qc) dapat dihitung dengan persamaan : qc = V1.H1 - L.hd - D.hd (Geankoplis, 1997)

Entalpi cairan jenuh h dapat dihitung dengan persamaan :

h = xA. CpA (T-T0) + (1-xA) CpB (T-T0) + ΔHsol (Geankoplis, 1997)

Entalpi uap jenuh H dapat dihitung dengan persamaan :

(36)

LB 6.1 Neraca panas pada umpan masuk

Umpan masuk pada titik didih nya, T = 73,947 oC = 347,097 K Temperatur referensi T = 25 oC = 298,15 K

hf = xA. CpA (T-T0) + (1-xA) CpB (T-T0) + ΔHsol

Tabel LB.16 Perhitungan Neraca Panas masuk Destilasi

Komponen Xi 298.15 347,097

cpl dT (kJ/kmol)

dT l Cp Xi

hi 



91 , 337

75 , 2337

. (kJ/kmol)

i-C4H8 0,0667 8.271,0163 551,4011

n-C4H8 0,9333 8.334,6645 7.779,0202

hf 8.330,4212

LB 6.2 Neraca panas pada destilat

Temperatur cair jenuh pada distilat: T = 64,1 0C = 337,25 K Temperatur referensi T = 25 oC = 298,15 K

Tabel LB.17 Perhitungan Neraca Panas keluar di Destilat

Komponen Xi 298.15 337,25

cpl dT (kJ/kmol)

dT l Cp Xi

hi 



25 , 337

15 , 298

. (kJ/kmol)

i-C4H8 0,99 6.569,3463 6.503,6527

n-C4H8 0,01 6.625,7659 66,2577

(37)

LB 6.3 Neraca panas di bottom

Temperatur bubble point untuk xd = 0,05 adalah 74,16 0C = 347,31 K Temperatur referensi T = 25 oC = 298,15 K

Tabel LB.18 Perhitungan Neraca Panas keluar di Bottom

Komponen Xi 298.15 347,31

cpl dT (kJ/kmol)

dT l Cp Xi

hi 



31 , 347

15 , 298

. (kJ/kmol)

i-C4H8 0,05 8.308,4913 415,4246

n-C4H8 0,95 8.372,2671 7.953,6537

hW 8.369,0783

LB 6.4 Neraca panas di kondensor Perhitungan panas laten n-butiraldehid. Temperatur referensi T = 25 oC = 298,15 K:

λB = CpB (TbB – Tref) + λBb – CpyB (TbB – Tref) (Geankoplis, 1997) Dengan demikian,

Tabel LB.19 Perhitungan Panas Laten air

Temperatur dew point pada puncak kolom distilasi adalah 64,2280C = 337,378 0K.

Dengan demikian, untuk menghitung entalpi uap jenuh H adalah :

H = yA [λA + CpyA (T-T0)] + (1-yA)[ λB + CpyB (T-T0)] (Geankoplis, 1997) Komponen



Cpl dT

95 , 347

15 , 298

(kJ/kmol)

dT v Cp



,95

347

15 , 298

(kJ/kmol)

λBb (kJ/kmol)

(38)

Tabel LB.20 Perhitungan Neraca Panas di puncak kolom distilasi

Dari neraca massa distilasi, diketahui bahwa :

V = 27,7141 kmol.jam-1 ; L = 26,7017 kmol.jam-1 ; D = 1,0124 kmol.jam-1 Dengan demikian, qc dapat dihitung dengan :

qc = V1.H1 - L.hd - D.hd

qc = [(27,7141 x 35.443,2628) – (26,7017 x 6.569,9104) – (1,0124 x 6.569,9104) qc = 800.198,9758 kJ/jam

Data air pendingin yang digunakan:

kg/jam 5985,0334

kJ/kg ) 251,13

-(117,43

kJ/jam 58 800.198,97

C) (60 H

-) C (28 H

Qtotal

m ₀

pendingin air 0

pendingin Air

  

Komponen _yA



Cp v dT

378 , 337

15 , 298

(kJ/kmol)

λ (kJ/kmol)

H (kJ/kmol)

i-C4H8 0,99 4.075,3929 30.740 34.467,2390

n-C4H8 0,01 4.279,6104 31.790 976,0237

(39)

LB 6.5 Neraca panas di reboiler Dari neraca entalpi keseluruhan : F.hf + qr = D.hd + W.hw + qc Maka,

qr = (D.hd + W.hw + qc) - F.hf

qr = [(1,0124 x 6569,9104) + (56,0856 x 8369,0783) + 800.198,9758] – (57,0980 x 8330,4212) qr = 800.584,7413 kJ/jam

Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi: Suhu : 160oC

ΔHvl = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996) m =

3 , 2081

13 800.584,74

= 384,6561 kg/jam

LB.7 Cooler II (E-402)

Suhu keluaran Kondensor E-303 adalah 64,1oC. Sedangkan hasil produk i-butiraldehid yang diinginkan disimpan dalam suhu 25oC, sehingga keluaran dari kondensor harus didinginkan terlebih dahulu cooler (E-402) sebelum dimasukan ke dalam tangki penyimpan TT-502 dari suhu 64,1oC hingga menjadi 33oC .

(40)

 N-butiraldehid

 I-butiraldehid





Tabel LB.21 Panas pada Cooler II (E-402)

Komponen N

15 (kmol/jam)

Tb306,15 cpl dT

(kJ/kmol) Q

n-C4H8O 0,0101 _-5285,7015 -53,3855

i-C4H8O 1,0023 _-2448,7187 -2.454,3507

Qs -2.507,7362

(41)

T masuk = 28oC  H = 117,43 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) T keluar = 33 oC  H = 138,22 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) Air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 120,6222

kJ/kg ) 138,22

-(117,43

kJ/jam 2.507,7362

-C) (33 H

-) C (28 H

Qtotal

m ₀

pendingin air 0

pendingin Air

  

LB.8 Cooler III (E-401)

Suhu keluaran Reboiler E-302 adalah 74,16 oC. Sedangkan hasil produk i-butiraldehid yang diinginkan disimpan dalam suhu 25oC, sehingga keluaran dari kondensor harus didinginkan terlebih dahulu cooler (E-502) sebelum dimasukan ke dalam tangki penyimpan TT-402 dari suhu 64,1oC hingga menjadi 33oC .

(42)

 N-butiraldehid

 I-butiraldehid

(43)

Tabel LB.22 Panas pada Cooler III (E-401)

Komponen N

15 (kmol/jam)

347,95Tb cpv dT

(kJ/kmol) (kJ/kmol)

Tb306,15 cpl

dT (kJ/kmol) Q

n-C4H8O 0,0101 _-7.160,9078 -72,3251

i-C4H8O 1,0023 _-1.180,626 _-30.740 _-2.537,1618 -34.537,0407 Qs -34.609,3658

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 34.609,3658kJ/jam

T masuk = 28oC  H = 117,43 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) T keluar = 33 oC  H = 138,22 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) Air pendingin yang diperlukan adalah :

kg/jam 1664,7121

kJ/kg ) 138,22

-(117,43

kJ/jam 8 34.609,365

-C) (33 H

-) C (28 H

Qtotal

m ₀

pendingin air 0

pendingin Air

(44)

LAMPIRAN C

SPESIFIKASI PERALATAN

LC.1 Tangki Penyimpanan Propena (TT-101)

Fungsi : Menyimpan propena cair sebagai bahan baku selama 10 hari

Bentuk : Silider vertikal, dasar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C

Jumlah : 1 unit

Data :

Kondisi penyimpanan,

Temperatur = -49,85 oC

Tekanan = 6 atm

Kebutuhan perancangan = 10 hari Faktor kelonggaran (k) : 20 %

Tinggi cairan : Diameter ( Hc : D) = 5 : 4 Tinggi silinder : Diameter ( Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter ( Hd : D) = 1 : 4

Faktor korosi (C) = 0,125

Allowable Stress = 13.750 psi (Walas et al, 2005)

Joint efficiency = 0,9 (Walas et al, 2005)

 C3H6 = 613,9 kg/m3E (Elsevier, 2012)

 C3H8 = 582 kg/m3 (Elsevier, 2012)

(45)

 rata-rata = ₃ ₃

3

ft lbm 38,2377 ft

1 m 0,028317 x

kg 1

lbm 2,2046 x

m kg

612,7835 

Laju massa =

jam lbm 5.305,8844 kg

1 lbm 2,2046 x

jam kg

2.406,7334 

Perhitungan : a. Volume tangki

 Volume larutan, Vl =

3 ft lbm 38,2377

hari jam 24 x hari 10 x jam lbm 5.305,8844

= 33.302,5327 ft3

 _{Volume tangki, VT} _{= (1 + 0,2) x 33.302,5327 ft}3 = 39.963,0392ft3

b. Diameter dan tinggi shell

 Volume silinder V =

4 1 _

D2 Hc (Hc : D = 5 : 4)

Vs =

16 5

 D3

 Volume tutup tangki (Ve)

Ve =

24 1 _

D3 (Walas et al, 2005)

 Volume tangki (V)

V = Vs + 2Ve 39.963,0392 =

48 19 _

D3

D = 31,7984 ft = 9,6902 m Hc =

4 5 D 4

5 _

(46)

Tinggi silinder (Hs) = D x 

Tekanan hidrostatik : P =  x g x h

= 612,7835 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 12,1182 m = 72.773,1634 Pa

= 10,5521 psi

Poperasi = Po + Phidrostatik

(47)

LC.2 Tangki Penyimpanan Gas Campuran (TT-102)

Fungsi : Menyimpan gas campuran (Karbon Monoksida dan Hidrogen) selama 7 hari

Bentuk : Silinder vertikal, dasar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : High Alloy Steel (18 Cr-8 Ni) SA-240 Grade 340 Jumlah : 10 unit

Data :

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 13 atm

Kebutuhan perancangan = 7 hari Faktor kelonggaran (k) = 20% Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter (Hd : D) = 1 : 4

Alowable stress = 18.700 psi (Walas et al, 2005)

Joint efficiency = 0,9 (Walas et al, 2005)

Laju mol = 116,5264 jam kmol

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

Perhitungan : a. Volume tangki

 Volume gas Vl =

P T nxRx

=

atm 13

hari jam 24 x hari 7 K x 303,15 x kmol.K

.atm m 0,082057 x

jam kmol 116,5264

3

(48)

 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 37.459,6285 m3 = 44.951,5542 m3

Direncanakan 10 buah tangki, sehingga : Vt = 44.951,554 3

= 4.495,1554 m3

 Volume silinder

Ve = 3

(49)

LC.3 Tangki Penyimpanan Hidrogen (TT-202)

Fungsi : Menyimpan gas hidrogen sisa selama 21 hari Bentuk : Silinder vertikal, dasar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : High Alloy Steel (18 Cr-8 Ni) SA-240 Grade 340 Jumlah : 1 unit

Data :

Kondisi penyimpanan

Temperatur = 60 oC

Tekanan = 6 atm

Kebetuhan perancangan = 21 hari Faktor kelonggaran (k) = 20 % Tinggi cairan : Diameter (Hc : D) = 5 : 4 Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter (Hd : D) = 1 : 4 Faktor korosi (C) = 0,125

Allowable stress = 17.500 psi (Walas et al, 2005)

Laju mol = 4,3290 jam kmol

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

 Volume gas Vl =

P T nxRx

=

atm 6

hari jam 24 x hari 21 K x 333,15 x kmol.K

.atm m 0,082057 x

jam kmol 4,3290

3

(50)

 Volume tangki, Vt = (1 + 0,2) x 9.940,8226 m3 = 11.928,9871 m3

 Volume silinder

(51)

LC.4 Tangki Penyimpanan I-butiraldehid (TT-402)

Fungsi : Menyimpan i-butiraldehid sebagai produk samping selama 90 hari

Bentuk : Silider vertikal, dasar datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C

Jumlah : 1 unit

Data :

Temperatur = 30 oC

Tekanan = 1 atm

Kebutuhan perancangan = 90 hari Faktor kelonggaran (k) : 20 %

Tinggi cairan : Diameter ( Hc : D) = 5 : 4 Tinggi silinder : Diameter ( Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter ( Hd : D) = 1 : 4

 i-C4H8O = 798,1 kg/m3 (Yaws, 2007)

 n-C4H8O = 801,6 kg/m3 (Yaws, 2007)

 rata-rata =  i-C4H8O x X i-C4H8O +  n-C4H8O x X n-C4H8O = 798,1 kg/m3 x 0,99 + 801,6 kg/m3 x 0,01

= 798,1350 kg/m3

3

3 _ft

lbm 49,8275 ft

1 m 0,028317 x

kg 1

lbm 2,2046 x

m kg

798,1350 

Laju massa =

jam lbm 160,9324 kg

1 lbm 2,2046 x

jam kg

(52)

3 ft lbm 49,8275

hari jam 24 x hari 90 x jam lbm 160,9324

= 6.976,348 ft3

 Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 6.976,348 ft3 = 8.371,6176 ft3

4 1 _

D2 Hc (Hc : D = 5 : 4)

Vs =

16 5 _

D3

 Volume tutup tangki (Ve) Ve =

24 1 _

D3 (Walas et al, 2005)

 Volume tangki (V) V = Vs + Ve 8.371,6176 =

48 17 _

D3

D = 19,5985 ft = 5,975 1m Hc =

4 5 D 4

5 _

x 19,5985 ft = 24,4981 ft = 7,469 m

 Tinggi silinder (Hs) = D x      

D

Hs _{= 19,5985 x} _     

3 4

= 26,1313 ft = 7,9668 m

 Tinggi head (Hh) = D x      

D H_h

= 19,5985 x      

4 1

= 4,8996 ft = 1,4938 m Tinggi tangki = Hs + Hh

(53)

= 801,4250 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 7,469 m = 58.420,5178 Pa

= 8,471 psi

Poperasi = Po + Phidrostatik Dimana Po = 1 atm = 14,696 psi

LC.5 Tangki Penyimpanan N-butiraldehid (TT-401)

Fungsi : Menyimpan n-butiraldehid selama 10 hari Bentuk : Silider vertikal, dasar datar dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C

Jumlah : 1 unit

Data :

(54)

Tinggi head : Diameter ( Hd : D) = 1 : 4

 i-C4H8O = 798,1 kg/m3 (Yaws, 2007)

 n-C4H8O = 801,6 kg/m3 (Yaws, 2007)

 rata-rata =  i-C4H8O x X i-C4H8O +  n-C4H8O x X n-C4H8O = 798,1 kg/m3 x 0,05 + 801,6 kg/m3 x 0,95

= 801,4250 kg/m3

3

ft lbm 50,0329 ft

1 m 0,028317 x

kg 1

lbm 2,2046 x

m kg

801,4250 

Laju massa = 4.044,1183 kg/jam = 8.915,6632 lbm/jam

Perhitungan : a. Volume tangki

3 ft lbm 50,0329

hari jam 24 x hari 10 x jam lbm 8.915,6632

= 42.767,0426 ft3

 Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 42.767,0426 ft3 = 51.320,4511 ft3

b. Diameter dan Tinggi Shell

4 1 _

D2 Hc (Hc : D = 5 : 4)

Vs =

16 5 _

(55)

= 801,4250 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 13,6695 m = 107.359,7745 Pa

= 15,5672 psi

(56)

Tebal head (te)=



13.750 0,9



0,2

 

40 0,125 2

12 35,8688 40

2 , 0 2

12

 

 

 x

x x

C P E

S x D x P

= 0,8208 in

Maka dipilih tebal tangki = 1 in = 2,54 cm

LC.6 Expander 1 (JC-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan bahan baku gas Propena dari 6 atm menjadi 2 atm sebelum masuk ke reaktor R-101

Jenis : Centrifugal Blower

Laju alir = 2.406,7334 kg/jam = 5.305,8844 lbm/jam

 C3H6(g) = 1,7480 kg/m3

 C3H8(g) = 1,8820 kg/m3

 rata-rata =  C3H6 x X-C3H6 +  C3H8 x X-C3H8

= 1,7480 kg/m3 x 0,965 + 1,8820 kg/m3 x 0,035 = 1,7527 kg/m3

3

ft lbm 0,1094 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

1,7527 x x 

Laju alir volumetri (Q) = 48.499,8574ft /jam 0,1094

5.305,8844 ρ

F  3

= 808,3309 ft3/min = 13,4721 ft3/s Perencanaan Expander

Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan :

De = 3,9 ( Q ) 0,45 (  )0,13 (Timmerhaus et al, 2004) = 3,9 (13,4721) 0,45 (0,1094)0,13

= 9,4272 in

Dipilih material pipa commercial steel 10 in schedule 40 :

 Diameter dalam (ID) = 10,02 in (Walas et al, 2005)

 Diameter luar (OD) = 10,75 in (Walas et al, 2005)

(57)

Data:

Daya (Power)

Power =

(Timmerhaus et al, 2004) Keterangan:

Power = Daya (Hp)

Fungsi : Menurunkan tekanan bahan baku gas campuran hidrogen-karbon monoksida dari 13 atm menjadi 2 atm sebelum masuk ke reaktor R-101

Laju alir = 1719,1098 kg/jam = 3.789,9494 lbm/jam

 CO(g) = 1,1650 kg/m3 (Anonim, 2012f)

(58)

 rata-rata =  CO x X-CO +  H2 x X-H2

= 1,1650 kg/m3 x 0,49 + 0,0899 kg/m3 x 0,51 = 0,6167 kg/m3

3

ft lbm 0,0385 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

0,6167 x x 

Laju alir volumetri (Q) = 98.440,2458 ft /jam 0,0385

3.789,9494 ρ

F_ _ 3

= 1.640,6707 ft3/min = 27,3445 ft3/s

Perencanaan Expander

= 11,3179 in

 Luas penampang (A) = 115 in2 (Walas et al, 2005)

Data:

Tekanan masuk (P1) = 13 atm = 191,048 psi Tekanan keluar (P2) = 2 atm = 29,392 psi Temperatur masuk = 120 oC

(59)

Daya (Power)

Power = Daya (Hp)

Fungsi : Menurunkan tekanan produk dari 6 atm menjadi ke 1 atm sebelum masuk ke pendingin E-301

 n-C4H8O(g) = 6,2853 kg/m3 (Anonim, 2012f)

(60)

Perencanaan Expander

= 8,0695 in

Daya (Power)

Power =

(61)

LC.9 Compressor (JC-201)

Fungsi : Memompakan keluaran reaktor R-101 ke Vertical knockout Drum (V-201) sekaligus menaikkan tekanan dari 2 atm menjadi 6 atm Jenis : Centrifugal compressor

 H2(g) = 0,0899 kg/m3 (Anonim, 2012f)

 n-C4H8O(g) = 6,2853 kg/m3 (Anonim, 2012f)

 i-C4H8O(g) = 2,9600 kg/m3 (Anonim, 2012f)

 rata-rata =  H2(g) x X-H2(g) +  n-C4H8O x X n-C4H8O +

 i-C4H8O x X i-C4H8O

= 0,0899 kg/m3 x 0,07047 + 6,2853 kg/m3 x 0,86756 + 2,9600 kg/m3 x 0,06197

= 5,6426 kg/m3

 rata-rata =

3 3

3

ft lbm 0,3521 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

5,6426 x x 

Laju alir volumetri (Q) = 25.833,0976ft /jam 0,3521

9.095,8336 ρ

F_ _ 3

= 430,5516 ft3/min = 7,1758 ft3/s

Perencanaan Compressor

= 8,2656 in

(62)

Data:

Daya (Power)

Power =

Power = Daya (Hp)

Jika efisiensi motor 75%, maka :

P = 0,6598Hp

(63)

LC.10 Vaporizer (FE-101)

Fungsi : Mengubah fasa propena menjadi gas sebelum masuk ke reaktor Jenis : Pump-through Reboiler

Fluida Panas (Steam)

Laju alir fluida masuk (W) = 819,813 kg/jam = 1.807,4007

jam lb

Temperatur masuk (T1) = 160 oC = 32 F 5

9 x

160 _o

  



 _

= 320 oF

Temperatur keluar (T2) = 160 oC = 32 F 5

9 x

160 o

  



 _

= 320 oF Fluida Dingin (Propena)

Laju alir fluida masuk (w) = 2406,7334 kg/jam = 5.305,8844

jam lb

Untuk mencegah kekosongan pada vaporizer, maka jumlah cairan yang masuk ke dalam vaporizer harus ditambah 25% dari umpan masuk:

Laju alir Fluida masuk = 5.305,8844

jam lb

x 125%

= 6.632,3555

jam lb

Temperatur masuk (t1) = -49,85 oC = 32 F 5

9 x 49,85

- o

  



 _

= -57,73 oF

Temperatue penguapan (tp) = -47,72 oC = 32 F 5

9 x 47,72

- o

  



 _

= -53,896 oF

Temperatur keluar (t2) = 120 oC = 32 F 5

9 x

120 _o

  



 _

= 228 oF

Panas yang diserap (Q) = 1.706.315,506

jam kJ

= 1.617.360,667

(64)

Dari Lampiran B diperoleh:

qv = 1.056.359,675

(65)

Jenis pendingin shell and tube

Asumsi instalasi pipa dari Tabel 9 dan Tabel 10 hal 841-843 (Kern,1965) : Tube :

Diameter luar : 3/4 in

BWG : 16

Diameter dalam : 0,62 in Pitch Triangular : 1516 in

ID Shell : 12 in

Jumlah tube : 98

Panjang : 12 ft

at’ : 0,302 in2

Surface per lin ft : 0,1963 ft2 Jarak Baffle(B) : 5 in

 Pre-Heating

Fluida dingin (propena) - shell side

1. Flow area

as = 2

16 15

4 3 16 15

ft 0,0833 x

144

5 x ) -( x 12 Pt x 144

B x C' x

ID _ _

2. Kecepatan massa

Gs = W/as = 63.696,0912 0,0833

5.305,8844_

lb/ft2.jam 3. Viskositas fluida panas pada Tav = -55,813 oF

T = 0,12 Cp x 2,42 = 0,2904 lb/ft.jam (Kern,1965) Dari Fig. 28 (Kern, 1965, hal. 838) diperoleh Des = 0,55 in = 0,0458 ft

Res = 10.045,7334

0,2904

2 63.696,091 0,0458

μ G x D

T s

es  x 

(66)

5. Pada Tav = -55,813 oF 3. Bilangan Reynold

Tube ID = 0,62 in  Dt = 0,62/12 = 0,0517 ft

4. hio untuk steam yang berkondensasi = 1.500

F

5. Clean overall coefficient untuk pre-heating, Up:

Up = 55,0348

6. Permukaan bersih yang dibutuhkan untuk pre-heating, Ap:

(67)

 Penguapan

1. Viskositas fluida panas pada tp = -53,896 oF

2. Dari Fig. 24 (Kern, 1965, hal 834) dengan Res = 10.764,8744diperoleh jH = 43

5. Clean overal coefficient untuk penguapan, Uv:

Uv = 57,5827

6. Permukaan bersih yang dibutuhkan untuk penguapan, Av:

Av = 46,5067

 Super-heating

1. Viskositas fluida panas pada t2 = 248 oF

(68)

Res = 634.191,5167

5. Clean overal coefficient untuk super-heating, Us:

Us = 52,5716

6. Permukaan bersih yang dibutuhkan untuk penguapan, Av:

As = 62,7108

7. Total permukaan bersih: Ac = Ap + Av + As

(69)

Periksa maksimum fluksi

Total permukaan yang dibutuhkan = 109,7968 ft2 Perrmukaan untuk penguapan = 46,6067ft2 Luas permukaan yang tersedia = 230,8488ft2 Maka permukaan untuk penguapan =

7807

10. Faktor Pengotor, Rd:

Rd = 0,02 Rd perhitungan > Rd ketentuan, maka design dapat diterima

Pressure drop – Shell

 Pre-heating

1. Pada Res = 10.045,734diperoleh f = 0,0023 (Kern, 1965, Fig. 29) 2. Panjang daerah Pre-heating :

(70)

 Penguapan

1. Pada Res = 10.764,8744 diperoleh f = 0,0021 (Kern, 1965, Fig. 29) 2. Panjang daerah penguapan :

Lv = L.Av/Ac

 Super-heating

1. Pada Res = 634.191,5167 diperoleh f = 0,0009 (Kern, 1965, Fig. 29) 2. Panjang daerah penguapan :

(71)

 Pshell =  Pp +  Pv +  Ps = 0,0012+ 0,091+0,375

= 0,3853psi

 Ps  10 psi (design diterima)

 Pressure Drop – Tube

1. Untuk Ret = 25.390,3599 maka dari fig 26 (Kern, 1965) f = 0,0018

 PT ≤ 10 psi maka design dapat diterima

LC.11 Cooler I (E-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur senyawa hasil reaktor Jenis : 1-2 shell and tube Fluida dingin

Laju air pendingin masuk (w) = 16.976,4538 kg/jam = 37.426,29

(72)

Temperatur masuk (t1) = 28 oC = 32 F

Panas yang diserap (Q) = 2.267.751,8757

jam kJ

= 2.151.423,579

jam

(73)

Asumsi instalasi pipa dari tabel 9 dan tabel 10 hal 841-843 (Kern, 1965) : Tube :

Diameter luar : 3/4 in

BWG : 10

Diameter dalam : 0,482 in

Pitch : 1 in

Panjang tube : 20 ft

at’ : 0,1963 ft2

1. Dari tabel 8 (Kern, 1965, hal 840), Ud = 50-125 Btu/jam. ft.oF Diambil UD = 50 Btu/jam. ft.OF

A = 2

D

ft 662,5534 64,9434

x 50

579 2.151.423, Δt

x U

Q _ _

Jumlah tube, Nt = 168,706

1963 , 0 20

662,5534 a"

x L

A _ _

x

Yang paling mendekati : Nt = 224

2 tube pass 34 in OD pada 1 in triangular pitch

shell ID = 17,25 in (Kern, 1965)

Baffle space = 5

2. Koreksi UD A = L x Nt x a”

= 20 x 224x 0,1963 = 879,424ft2

UD = 37,6697Btu/jamft F

64,9434 424

, 879

579 2.121.432, t

A x

Q _ _ o

 x

Shell side = fluida panas

(74)

Fluida panas- shell side

9.095,8336_

lb/ft2.jam

Fluida dingin-Tube side

1. Flow Area

3. Bilangan Reynold

(75)

Tube ID = 0,482 in  Dt = 0,482 / 12 = 0,0402 ft (Kern, 1965)

7. Temperature Tube Wal

(76)

Untuk shell

Pressure drop – shell

Pada Fig. 29 (Kern, 1965, hal 839) dengan Res= 3.352,3995diperoleh: f = 0,0025 Jumlah cross

(77)

Pressure Drop - tube

 PT ≤ 10 psi maka design dapat diterima

Karena pressure drop-nya memenuhi, maka :

Uc = 120,696 Rd perhitungan > Rd ketentuan, maka design dapat diterima

(78)

LC.12 Cooler II (E-401)

Fungsi : Menurunkan temperatur senyawa hasil kondensor Jenis : 1-2 shell and tube Fluida dingin

Laju air pendingin masuk (w) = 120,622 kg/jam = 54,7138

jam

Panas yang diserap (Q) =34.609,3658

jam kJ

= 32.805,0860

(79)

Menentukan nilai  t :

Temperatur Kalorik Tc =

(80)

1. Flow area

1.087,739_

lb/ft2.jam 3. Bilangan Reynold

(81)

6.

1. Flow Area

3. Bilangan Reynold

(82)

Pada Fig. 29 (Kern, 1965, hal 839) dengan Res= 580,8846 diperoleh: f = 0,0035

Jumlah cross

(83)

Shell ID = 17,25 in  Ds = 17,25/12 = 1,4375 ft

Untuk Ret = 227,9456 maka dari fig 26 (Kern, 1965) f = 0,0027

(84)

LC.13 Cooler III (E-402)

Fungsi : Menurunkan temperatur senyawa hasil Reboiler Jenis : 1-2 shell and tube

Fluida Panas

Laju alir fluida masuk (W) = 2.398,0299 kg/jam = 1.087.739,227

jam Fluida dingin

Laju air pendingin masuk (w) = 1.664,7121 kg/jam = 746,0365

jam

Panas yang diserap (Q) = 2.507,7362

(85)

Menentukan nilai  t :

Temperatur Kalorik Tc =

(86)

2 tube pass 34 in OD pada 1 in triangular pitch

shell ID = 17,25 in (Kern, 1965)

Baffle space = 5

2. Koreksi UD

A = L x Nt x a” = 20 x 32 x 0,1963 = 125,632ft2

UD = 9,2959Btu/jamft F

29,6346 632

, 125

8 34.609,354 t

A x

Q   o

 x

Shell side = fluida panas

Tube side = air pendingin

1. Flow area

as = 34 _0,0694_ft2

1 x 144

5 x ) -(1 x 8 Pt x 144

B x C' x

ID _ _

2. Laju massa

Gs = W/as = 31.718,7262 0,0694

2.201,2796_

lb/ft2.jam 3. Bilangan Reynold

Pada Tc = 119,39 oF,  = 0,5147 cp = 1,2456 lb/ft.jam (Yaws, 2007) Dari Fig. 28 (Kern, 1965, hal. 838) diperoleh Des = 0,55 in = 0,0458 ft

Res = 1.166,2744

1,2456

2 31.718,726 0,0458

G x

Des s  x 



4. Dari Fig. 28 (Kern, 1965, hal 838) dengan Res = 1.166,7262diperoleh Jh = 18

5. Pada Tc = 119,39 oF, Cp = 0,581 btu/lb oF (Yaws, 2007)

k = 0,68 btu/jam ft2.oF (Yaws, 2007)

0,8918 68

, 0

8301 , 0 581 , 0 k

x

Cp 13 13

    

     

(87)

6.

1. Flow Area

3. Bilangan Reynold

(88)

Pada Fig. 29 (Kern, 1965, hal 839) dengan Res= 1.166,2744diperoleh: f = 0,0031

Jumlah cross

N + 1 = 12 ( L/B) = 12 (20/5) = 48

(89)

Shell ID = 17,25 in  Ds = 17,25/12 = 1,4375 ft

Untuk Ret = 1.408,2755 maka dari fig 26 (Kern, 1965) f = 0,0005

(90)

LC.14 Pompa (J-101)

Fungsi : Untuk memompa propena ke vaporizer (FE-101)

Jenis : Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial steel

Laju alir propena = 2.406,7308 kg/jam = 5.305,8787 lbm/jam

Densitas() = ₃ ₃

3

ft lbm 38,2377 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

612,7835 x x 

Viscositas propena () = 0,2107 cp x 6,7197 x 10-4

ft.s lbm

= 1,4158 x 10-4

ft.s lbm

Laju alir volume (Q) =

ρ F

=

38,2377 5.305,8787

= 138,7604 jam

ft3

= 0,0385 s ft3

Perencanaan Pompa :

Diameter pipa ekonomis :

De = 3,9 ( Q )0,45 (  )0,13 (Timmerhaus et al, 2004) = 3,9 (0,0385)0,45 (38,2377)0,13

= 1,5065 in

Dipilih material pipa commercil steel 1,5 in schedule 40, dengan :

 Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,1342ft

 Diameter luar (OD) = 1,9 in = 0,1583ft

(91)

Kecepatan rata-rata fluida dalam pipa =

V = 2,7305

0,0141 0,0385 A

Q_ _

ft/s Sehingga :

NRe =

 VD

=

ft.s lbm 10 1,4158

ft 0,1342 s

ft 7305 , 2 f lbm 38,2377

4 3

 x

x x

t

= 98.965,5371

Dari Fig. 2.10-3 (Geankoplis, 2003, hal. 88), untuk bahan pipa commercial steel diperoleh ɛ = 4,6 x 10-5.

D 

= 0,000343

0,1342 10 x 4,6 -5 _

Dari Fig. 2.10-3 (Geankoplis, 2003, hal. 88), untuk NRe = 98.965,5371dan ɛ/D =

0,000343, diperoleh f = 0,0045.

A. Panjang Pipa Ekivalen Total Perpipaan ( L )

 Panjang pipa lurus (L1) = 20 ft

 1 buah gate valve fully open (L/D = 13) (Foust, 2006) L2 = 1 x 13 x 0,1342 = 1,7442ft

 2 buah elbow 90 O (L/D = 26) (Foust, 2006) L3 = 2 x 26 x 0,1342 = 6,9767ft

 1 buah sharp edge entrance

K = 0,5 (Foust, 2006)

L/D = 24 (Foust, 2006)

(92)

 1 Buah sharp edge exit

K = 1 (Foust, 2006)

L/D = 50 (Foust, 2006)

L5 = 1 x 50 x 0,1342 = 6,7083ft

L = 20 + 1,7442+ 6,9767+ 1,6100+ 6,7083

= 37,0392ft B. Friksi

 F =

D 2

L V2

x gc x

x x

f 

(Foust, 2006)

=

0,1342 174

, 32 2

37,0392 7305

, 2

0,0045 2

x x

= 0,1387 ft lbf/lbm

C. Kerja yang Diperlukan

Tinggi pemompaan , Z = 20 ft Velocity head,

2gc ΔV2

= 0 Pressure head,  P/ = 0

-Wf =  Z P F

2gc V gc

g _ 2 _ __

 (Foust, 2006)

= 20 + 0 + 0 + 0,1387 -Wf = 20,1387ft lbf/lbm D. Power Pompa

Ws = -Wf x w (Foust, 2006)

= (-Wf x Q x ) / 550

= (20,1387 x 0,0385 x 38,2377) / 550 = 0,0534 Hp

Jika efisiensi pompa,  = 75 % Jadi daya pompa adalah = 0,0718 Hp

(93)

LC.15 Pompa (J-201)

Fungsi : Untuk memompa produk n-butiraldehid ke compressor (V-201)

Jenis : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel

Laju alir n-butiraldehid = 4.117,1168 kg/jam = 9.076,5956 lbm/jam

3

ft lbm 46,6835 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

748,1333 x x 

Viscositas n-butiraldehid () = 0,4098cp x 6,7197 x 10-4

ft.s lbm

= 2,7537x 10-4

ft.s lbm

ρ F

=

46,6835 9.076,5956

= 199,4283 jam

ft3

= 0,054 s ft3

= 1,7285 in

Dipilih material pipa commercial steel 1,5 in schedule 40, dengan :

 Luas penampang (A) = 0,0141ft2 (Foust, 2006) Kecepatan rata-rata fluida dalam pipa =

V = 3,8297

0,0141 0,054 A

Q_ _

(94)

Sehingga : NRe =

 VD

=

ft.s lbm 10 2,7537

ft 0,1342 s

ft 4,5841 f

lbm 46,6835

4 3

 x

x x

t

= 87.131,2506

D 

= 0,000343

0,1342 10 x 4,6 -5



Dari Fig. 2.10-3 (Geankoplis, 2003, hal. 88), untuk NRe = 87.131,2506 dan ɛ/D =

0,000343, diperoleh f = 0,0049.

K = 0,5 (Foust, 2006)

L/D = 24 (Foust, 2006)

L4 = 0,5 x 24 x 0,1342 = 1,6100ft

K = 1 (Foust, 2006)

L/D = 50 (Foust, 2006)

L5 = 1 x 50 x 0,1342 = 6,7083ft

L = 60 + 1,7442+ 10,4650+ 1,6100+ 6,7083

(95)

B. Friksi

 F =

D 2

L V2

x gc x

x x

f 

(Foust, 2006)

=

0,1342 174

, 32 2

80,5275 3,8297

0,0049 2

x x

= 0,6702 ft lbf/lbm

C. Kerja yang Diperlukan

Tinggi pemompaan , Z = 65 ft Velocity head,

2gc ΔV2

= 0 Pressure head,  P/ = 0

-Wf =  Z P F

2gc V gc

g 2

     

 (Foust, 2006)

= 65 + 0 + 0 + 0,6702 -Wf = 65,6702 ft lbf/lbm D. Power Pompa

Ws = -Wf x w (Foust, 2006)

= (-Wf x Q x ) / 550

= (65,6702 x 0,054 x 46,6835) / 550 = 0,301 Hp

Jika efisiensi pompa,  = 75 % Jadi daya pompa adalah = 0,4013 Hp

Dengan demikian, dipilih pompa dengan tenaga 0,5 hp.

LC.16 Pompa (J-301)

Fungsi : Untuk memompa produk n-butiraldehid ke kolom destilasi (D-301)

(96)

Laju alir n-butiraldehid = 4.117,1168 kg/jam = 9.076,5957 lbm/jam

3

ft lbm 50,0053 ft

1 m 028317 ,

0 kg

1 lbm 2046 , 2 m

kg

801,3666 x x 

Viscositas n-butiraldehid() = 0,4036cp x 6,7197 x 10-4

ft.s lbm

= 2,7121x 10-4

ft.s lbm

ρ F

=

50,0053 9.076,5957

= 181,5127 jam

ft3

= 0,0504 s ft3

=1,6908 in

Dipilih material pipa commercial steel 1,5 in schedule 40, dengan :

 Luas penampang (A) = 0,0141ft2 (Foust, 2006) Kecepatan rata-rata fluida dalam pipa =

V = 3,5745

0,0141 0,0504 A

Q



 ft/s

Sehingga : NRe =

 VD

=

ft.s lbm 10 2,7121

ft 0,1342 s

ft 3,5745 f

lbm 50,0053

4 3

 x

x x

t

(97)

D 

= 0,000343

0,1342 10 x 4,6 -5



Dari Fig. 2.10-3 (Geankoplis, 2003, hal. 88), untuk NRe = 88.445,9916 dan ɛ/D =

0,000343, diperoleh f = 0,0049.

K = 0,5 (Foust, 2006)

L/D = 24 (Foust, 2006)

L4 = 0,5 x 24 x 0,1342 = 1,6100ft

K = 1 (Foust, 2006)

L/D = 50 (Foust, 2006)

L5 = 1 x 50 x 0,1342 = 6,7083ft

L = 80 + 1,7442+ 13,9533+ 1,6100+ 6,7083

= 104,0158ft B. Friksi

 F =

D 2

L V2

x gc x

x x

f 

(Foust, 2006)

=

0,1342 174

, 32 2

104,0158 3,5745

0,0049 2

x x