LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Kapasitas produksi : 8500 ton/tahun Basis perhitungan : 1 jam operasi Waktu kerja pertahun : 330 hari Satuan operasi : kg/jam

Kapasitas tiap jam = _

                       ton 1 kg 1.000 x jam 24 hari 1 x hari 330 tahun 1 x tahun ton 8500 = 1073,232 kg/jam

Dari perhitungan alur mundur, untuk meghasilkan 1073,232 kg/jam asetat anhidrat dibutuhkan bahan baku aseton sebanyak 938,403 kg/jam.

Massa molekul realatif ( kg/kmol):

Aseton : 58,08 Ketena : 42,04 Metana : 16,04 Asam asetat : 60,05 Asetat anhidrat : 102,09 LA.1 Furnace (F-101)

Fungsi: dekomposisi aseton menjadi ketena dan hasil samping metana

FURNACE

4 5

Gambar LA-1 Aliran proses massa pada furnace (F-101)

Reaksi : CH₃COCH₃ CH2:C:O + CH₄

Massa aseton masuk F4aseton = 938,403 kg/jam

N4aseton = 08 , 58 938,403 = 16,157 kmol/jam

(2)

Koefisien reaksi (Reklaitis, 1976) σaseton =-1

σketena = 1 σmetana = 1

Konversi reaksi X = 65 % (Rice,1929)

Maka massa aseton yang bereaksi :

N’ = σaseton x X x N3aseton (Reklaitis, 1976) = (-1 x 0,65 x 16,157 )

= -10,502 kmol/jam F,aseton =10,502 x58,08

= 609,962 Kg/jam Massa metana yang terbentuk :

F5metana= σmetana x Xaseton x N3aseton xBMmethane = 1x0,65x16,157 x16,04

F5metana = 168,454 kg/jam

Massa ketena yang terbentuk:

F5ketena= σketena x Xaseton x N3aseton xBMketena

F5ketena =1 x 0,65x16,157x 42,04

F5ketena = 443,728 kg/jam

Massa aseton yang tersisa:

F5aseton = 938,403-609,962

F5aseton =328,441 kg/jam

Tabel LA-1 Neraca massa pada furnace (F-101)

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

Alur 4 Alur 5

Aseton 938,403 328,441

Ketena - 443,728

Metana - 168,454

(3)

LA.2 Reaktor (R-201)

Fungsi : membuat asetat anhidrat

6 10

9

Gambar LA-2 Aliran proses massa pada reactor (R-201)

Reaksi pada reaktor:

H₂C=C=O + CH₃COOH  CH3-CO-O-CO-CH₃

Data : Pencampuran yang terjadi dari persamaan stokiometri diatas berlangsung dengan konversi 100% ( Paul, 2000).

Komponen masuk reaktor

F6metana = 168,454 kg/jam

F6aseton = 328.441 kg/jam

F6ketena = 441,508 kg/jam

Mol ketena yang masuk _N9

ketena = 04 , 42 508 , 441 = 10,502 kmol/jam Perbandingan mol ketena: asam asetat masuk =1: 6 (Paul,2000) Mol asam asetat masuk N9

asam asetat = 6 x N7ketena

= 6 x 10,502 N9asam asetat = 63,013 kmol/jam

F9asam asetat = 63,013x 60,05

= 3.783,906 kg/jam

σketena =-1 ( Reklaitis, 1976)

σasam asetat = -1

(4)

Massa asetat anhidrat yang terbentuk F10asetat anhidrat = F

20

+( σasetat anhidrat x Xketena xN6ketenax BMasetat anhidrat)

=5,391 +( 1x1x10,502 x102,09) = 1.077,550 kg/jam

Massa asam asetat yang sisa : F10

asam asetat = F9asam asetat +( σasam asetatx1x N6ketenax MRasam asetat)

=3.783,906 +( -1x1x 10,502x 60,05) = 3.153,255 kg/jam

F7aseton = F10aseton = 328,441 kg/jam

F7metana = F10metana = 168,454 kg/jam

Tabel LA-2 Neraca massa pada reactor (R-201)

Komponen Masuk (kg/jam) keluar (kg/jam) alur 6 alur 9 alur 10

Aseton 328,441 - 328,441 Ketena 441.508 - - Metana 168,454 - 168,454 Asam asetat - 3.783,906 3.153,255 Asetat anhidrat - 5,391 1.077,550 Sub total 938,403 3.789,297 4.727,700 Total 4.727,700 4.727,700

LA.3. Knock Out Drum (KO-201)

Fungsi: memisahkan gas aseton dan metana dari cairan asam asetat dan asetik anhidrat. Dalam Knock Out Drum ini terjadi pemisahan Gas dan cair secara langsung (Paul, 2000)

10

12

11

Gambar LA-3 Aliran proses massa pada knock out drum (KO-201) Tabel LA-3 Neraca Massa knock out drum (KO-201)

(5)

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg) Aliran 10 Aliran 12 Aliran 11

Asetone 328,441 328,441 - Metana 168,454 168,454 - Asam asetat 3.153,255 - 3.153,255 Asetat anhidrat 1.077,550 - 1.077,550 Subtotal 4.727,700 496,895 4.230,805 Total 4.727,700 4.727,700

LA-4 Kolom Destilasi Asetat Anhidrat

D-301

16

19 E-302 15

17

18

P-303 20 E-301

14

Gambar LA-4 Aliran proses massa pada destilasi (D-301) Alur 14 asetat asam 14 N = N13_asam_asetat = 52,510 Kmol/jam anhidrat a 14

N setat = N13_asetat_anhidrat

= 10,555 Kmol/jam Fraksi mol umpan asetat anhidrat :

14 anhidrat asetat X = ₁₄ anhidrat asetat 14 asetat asam 14 anhidrat asetat N N N + = 52,510 10,555 555 , 10 + = 0,167

(6)

14 asetat asam

X = 1-0,167

= 0,833

Diinginkan, bottom dengan kemurnian 99,9 % asetat anhidrat (fraksi massa)

18 anhidrat asetat 18 asetat asam 18 anhidrat asetat F F F + = 0,999 anhidrat asetat 18 anhidrat asetat asetat asam 18 asetat asam anhidrat aseta 18 anhidrat asetat BM . N BM . N BM . N + = 0,999 anhidrat asetat 18 anhidrat asetat .BM

N =0,999(N18_asam_aseta.BM_asam_asetat)+0,999(N18_asetat_anhidrat.BM_asetat_anhidrat)

asetat asam 18 asetat asam anhidrat asetat 18 anhidrat asetat .BM 0,999N .BM N 001 , 0 = anhidrat asetat asetat asam 18 asetat asam 18 anhidrat asetat BM 0,001 BM 0,999 N N = = 102,09 . 0,001 60,05 . 999 , 0 = 587,618 N18asetat anhidrat = 18 asetat asam N 587,618 1 N % N

% 18_asetat_anhidrat + 18_asam_asetat =

18 asetat asam 18 anhidrat asetat 17 asetat asam 17 anhidrat asetat N N %N %N = %N18asetat anhidrat = 18 asetat asam %N 587,618 = 18 asetat asam %N 587,618 =587,618 (1-%N18asetat anhidrat) = 0,998 618 , 588 618 , 587 ₌ 1 Maka, XB = 0,9983 Asumsi XD = 0,0017

(7)

F = D + B F . XF = D . XD+ B. Xb 63,065 (0,167) = D ( 0,001)+ B (0,998) B = 10,520 Kmol/jam D = F – B = 62,065 -10,520 = 52,545 Kmol/jam Alur 20 N20_asetat_anhidrat = XD. D = (0,001x 52,545) kmol/jam = 0,053 Kmol/jam

Fasetat 20 anhidrat = asetat anhidrat 20 anhidrat asetat .BM N = 0,053 x 102,09 kg/jam = 5,391 kg/jam 20 asetat asam N = (1 - XD) . D = (1-0,001) X 52,545 = 52,493 kmol/jam 20 asetat asam F = 20 asetat asam N .BM_asam_asetat = 52,493 x 60,05 = 3.152,197 kg/jam Alur 18 N18_asetat_anhidrat = Xb. B = 0,998 x 10,573 = 10,502 kmol/jam

Fasetat 18 anhidrat = asetat anhidrat 18 anhidrat asetat .BM N = 10,502 x 102,09 = 1.072,159 kg/jam 18 asetat asam N = (1 – Xb) . B = (1-0.998) 10,573 = 0,018 kmol/jam 18 asetat asam

F = N18_asam_asetat.BM_asam_asetat

(8)

Tabel LA.4 Neraca Massa Destilasi

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) alur 14 Alur 18 Alur 20 Asam asetat 3.153,255 1.073 3.152,197 Asetat anhidrat 1.077,550 1.072,159 5,364 Sub- total 4.230,805 1.073,232 3.157,562

Total 4.230,805 4.230,805

Tabel LA.5 Data Bilangan Antoine :

Zat A B C

Asam asetat 7,29960 1479,020 216,820 Asetat anhidrat 7,12160 1427,770 198,050 Dimana :

: P = [mmHg], T= [0 C] (www.nist.com)

Penentuan titik gelembung (bubble point) umpan : Dengan menggunakan hukum Roult

Tekanan Uap ditentukan dengan rumus : log P (mmHg) = A – B / (T + C) (mmHg, 0 C)

a. Menghitung temperatur jenuh masing masing komponen Asumsi sat

aseta asam

P = Psistem = 760 mmHg

P_asetatsat _anhidrat = Psistem = 760 mmHg

Ti = P log -Ai Bi - Ci

Tsat_asam._asetat =

760 log -7,2996 1479,02 - 216,82 = 117,892 0 C

Tsat_asetat_anhidrat =

760 log -7,1216 1427,770 - 198,05 = 138,3560 C b. Menghitung T rata-rata,

Dimana, Xi = fraksi mol umpan = XF

Zat Xi T (C)

Asam asetat (a) Asetat anhidrat (b) 0,833 0,167 117,892 138,356 T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 121,3020 C

(9)

c. Menghitung harga αBA pada T rata-rata, Pi = Psat pada T rata-rata

Zat T (C) Pi (mmHg)

Asam asetat (a) Asetat anhidrat (b) 121,302 121,302 842.144 451.387 αab = Pb Pa = 1,866 d. Menghitung P_bsat sat b P = Xb Xa. P ab + α = 0,833.1,881 0,167 700 + = 441,501 mmHg e. Menghitung T dari P_bsat dari persamaan Antoine

Tsat_b = 441,501 log -7,1216 1427,77 - 198,32 = 120,616 C

Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen.

Tabel LA.6 Penentuan Titik Gelembung (bubble point) Umpan

zat T Rata-rata (0C) Pi (mmHg) α ab Pb Saturated (mmHg) Tsat (0C) Asam asetat 121,302 842,144 1,866 441,501 120,616 Asetat anhidrat 451,387 Asam asetat 120,616 825,059 1,869 440,844 120,570 Asetat ahidrat 441.501 Asam asetat 120,570 823,923 1,869 440,799 120,567 Asetat anhidrat 441,501 Asam asetat 120,567 823,846 1.869 440,796 120,566 Asetat anhidrat 440,799 Asam asetat 120,566 823,841 _1.869 440,796 120,566 Asetat anhidrat 440,796

Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 120,566 oC Penentuan titik gelembung (bubble point) bottom : Dengan menggunakan hukum Roult

(10)

log P (mmHg) = A – B / (T + C) (mmHg, 0 C)

aseta asam

P_asetatsat _anhidrat = Psistem = 760 mmHg Ti = P log -Ai Bi - Ci

Tsat_asam._asetat =

760 log -7,2996 1479,02 - 216,82 = 117,892 0 C

760 log -7,1216 1427,770 - 198,05 = 138,3560 C b. Menghitung T rata-rata,

Dimana, Xi = fraksi mol pada bottom

Zat Xi T (0C)

Asam asetat (a) Asetat anhidrat (b) 0,002 0,998 117,892 138,356 T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 138,3210C

c. Menghitung harga αBA pada T rata-rata, Pi = Psat pada T rata-rata

Zat T (0C) Pi (mmHg)

Asam asetat (a) Asetat anhidrat (b) 138,3210 138,3210 1364,585 759,234 αab = Pb Pa = 1,797 d. Menghitung sat b P sat b P = Xb Xa. P ab + α = 0,002.1,797 0,9981 760 + = 758,972 mmHg e. Menghitung T dari sat

b

P dari persamaan Antoine Tsat_b = 758,972 log -7,1216 1427,77 - 198,32 = 138,309 0C

(11)

Tabel LA.7 Penentuan Titik Gelembung (bubble point) bottom Zat T Rata-rata (0C) Pi (mmHg) α ab Pb Saturated Asam asetat 138,321 1364,585 1,797 138,309 Asetat anhidrat 759,234 Asam asetat 138,309 1.364,146 1,797 138,309 Asetat anhidrat 758,972 Asam asetat 138,309 1.364,146 1,797 138,309 Asetat anhidrat 758,972

Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 138,309 oC

Penentuan titik embun (dew point) destilat : Dengan menggunakan hukum Roult

Tekanan Uap ditentukan dengan rumus : log P (mmHg) = A – B / (T + C) (mmHg, 0 C)

aseta asam

P_asetatsat _anhidrat = Psistem = 760 mmHg Ti = P log -Ai Bi - Ci

Tsat_asam._asetat =

760 log -7,2996 1479,02 - 216,82 = 117,892 0 C

760 log -7,1216 1427,770 - 198,32 = 138,3560 C f. Menghitung T rata-rata, Dimana, Xi = fraksi mol destilat

Zat Xi T (0C)

(12)

T rata-rata =

∑

Xi . Ti = 117,9120 C

g. Menghitung harga αBA pada T rata-rata, Pi = Psat pada T rata-rata

Zat T (0C) Pi (kPa)

Asam asetat (a) Asetat anhidrat (b) 117,912 117,912 760,473 404,259 αab = Pb Pa = 1,881 h. Menghitung sat b P sat b P = Xb Xa. P ab + α = 0,999.1,881 0,001 760 + = 404,196 mmHg i. Menghitung T dari sat

b

P dari persamaan Antoine Tsat_b = log404,196 -7,1216 1427,77 - 198,05 = 117,9080 C

Ulangi langkah c, d, dan e hingga T konvergen.

Tabel LA.8 Penentuan Titik Gelembung (dwew point) destilat

Zat T Rata-rata (0C) Pi (mmHg) α ab Pb Saturated Tsat (0C)

Asam asetat 117,912 760,473 1,881 404,196 117,908 Asetat anhidrat 404,259 Asam asetat 117,908 760,365 1,881 404,192 117,907 Asetat anhidrat 404,196 Asam asetat 117,907 760,357 1,881 404,191 117,907 Asetat anhidrat 404,192

Dari hasil iterasi, didapatkan bahwa harga T = 117,907 oC

Menggunakan persamaan Underwood & Fenske :

Rm = _      − f d ab f d ab 1-X X -1 α -X X ) 1 α ( 1

Dimana, αab = αab rata-rata pada destilat dan bottom (umpan yang menguap yaitu asam asetat)

(13)

= α_abDestlat xα_abBottom = 1,881x1,797 = 1,839 Rm =       0,833 -1 0 -1 1,839 -0,833 0,999 1) -(1,839 1 = 1,416 R =1,5 Rm (Geankoplis, 1997) = 1,5 . 1,416 = 2,124 Alur 19 R = Ld/D 2,144 = Ld/52,545 Ld = 111,610 Kmol/jam 19 asetat asam N = XD . Ld = 111,498 Kmol/jam 19 asetat asam F = 111,498x60,05 = 6.695,479 Kg/jam 19 anhidrat asetat N = (1 – XD) . Ld = 0,112 Kmol/jam 18 anhidrat asetat F = 0,112 x102,09 = 11,394 Kg/jam Alur 16 Vd = Ld + D = 111,498 + 52,545 = 164,155 Kmol/jam 16 anhidrat asetat N = XD . Vd = 0,001 . 164,155 = 0,164 Kmol/jam 16 anhidrat asetat F = 0,164. 102,09 = 16,759 kg/jam 16 asetat asam N = (1 – XD) . V = 163,991 kmol/jam 16 asetat asam F = 163,991. 60,05 = 9.847,677 kg/jam

Tabel LA.9 Neraca Massa Kondensor

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

Alur 16 Alur 19 Alur 20

Asam asetat 9.847,677 6.695,479 3.152,197 Asetat anhidrat 16,759 11,394 5,364 Total 9.864,435 9.864,435

(14)

Alur 20 akan diumpankan kembali ke reaktor. Lb = Ln + q.F

Karena umpan dimasukkan pada titik gelembung, maka q=1 (Mc.Cabe dkk,1999) Sehingga, Lb = Ld + F Alur 15 Lb = LD + F = 111,610 + 63,065 = 174,675 Kmol/jam 15 asetat asam N = Xw . Lb = 0,002 . 174,675 = 0,297 kmol/jam 15 asetat asam F = 0,297 . 60,05 = 17, 820 Kg/jam 15 anhidrat asetat N = (1 – XD) . Lb = 174,379 Kmol/jam 15 anhidrat asetat F = 174,379 . 102,09 = 17.802,317 Kg/jam Alur 17 Vb = Lb - B = 174,675 – 10,520 = 164,155 Kmol/jam 17 asetat asam N = Xw . Vb = 0,002 . 164,155 = 0,229 Kmol/jam 17 asetat asam F = 0,270. 60,05 = 16,747 Kg/jam 17 anhidrat asetat N = (1 – Xw) . Vb = 163,877 Kmol/jam 17 anhidrat asetat F = 163,877. 102,09 = 16.730,158 Kg/jam

Tabel LA.10 Neraca Massa reboiler

Komponen Alur Masuk (kg/jam) Alur Keluar (kg/jam) Alur 15 Alur 17 Alur 18 Asam asetat 17.820 16.747 1.073 Asetat anhidrat 17.802,317 16.730,158 1.072,159 Sub-tatal 17.820,137 16.746,905 1.073,232 Total 17.820,137 17.820,137

(15)

LA.5. Knock out drum ‘wire mesh pad’(KO-202)

Fungsi : Memisahkan gas methana dari cairan aseton pada suhu 300C pada 1 atm Asumsi efisiensi alat: terpisah 100%

Pada kondisi ini aseton bersifat cair dan metana bersifat gas

23

25

24

Gambar LA-5 Aliran proses massa pada knock out drum (KO-202)

Neraca massa Alur 23 F23 aseton = F 12 aseton = 328,441 kg/jam F23 tan a me = F 12 tan a me = 168,454 kg/jam

Karena efisiensi mencapai 100% dengan menggunakan knock out drum menggunakan mesh pad .

Alur 24 F24 aseton = F 23 aseton = 328,441 kg/jam Alur 25

F25_me_{tan a} = F23_me_{tan a} = 168,454kg/jam

Tabel LA-11 Neraca massa KOD (KO-202)

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Aliran 23 Aliran 24 Aliran 25

Asetone 328,441 328,441 -

Metana _168,454 _- _168,454

Subtotal 495,805 328,441 168,454

(16)

LA.6. Mix Point Aseton

Tabel LA-12 Neraca massa Mix point aseton

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

Aliran 2 Aliran 24 Aliran 3

Asetone 609,962 328,441 938,403

Total 938,403 938,403

LA.7. Mix Point Asam asetat

Tabel LA-13 Neraca massa Mix point aseton

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

Aliran 8 Aliran 20 Aliran 9

Asam asetat _631,708 _3.152,197 _3.783,906 Asetat anhidrat - _5,391 _5,391 Subtotal 631,708 3.157,562 3.789,297 Total 3.789,297 3.789,297

(17)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan : 1 jam

Satuan operasi : kilojoule/jam (kJ/jam) Temperatur Basis : 25oC (298,15 K)

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas

Komponen a b c d e

Aseton 23,1317 1,62824E-01 8,01548E-05 -1,60497E-07 5,81406E-11 Metana 38,6387 -7,36639E-02 2,90981E-04 -2,63849E-07 8,00679E-11 Ketena 32,8011 -3,78277E-03 4,71752E-05 -3,60606E-08 8,85123E-12 Asam asetat 6,89949 2,57068E-01 -1,91771E-04 7,57676E-08 -1,23175E-11

(Reklaitis, 1983) Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K]

∫

2 1 T T Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15)]

Tabel LB.2 Kapasitas Panas Cairan

Komponen a b c d

aseton 16,8022 8,48409E-01 -2,,64114E-03 3,39139E-06

Metana -5,70709 1,02562 -1,66566E-03 -1,97507E-05

Asam asetat -36,0814 6,04681E-01 -3,93957E-04 -5,61602E-07

Asetat anhidrat 71,831 8,8879E-01 -2,6534E-03 3,3501E-06

(Reklaitis, 1983) Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]

∫

2 1 T T Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14)] [J/mol K]

Tabel LB.3 Panas Laten I

Komponen ∆HVL (kJ/kmol) Aseton 29.087,2 Metana 8.179,5 Ketena 6.788,8 Asam asetat 24.308,7 Asetat anhidrat 34213.2 (Reklaitis, 1983) ∆H b

(18)

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan Komponen ∆Hf (kkal/gmol) Aseton _-52 Metana _-14,6 Ketena _-17,89 Asam asetat _-103,93 Asetat anhidrat _137,6 (Reklaitis, 1983)

Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine

Komponen A B C Aseton 14,7171 2975,95 -34,5228 Asam asetat 7,29960 1479,020 216,820 Asetat anhidrat 7,12160 1427,770 198,050 (Reklaitis, 1983) ln P (kPa) = A – (B/(T+C))

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan

T (oC) H (kJ/kg) λ (kJ/kg) air saturated steam 30 100 150 125,7 419,1 - - 2256,9 2112,2 (Reklaitis,1983)

(19)

LB.1 Neraca Panas Pada Vaporizer ( E-101 ) Steam (1500C) HE-112

3

2

Kondensat 1500C N2ASETON= 16,157 Kmol/Jam

Kapasitas panas aseton pada 300C

∫

2 1 T T Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15)] ∫Cpl dT= 48,878(303,15-298,15) + 6,2652(E-01)/2 (303,152-298,152) + -2,0761(E-03)/3(303,153-298,153) + 2,9583(E-06)/4(303,154-298,154) [J/mol K] ∫Cpl dT = 639,887 kj/kmol = 639,887 Kj/Kmol

Panas untuk mengubah aseton dari 250C menjadi 300C Qin = N x ∫Cpl dT

Qin =16,157 kmol/jamx 639,887 Kj/Kmol Qin = 10.338,694 Kj/jam

Panas untuk mengubah aseton dari 300C menjadi 56,090C (titik didih aseton) ∫Cpl dT= 48,878(329,24-303,15) + 6,2652(E-01)/2 (329,242-303,152) + -2,0761(E-03)/3(329,242-303,152) + 2,9583(E-06)/4(329,242-303,152) [J/mol K] ∫Cpl dT = 3.417,151 j/mol = 3.417,151 Kj/Kmol Q1 = N x ∫Cpl dT Q1 = 16,157 kmol/jamx 3.417,151 Kj/Kmol Q1 = 55.211,157 Kj/jam

Panas laten yaitu mengubah aseton cair menjadi gas pada suhu titik didih adalah Aseton

T=300C

Aseton T=800C

(20)

N x ∆HVL = 16,157 kmol/jam x 29.087,2 kj/kmol = 469.963,997 kj/jam

Panas untuk mengubah gas aseton dari 56,090C menjadi 800C ∫Cpg dT= a + bT + cT2 + dT3 + e T4 [J/mol K] ∫Cpg dT= 1.961,109 Q2 = N x ∫Cpg dT Q2 = 16,157 kmo/jam x 1961,109 kj/kmol = 31.685,772 kj/ jam Qout = Q1+ N x ∆HVL +Q 2 = (55.211,157+ 469.963,997+ 31.685,772) kj/jam = 556.860,927 kj/jam Qout- Qin = 556.860,927– 10.338,694 = 546.552,232 kj/kmol λ (1500C) = 2.112,2 kj/kg ( Reklaitis,1983) Kebutuhan steam m = λ in Q − out Q = 2 , 112 . 2 2 546,552,23 = 258,745 kg/jam

Kebutuhan steam untuk proses penguapan aseton hingga 800C = 258,745 kg/jam

Tabel LB.7 Neraca panas pada vaporizer

Komponen Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan _10.338,694 -

Produk _- _556.860,927

Steam _546.522,232 _-

(21)

LB.2 Heater (E-102) Asam asetat 8 30 oC 80 oC Asam asetat saturated steam 150 oC Kondensat pada 150 oC 7 Panas masuk ( T = 300C = 303,150C) Panas masuk =

∑

∫

_      = 15 . 303 15 . 298 dT Cpl N Qin _senyawa

Tabel LB. 8 Panas masuk Heater

Komponen N(kmol/jam) 298,15∫ 303,15cpl dT N∫ CpdT(kJ/jam)

Asam asetat (l) _10.520 _645,189 _6.787,200

Total _6.787,200

Alur 8 (T= 80 oC = 353,15 K) P = 1 atm

Panas keluar = N∫ CpdT

Tabel LB. 9 Panas keluar Heater

Komponen N(kmol/jam) 298,15∫ 303,15cpl dT N∫ CpdT (kJ/jam)

Asam asetat (l) _10.520 _6.654,251 _70.000,762

Total _70.000,762

Qin = 6.787,200 kJ/jam

Qout = 70.000,762 kJ/jam dQ/dt = Qout – Qin = 63.213,562 kJ/jam

(22)

Steam yang diperlukan adalah ) 150 ( C Qin Qout m _o λ − = = 63.213,562 kJ/jam 2112,2 kJ/kg = 29,928 kg/jam

Tabel LB, 10 Neraca panas heater

Komponen Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan 6.787,200 -

Produk - 70.000,762

steam 63.213,562 -

Total 70.000,762 70.000,762

LB.3 Neraca Panas Pada Furnace (F-101)

5

F-101 4 Aseton 800C 8 atm Aseton Keten Metana 7000C 8 atam

Qin = Qout pada vaporizer = 556.860,927 kJ/jam

Neraca panas keluar

 Panas yang dibutuhkan untuk memanaskan aseton dari 800

C menjadi 7000C Aseton

∫

2 1 T T Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15) [J/mol, K] ∫Cpg dT = 78.942,977 kj/kmol

(23)

Q1 =N x ∫Cpg dT

= 16,157 kmol/jam x 78.942,977 kj/kmol = 1. 275.487,391 kj/jam

 Panas reaksi

Panas dekomposisi pada suhu 250C

Reaksi : CH₃COCH₃ CH2:C:O + CH₄

Tabel LB. 11 Panas pembentukan senyawa Komponen H0f (kkal/kgmol) Aseton _-52 Ketena _-14.6 Metana _-17.89 (Reklaitis, 1983) ∆ H C r 0 15 , 298 = ∆ H C produk 0 15 , 298 _-∆ H C rak 0 15 , 298 tan ( Reklaitis, 1983) = 19,51 kkal/gmol =81.942 kj/kmol Untuk N = 16,157 kmol/jam aseton masuk,

Maka ∆ H_r298,150C = 0,65 x 16,157 kmol/jam x 81.942 kj/kmol = 860.562,839 kj/jam

Panas produk keluar

∫

2

1

T

Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15)]

Tabel LB. 12 panas keluar furnace Komponen N ( kmol/jam)

∫

2 1 15 . 973 15 . 298 Cpg dT N

∫

2 1 15 . 973 15 . 298 Cpg dT Aseton _5.655 _83320.936 _471177.841 Ketena _10.502 _36522.650 _383564.418 Metana _10.502 _860.562,839 _494921.622 Q out = 1. 275.487,391 + 290.682,126 + 1.349.663,882 = 3.485.714,111 Qout – Qin = 3.485.714,111 – 56.860,927 = 2.928.853,185 kj/jam

(24)

Sebagai sumber bahan bakar digunaka IDO(solar) yang memiliki panas reaksi sebesar 10.800 kkal/kg =45.560,880 kj/kg

Jumlah IDO yang dibutuhkan adalah: m = 88 , 560 . 45 1855 , 853 . 928 . 2 = 64,284 kg/jam

Table LB.13 neraca panas pada furnace

Nama senyawa Panas masuk (kJ/jam) Panas keluar (kJ/jam)

Umpan 556.860,927 1. 275.487,391

Reaksi - 860.562,839

Produk - 1.349.663,882

Solar (IDO) 2.928.853,185 -

Total 3.485.714,111 3.485.714,111

LB,4 Waste Heat Boiler

Aseton Keten Metana Saturated steam 150 o_C Air pendingin 30 o_C Aseton Keten Metana 5 700 o_C ₈₀o C 6

Fungsi : Mendinginkan produk gas yang keluar dari furnace sehingga suhunya menjadi 800C, yaitu suhu proses dalam reaktor.

Di gunakan air pendingin pada suhu 300C dan keluar pada suhu 1500C pada keadaan steam.

Panas masuk kondensor = panas keluar furnace = 3.485.714,111 kj/jam Panas keluar dari waste heat boiler adalah:

(25)

∫

2 1

T

Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15)]

Tabel LB. 14 panas keluar waste heat boiler Komponen N ( kmol/jam)

∫

2 1 15 . 353 15 . 298 Cpg dT N

∫

2 1 15 . 353 15 . 298 Cpg dT Aseton 5.655 4377.960 24757.25447 Ketena 10.502 2059.731 21631.49734 Metana 10.502 2766.863 29057.86256 Total _75.825,995 Q out - Q in = 75.825,995– 3.485.714,111 = -3.410.267,497 kJ/jam

Digunakan air sebagai pendingin yang masuk pada suhu 300C dan keluar pada suhu 1500C

Panas untuk menaikan suhu air dari 30 menjadi 1000C pada dengan kondisi steam jenuh.

∫

2 1 T T Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14) + e/5(T25–T15)] Komponen

∫

2 1 15 . 373 15 . 303 Cpl dT Hvl Air _9.298,.763 _2.112,2

∫

+ − = ₅₂₃_,₁₅ 15 , 373 ) 250 ( C dT cpl Qin Qout m o λ 2 , 112 . 2 763 , 298 . 9 229 1.964.370, + = m = 298,860 kg/jam

Steam yang dihasilkan dalam waste heat boiler ini digunakan sebagai media pemanas pada vaporizer aseton.

(26)

LB.5 Neraca Panas Pada Reaktor Steam Kondensat 6 80 o C 80 oC 150 oC 150 oC 9 10 80 oC aseton Keten Metana Asam asetat Asetat anhidrat Aseton Metana Asam asetat Asetat anhidrat

Panas masuk reaktor = panas keluar waste heat boiler + panas masuk alur 9 Panas keluar waste heat boiler = 75.446,614 kJ/jam

Alur 9 (T = 80oC = 353,15 K)

Panas masuk alur 9 = =

∑

_

∫

353.15 _

298.15 7

senyawa N CpldT

Qin

Tabel LB. 15 Panas alur 9

Komponen N (kmol/jam) 298,15∫ BP cpl dT N9∫ CpdT

Asam asetat (l) 63,013 7.299,440 459.956,590 Asetat anhidrat (l) 0,053 10.765,046 568,497

Total 460.525,087

Panas masuk = (75.446,614 + 460.525,087) kJ/jam = 535.971,700 kJ/jam

Alur 10 (T = 80oC = 353,15 K) P = 1 atm Panas keluar _      + = = ∑ N _∫ CpgdT 927.15 BP 8 senyawa out Q

(27)

Tabel LB. 16 Panas keluar reaktor Komponen N10 (kmol/jam) 298,15∫ Bp cpl dT ∆Hvl 298,15∫ 353,15 cpg dT N10∫ CpdT (kj/jam) Aseton _5,655 _4.057,038 2.908,7 _2.416,851 _201.097,081 Metana _10,502 _2.059,731 _21.631,497 Asam asetat _52,510 _7.299,440 _383.297,158 Asetat anhidrat _10,555 _10.765,046 _113.624,058 Total _719.649,7945

Reaksi : CH3COOH + C2H2O (CH3CO)2O r = 10,502 Kmol/Jamf

Panas reaksi Panas reaksi (kkal/gmol)

Ketena -14,6

Asam asetat -103,93

Asetat anhidrat 137,6

Panas reaksi /kmol ketena 256,13

∆Hr =256,13 kkal/gmol = 1.075.746 kj/kmol

∆Hr x r = [∆Hof (CH3CO)2O –∆Hof CH3COOH - ∆Hof C2H2O] x r = 1.075.746 kJ/kmol x 16,157 kmol/jam

= 11.297.588,93 kJ/jam

Qin = Σ Nin [H (353,15 K) – H (298,15)] = 538.663,959 kJ/jam Qout = Q produk+Q reaksi

= 719.649,7945 + 11.297.588,93 = 12.017.238,02

Qout - Qin =12.017.238,02 -538.663,959 = 11.481.267,720

(28)

Air pemanas yang diperlukan adalah ) 150 ( 0C Qin Qout m λ − = = 11.481.267,020 kJ/jam 2.112,2 kj/kg = 5.435,691 kg/jam

Tabel LB. 17 Neraca panas reaktor

Komponen Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan 535.971,700 - Produk - 719.649,790 ∆ Hr - 11.297.588,93 Steam 11.481.267,020 Total 12.017.238,720 12.017.238,720 LB.6 Heater (E-201) Asam asetat Asetat anhidrat 11 13 80 oC 120,581 oCAsam asetat Asetat anhidrat saturated steam 150 oC Kondensat pada 150 o_C Alur 11 (T = 80 oC = 353,15 K) Panas masuk =

∑

∫

_      = 15 . 353 15 . 298 11 dT Cpl N Qin senyawa

(29)

Tabel LB. 18 Panas masuk Heater (E-201) Komponen N11 298,15∫ 353,15cpl dT N11 ∫ CpdT Asam asetat (l) _52,510 _7.299,440 _383.297,158 Asetat anhidrat (l) _10,555 _10.765,046 _113.624,058 Total 496921.216 Alur 13 (T= 120,566 oC = 393,716 K) P = 1 atm Panas keluar _      + ∆ +       = = ∑ N _∫ CpldT ∑ N _∫ CpgdT 398.23 BP 15 senyawa BP 298.15 15 senyawa Hvl out Q

Tabel LB. 19 Panas keluar heater

Komponen N15 298,15∫ Bp/120,566 cpl dT Hvl 298,15 ∫ 120,581 cpg dT N15∫ CpdT Asam asetat (g) 52,775 _{12.644,932 24.308,700} _{132,328 1.947.401,733} Asetat anhidrat (l) 10,608 _19.215,965 - - _202.822,710 Total _{2.150.224,443} Qin = 496.921,216 kJ/jam Qout = 2.150.224,443 kJ/jam dQ/dt = Qout – Qin = 1.653.303,227 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah

) 150 ( C Qin Qout m _o λ − = = 1.653.303,227 kJ/jam 2.112,2 kJ/kg = 782,740 kg/jam

(30)

Tabel LB. 20 Neraca panas heater (E-201)

Umpan 496.921,216 - Produk - 2.150.224,443 Steam 1.653.303,227 - Total 2.150.224,443 2.150.224,443 LB.7 Destilasi D-301 16 19 E-302 15 17 18 P-303 20 E-301 14

Panas masuk kolom destilasi = panas keluar heater II = 2.150.224,443 kJ/jam LB.7.1 Kondensor

Air pendingin bekas 60 oC Air pendingin 30 oC

Vd (alur 16)

Ld (alur 19) d (alur 20) 117,9080C 117,908 oC

Panas kondensor merupakan panas pada titik embun bagian atas kolom destilasi Alur 15 (T =120,581 oC = 393,731 K)

P = 760 mmHg

(31)

Tabel LB.21 Neraca Panas masuk pada kondensor Komponen N (Kmol/jam) ʃ

Cpl dT

∆Hvl ʃCpg dT Q in (kJ/jam) asam Asetat 163,991 12.644,932 24.308,700 132,328 6.081.774,116 Asetat anhidrat 0,164 19.215,965 - - 3.154,405 Q in 6.084.928.521

Tabel LB. 22 Panas keluar kondensor (Ld)

Komponen Ld 298,15∫ 391,057 cp dT Vd.Entalphi Asam aseat (g) 111,498 12.595,949 1.404.428,277 Asetat anhidrat (l) 0,112 18.645,730 2.081,050 Total 1.406.509,327

Tabel LB. 23 Panas keluar kondensor (D)

Komponen D 298,15∫ 391,04 cpg D.Entalphi Asam aseat (g) 52,493 12.595,949 661.197,6166 Asetat anhidrat (l) 0,053 18.645,730 979,748

Total 662.177,364

Total panas keluar dari kondensor = 1.406.509,327 +662.177,364 = 2.068.686,692 (kJ/jam)

Kondensor melepaskan panas sehingga:

Panas kondensor = qc = 2.068.686,692 – 6.084.928,521 kJ/mol = -4.016.241.830 (kJ/jam)

Air pendingin yang diperlukan adalah :

∫

− = ₃₁₃_,₁₅ dT cp Qin Qout m

(32)

= 4.016.241.830 kJ/jam 2.259,189 kJ/kg = 1.777,736 kg/jam LB.7.2 Reboiler Lb (alur 15) B (alur 18) saturated steam 150 oC Kondensat pada 150 oC Vb (alur 17) 120,908 oC 138,328 oC 138,328 oC

Dari hasil perhitungan pada lampiran A:

Suhu masuk reboiler : 120,8310C = 393,731 K Suhu operasi reboiler : 138,328 0C = 411,459 K Alur 15 (120,8660C = 393,716 K)

P = 1 atm

Tabel LB. 24 Panas masuk Reboiler (B)

Komponen N

(kmol/jam) ʃCpl dT ∆Hvl ʃCpg dT Q in Asam asetat 0,297 12.593,743 24308.7 152,746 10.996,31218 Asetat anhidrat 174,379 23.098,171 0,000 4.027.828,003

Jumlah 4.038.824,315

Panas keluar Reboiler Alur 18

(33)

Tabel LB.25 Neraca panas keluar reboiler (alur 18) Komponen N (kmol/jam) ʃCpl dT ∆Hvl ʃCpg dT Q out Asam asetat 0,018 12.593,743 24.308,7 1.181,966 680,656 Asetat anhidrat 10,502 23.098,171 34.213,2 3,709 601.928,541 Total 602.609,197 Alur 17

Tabel LB.26 Neraca panas keluar Bottom (alur 17) Komponen N

(kmol/jam) ʃCpl dT ∆Hvl ʃCpg dT Q out

Asam asetat 0,279 12.593,743 24.308.7 1.181,966 10.621,082 Asetat anhidrat 163,877 23.098,171 34.213,2 3,709 9.392.598,074

Total 9403.219,156

Panas keluar reboiler = panas alur 17 +panas alur 18 Q out = 9.403.219,156 + 602.609,197

= 10.005.828,35 kJ/jam

Panas masuk reboiler Q in = 4.038.824,315 kj/jam Qout – Qin = 10.005.828,35 – 4.038.824,315

= 5.967.004,038 kj/jam

Massa steam yang dibutuhkan untuk memanaskan reboiler

. m = ) (1500 in Q -Qout C λ = 2 , 112 . 2 038 5.967.004, = 2. 825,018 kg/jam

(34)

LB.8 Cooler produk 18 138,328 o_C 21 35 o_C Asam asetat Asetat anhidrat Asam asetat Asetat anhidrat Air pendingin 30 oC

Air pendingin bekas 60 o_C

Panas masuk cooler II = panas keluar Bottom (alur 18) = 602.609,197 kJ/jam Alur 21 (T =138,328 oC = 411,508 K) Panas keluar N CpldT 311,15 298.15 Ld senyawa         =

∑

_∫

Tabel LB. 27 Panas keluar cooler Produk

Komponen D 298,15∫ 411,508 cpl dT D∫ CpdT Asam asetat 0,018 6.471,949 115,669 Asetat anhidrat 10,502 13.601,912 142.848,604 Total 142.964,273 Qin = 602.609,197 kJ/jam Qout = 142.964,273 kJ/jam dQ/dt = Qout – Qin = -459.644,925 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah

∫

− = ₃₁₃_,₁₅ 15 , 303 dT cp Qin Qout m 1887 , 259 . 2 925 , 644 . 459 = m

(35)

= 203,456 kg/jam

Tabel LB. 28 Neraca panas cooler

Komponen Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan 602.609,197 -

Produk - 142.964,273

Air pendingin - 459.644,925

Total 602.609,197 602.609,197

LB.9 Cooler hasil destilat

20 117,9080_C ₈₀o_C Asam asetat Asetat anhidrat Asam asetat Asetat anhidrat Air pendingin 30 oC

Air pendingin bekas 60 o_C 26

Panas masuk cooler II = panas keluar destilat (alur 20) = 682.185,063 kJ/jam Alur 21 (T =80oC = 353,15 K) Panas keluar N CpldT 353,15 298.15 Ld senyawa       =

∑

_∫

Tabel LB. 29 Panas keluar cooler II

Komponen N 298,15∫ 351,15 cpl dT N ∫ CpdT Asam asetat (l) 52,493 7.299,440 383.168,628 Asetat anhidrat (l) 0,053 10.765,046 565,654 Total 383.734,282 Qin = 682.185,0636 kJ/jam Qout = 383.734,281 kJ/jam

(36)

∫

− = ₃₁₃_,₁₅ 15 , 303 dT cp Qin Qout m 1887 , 259 . 2 1 298.450,78 = m kJ/jam = 132, 105 kg/jam

Tabel LB. 30 Neraca panas cooler destilat

Komponen Alur masuk (kJ/jam) Alur keluar (kJ/jam)

Umpan 682.185,063 -

Produk - 383.734,281

Total 682.185,063 682.185,063

LB.10 Cooler produk samping (E-202)

22 353.15 o_C _308,15o_C Aseton Metana Asam asetat Asetat anhidrat Air pendingin 30 oC

Air pendingin bekas 60 o_C 23 Alur 21 (T =80oC = 353,15 K) Panas masuk N CpldT 353,15 298.15 senyawa       =

∑

_∫

(37)

Tabel LB. 31 Panas masuk cooler

Komponen N 298,15∫ 353,15 cpl dT N ∫ CpdT

Aseton (l) 10,502 4.377,960 24.881,746 Metana (g) 5,655 2.059,731 21.740,271

Total 46.622,016

Tabel LB. 32 Panas keluar cooler (E-202)

Komponen N 298,15∫ 353,15 cp dT N ∫ CpdT Metana (g) 10,502 182,165 1.913,112 Aseton (l) 5,655 639,887 3618,543 Total 5.531,655 Qin = 46.622,016 kJ/jam Qout = 5.531,655kJ/jam dQ/dt = Qout – Qin = -214.619,710 kJ/jam

∫

− = ₃₁₃_,₁₅ 15 , 303 dT cp Qin Qout m 1887 , 259 . 2 0 214.619,71 = m kJ/jam = 94,999 kg/jam

Tabel LB. 33 Neraca panas Cooler aseton

Umpan 46.622,016 -

Produk - 5.531,655

(38)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

LC-1. Tangki Penyimpanan Aseton (TK-101)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan aseton untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C

Jumlah : 3 unit

Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0C - Tekanan ( P) = 1 atm

A. Volume Tangki

Aseton baru yang disuplai per jam = 609,962 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki =609,962kg/jam×24jam/hari×10 hari = 146.390,832 kg

Direncanakan 2 buah tangki, sehingga:

Total massa bahan dalam tangki = 48.796,944kg 3 kg 832 , 390 . 46 1 ₌

Densitas Bahan dalam tangki = 0,7925 kg/liter Total volume bahan dalam tangki =

kg/liter 7925 , 0 kg 944 , 796 . 48 = 61.573,431 liter = 61,571 m3

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 61.573,431 liter

= 1,2 x 61.573,431 = 73.888,117 liter = 73,888 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) =

4 1

(39)

Vs = 83 π Dt

3

---Dt=D

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2:1, sehingga : Tinggi head (Hh) = 1/6 × D (Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) ellipsoidal = π/4 × D2Hh = π/4 × D2

(1/6 × D) = π/24 × D3

Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3π/8 × D3)+ (π/24 × D3) Vt = 10π/24 × D3 dm 38,366 10 73.888,117 24 10 Vt 24 (D) tangki Diameter =3 =3 × = π π = 3,837 m = 151,049 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2 × D = 3/2 × 3,837 m = 5,755 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 × D = 1/6 x 3,837 m = 0,639 m Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 6,394 m

B. Tekanan Desain

Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10π/24 × D3

= 10π/24 × (3,837 m) 3 = 73,888 m3

Tinggi tangki = 6,394 m Tinggi bahan dalam tangki =

tangki volume tangki tinggi tangki dalam bahan volume × = 73,888 ,394 6 61,573 × = 5,329 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan × g × tinggi cairan dalam tangki = 792,5 kg/m3 × 9,8 m/s2 × 5,329 m

= 60.697,577 kg/m2s2 = 0,599 atm

(40)

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = (1 + 0,2) × (0,599 + 1) = 1,919 atm

= 28,1999 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 lb/in2 (Walas, 2005)

- Efisiensi sambungan (E) : 0,8 - Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

) A C ( 0,6P SE R P (d) silinder Tebal + × − × = (Walas, 2005)

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

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

E = efisiensi pengelasan

(

) (

)

in 0,280 10 0042 , 0 199 , 28 6 , 0 80 , 0 200 . 11 525 , 75 28,199 d = × + × − × × =

Dipilih tebal silinder standar = 0, 5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) : 1.200 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

- (C A) 0,2P 2SE Di P (dh) head Tebal + × − × = (Walas, 2005)

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi)

Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

(41)

(

) (

)

in 0,280 10 0042 , 0 ,199 8 2 2 , 0 8 , 0 200 . 11 2 049 , 151 28,199 dh = × + × − × × × =

Dipilih tebal head standar = 0, 5 in

LC-2. Tangki Penyimpanan Asam Asetat (TK-102)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan asam asetat untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. C

Jumlah : 2 unit

A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan asam asetat baru per jam = 631,708 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki = 631,708 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 151.609,993 kg

Total massa bahan dalam tangki = 75.804,997kg 2

kg 3 151.609,99

=

Densitas Bahan dalam tangki = 1,039 kg/liter Total volume bahan dalam tangki =

kg/liter 039 , 1 kg 75.804,997 = 72.959,573, liter = 72,960 m3

= 1,2 x 72.959,573 = 87.551,488 liter = 87,551 m3

(42)

Volume silinder (Vs) = 4 1_{π D} t2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs = 83 π Dt 3

(1/6 × D) = π/24 × D3

Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3π/8 × D3)+ (π/24 × D3) Vt = 10π/24 × D3 dm 40.599 10 87.551,488 24 10 Vt 24 (D) tangki Diameter =3 =3 × = π π = 4,060 m = 159,838 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2 × D = 3/2 × 4,060 m = 6,090 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 × D = 1/6 x4,060 m = 0,677 m Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 6,766 m

B. Tekanan Desain

= 10π/24 × (4,060 m) 3 = 87,551 m3

tangki volume tangki tinggi tangki dalam bahan volume × = 87.551,488 766 , 6 72.959,573× = 5,639 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan × g × tinggi cairan dalam tangki = 1039 kg/m3 × 9,8 m/s2 × 5,639 m

(43)

= 68.897,810 Pa = 0,680 atm Tekanan operasi = 1 atm

P desain = (1 + 0,2) × (0,680 + 1) = 2,016 atm

= 29,627 psia

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 lb/in2 (Walas, 2005) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun ) A C ( 0,6P SE R P (d) silinder Tebal + × − ×

= (Peters dan Timmerhaus, 2004)

(

) (

)

in 0,307 10 0042 , 0 627 , 29 6 , 0 80 , 0 200 . 11 919 , 79 29,627 d = × + × − × × =

Dipilih tebal silinder standar = 0,5 in D. Tebal dinding head (tutup tangki)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 lb/in2 (Walas, 2005)

- Efisiensi sambungan (E) : 0,8 - Umur alat (A) direncanakan :10 tahun

- (C A) 0,2P 2SE Di P (dh) head Tebal + × − ×

(44)

(

) (

)

in 0,306 10 0042 , 0 627 , 29 2 , 0 8 , 0 200 . 11 2 839 , 159 29,627 dh = × + × − × × × =

Dipilih tebal head standar = 0,5 in

LC-3. Tangki Penyimpanan Produk Metana (TK-204)

Fungsi : Untuk menyimpan gas metana untuk kebutuhan 5 hari Bentuk : Tangki silinder horizontal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan : Carbon stell, SA-284 Grade A

Jumlah : 3 unit

A. Volume Tangki

Gas metana yang dihasilkan perjam = 168,454 kg/jam

Total massa bahan dalam tangki = 168,454kg/jam×24 jam/hari×5 hari = 20.214,436 kg

Total massa bahan dalam tangki = 6.738,145 kg 3 kg 436 , 214 . 20 ₌

Densitas Bahan dalam tangki = T x R Mr x P = 308,15 x 14 , 83 16,04 x 25 = 15,652 kg/m3 = 0,0157 kg/L Total volume bahan dalam tangki =

kg/liter 0157 . 0 kg 030 , 079 . 5 = 423.509,936 liter = 423,510 m3

(45)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 423.509,936 liter = 1,2 x 423.509,936

= 508.211,510 liter = 508,212 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) = 4 1 π Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs = 83 π Dt 3

(1/6 × D) = π/24 × D3

Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3π/8 × D3)+ (π/24 × D3) Vt = 10π/24 × D3 dm 72,964 10 508.212 24 10 Vt 24 (D) tangki Diameter =3 =3 × = π π = 7,296 m = 287,259 in Panjang silinder (Hs) = 3/2 × D = 3/2 × 7,296 m = 10,945 m Panjang tutup depan dan belakang ellipsoidal (Hh)

=2 x 1/6 × D = 1/6 x 7,296 m = 2,432 m Panjang Tangki (HT) = Hs + 2xHh = 15,910 m

B. Tekanan Desain

= 10π/24 × (7,296 m) 3 = 508,212 m3

(46)

Tinggi bahan dalam tangki = tangki volume angki diameter t tangki dalam bahan volume × = 3 508.211,92 296 , 7 6 423.509,93 × = 6,080 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan × g × tinggi cairan dalam tangki = 15,652 × 9,8 × 6,080

= 62.500 Pa = 0,617 atm Tekanan operasi = 25 atm

P desain = (1 + 0,2) × (0,617 + 25) = 30.740 atm

= 451,758 psia

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 psi (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

(

) (

)

in 7,500 10 0042 , 0 758 , 451 6 , 0 80 , 0 200 . 11 630 , 143 451,758 d = × + × − × × =

(47)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 psi (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun

(

) (

)

in 7,320 10 0042 , 0 758 , 451 2 , 0 8 , 0 200 . 11 2 260 , 287 451,758 dh = × + × − × × × =

LC-4. Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrat (TK-303)

Fungsi : Untuk menyimpan asetat anhidrat untuk kebutuhan 10 hari Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 285 Grade. A

Jumlah : 3 unit

A. Volume Tangki

Larutan Asetat anhidrat yang dihasilkan per jam = 1.073,232kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 1.073,232 kg/jam×24 jam/hari×10 hari = 257.575,758 kg

Total massa bahan dalam tangki = 85.858,586 kg 3 kg 758 , 575 . 257 ₌

(48)

Total volume bahan dalam tangki = kg/liter 080 , 1 kg 85.858,586 = 79.501,709 liter = 79,502 m3

= 1,2 x 79.501,709 = 95.402,050 liter = 95,402 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) = 4 1 π Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs = 83 π Dt 3

(1/6 × D) = π/24 × D3

Vt = Vs + Vh (Brownell dan Young, 1959) Vt = (3π/8 × D3)+ (π/24 × D3) Vt = 10π/24 × D3 dm 41,778 10 79.501,709 24 10 Vt 24 (D) tangki Diameter =3 =3 × = π π = 4,178 m = 164,480 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2 × D = 3/2 × 4,178 m = 6,267 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1/6 × D = 1/6 x 4,178 m = 0,696 m Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 6,963 m

B. Tekanan Desain

= 10π/24 × (4,178 m) 3 = 95,402 m3

tangki volume tangki tinggi tangki dalam bahan volume × = 95,402 963 , 6 79,502 × = 5,802 m

(49)

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan × g × tinggi cairan dalam tangki = 1079,959 kg/m3 × 9,8m/s2 × 5,802 m

= 73.693,389 kgPa/m2s2 = 0,727 atm

Tekanan operasi = 1 atm Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = (1 + 0,2) × (0,727 + 1) = 2,073 atm

= 30,461 psia C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber,1954) - Allowable working stress (S) : 11.200 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

= (Peters dan Timmerhaus, 2004) dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi)

(

) (

)

in 0,322 10 0042 , 0 461 , 30 6 , 0 80 , 0 200 . 11 240 , 82 461 , 0 3 d = × + × − × × =

Dipilih tebal silinder standar = 0,5 in

- Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun (Chuse dan Eber, 1954) - Allowable working stress (S) : 12.650 lb/in2 (Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E) : 0,8

- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun

(50)

(

) (

)

in 0,322 10 0042 , 0 461 , 30 2 , 0 8 , 0 200 . 11 2 480 , 164 30,461 dh = × + × − × × × =

LC-5. Pompa aseton (P-101)

Fungsi : Memompa aseton dari tangki bahan baku (TK-101) ke tangki

heater sekaligus menaikkan tekanan aseton

Jenis : Pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit

Kondisi operasi :

P1 = 1,033 bar = 1 atm P2 = 8,106 bar = 8 atm T = 30 0C

Laju alir massa (F) = 609,962 kg/jam = 0,374 lbm/s Densitas (ρ) = 792,5 kg/m3 = 49,474 lbm/ft3

Viskositas (µ) = 0,300 cP = 2.0160 x 10-04lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = ₃

lbm/ft 49,474

lbm/s 0.374

= 0,0076 ft3/s = 3,389 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Untuk aliran turbulen (Nre >4100), De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De= 3,0 × Q0,36 × µ0,18 (Walas, 1988) dengan : D = diameter optimum (in) ρ = densitas (lbm/ft3)

Q = laju volumetrik (ft3/s) µ = viskositas (cP) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

(51)

= 3,9 (0,0076 ft3/s )0,45 (49,4739 lbm/ft3)0,13 = 0,7185 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : ¾ in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID) : 0,824 in = 0.0687 ft Diameter Luar (OD) : 1,050 in = 0,0875 ft Inside sectional area : 0,0037 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂

3 ft 0,0037 /s ft 0,0076 = 2,0351 ft/s Bilangan Reynold : NRe = _µ ρ×v×D = lbm/ft.s 2,0160.10 ) ft 0,0687 )( ft/s 035 , 2 )( lbm/ft 474 , 49 ( 4 -3 = 34.294,542 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997) Pada NRe = 34.294,542 dan ε/D = m 0687 , 0 m 10 . 6 , 4 −5 = 0,0022

maka harga f = 0,0085 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance= hc = 0,5

c g v A A . 2 1 2 1 2 α       − = 0,5

(

) ( )(

)

174 , 32 1 2 035 , 2 0 1 2 − = 0,0322 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 2(0,75) ) 174 , 32 ( 2 2,0352 = 0,0965 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0) ) 174 , 32 ( 2 035 , 2 2 = 0,129 ft.lbf/lbm Pipa lurus 70 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆

(52)

= 4(0,0050)

( )(

)

(

0,0687

) (

.2.32,174

)

2,035 . 70 2 = 1,593 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit = hex =

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

(

) ( )(

)

174 , 32 1 2 2,035 0 1 2 − = 0,0644 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 1,915 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + − F Ws P P z z g v v ρ α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft² P2 = 810,600 kPa = 16929,825 lbf/ft² ; _ρ P ∆ = 299,422 ft.lbf/lbm ∆Z = 50 ft Maka :

(

50ft

)

299,422ft.lbf/lbm 1,9152ft.lbf/lbm Ws 0 s . lbf / lbm . ft 174 , 32 ft/s 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + Ws = -351,338 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η = 75 % Ws = - η x Wp -351,338 = -0,75 x Wp Wp = 468,450 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

(

0,45359

)(

3600

)

lbm/s 468,450ft.lbf/lbm 609,962 _× x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,318 hp

(53)

LC-6. Pompa Asam Asetat (P-102)

Fungsi : Memompa asam asetat dari tangki bahan baku (TK-102) ke reaktor Jenis : Pompa sentrifugal

Jumlah : 1 unit Kondisi operasi :

P1 = 1,0133 bar = 1 atm P2 = 1,0133 bar = 1 atm T = 30 0C =303.15 K

Laju alir massa (F) = 631,708 kg/jam = 0,387 lbm/s Densitas (ρ) = 1039 kg/m3 = 64,862 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 1,17 cP = 7,862 x 10-04lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = ₃

lbm/ft 64,862

lbm/s 0.387

= 0,006 ft3/s = 2,677 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Untuk aliran turbulen (Nre >4100),

De= 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

Desain pompa :

Di,opt = 3,9 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 3,9 (0,006 ft3/s )0,45 (64,862 lbm/ft3)0,13

= 0,669 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal : ¾ in

(54)

Kecepatan linear, v = Q/A = 2 3 ft 0,003 /s 0,0061ft = 1,988 ft/s Bilangan Reynold : NRe = µ ρ×v×D = lbm/ft.s 7,862.10 ) ft 0,0618 )( ft/s 988 , 1 )( lbm/ft 862 , 64 ( 4 -3 = 10.141,535 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997) Pada NRe = 10.141,535 dan ε/D = m 0618 , 0 m 10 . 6 , 4 −5 = 0,0024

maka harga f = 0,0083 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

c g v A A . 2 1 2 1 2 α       − = 0,5

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 1,988 0 1 2 − = 0,0307 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 2(0,75) ) 174 , 32 ( 2 1,9882 = 0,0921 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0) ) 174 , 32 ( 2 1,9882 = 0,123 ft.lbf/lbm Pipa lurus 70 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆ = 4(0,0083)

( )(

)

(

0,0618

) (

.2.32,174

)

1,988 . 70 2 = 1,649 ft.lbf/lbm

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

(

) ( )(

)

174 , 32 1 2 1,988 0 1 2 − = 0,0614 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F = 1,956 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

(55)

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + − F Ws P P z z g v v ρ α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft² P2 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft² ; ρ P ∆ = 0 ft.lbf/lbm ∆Z = 50 ft Maka :

(

50ft

)

0lbf/lbm 1,956ft.lbf/lbm Ws 0 s . lbf / lbm . ft 174 , 32 ft/s 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + Ws = -51,956 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η = 75 % Ws = - η x Wp -51,956= -0,75 x Wp Wp = 69,275 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

(

)(

)

lbm/s 69,275ft.lbf/lbm 3600 45359 , 0 631,708 × x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,048 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,125 Hp

LC-7. Pompa destilasi (P-201)

Fungsi : Memompa campuran asam asetat dan asetat anhidrat yang berasal dari KO-201 ke tangki destilasi (D-301)

Kondisi operasi :

(56)

P2 = 1,0133 bar = 1 atm T = 30 0C

Laju alir massa (F) = 4.230,8051 kg/jam = 2,591 lbm/s Densitas (ρ) = 978,339 kg/m3 = 61,075 lbm/ft3

Komponen Laju alir

(kg/jam) % Berat Densitas (kg/L) Densitas rata-rata Asam asetat 3.153,255 0.7453 960.000 715.496 Asetat anhidrat 1.077,550 0.2547 1032.000 262.842 4.230,805 1.0000 978,338 Viskositas (µ) = 0,469 cP = 3,154 x 10-05lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = ₃

lbm/ft 0753 , 1 6 lbm/s 2,591 = 0,0424 ft3/s = 19,041 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Desain pompa :

= 1,606 in

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

Diameter Dalam (ID) : 1,939 in = 0,162 ft Diameter Luar (OD) : 2,375 in = 0,198 ft Inside sectional area : 0,0205 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 3 ft 0,0205 /s ft 0,0424 = 2,069 ft/s

(57)

Bilangan Reynold : NRe = µ ρ×v×D = lbm/ft.s 3,154.10 ) ft 0,162 )( ft/s 069 , 2 )( lbm/ft 0753 , 61 ( 4 -3 = 64.738,101 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997) Pada NRe = 41.740,141dan ε/D = m 1616 , 0 m 10 . 6 , 4 −5 = 0,0011

maka harga f = 0,0151 (Geankoplis,1997) Friction loss :

c g v A A . 2 1 2 1 2 α       − = 0,5

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 2,069 0 1 2 − = 0,033 ft.lbf/lbm 2 elbow 90° = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 2(0,75) ) 174 , 32 ( 2 2,0692 = 0,0998 ft.lbf/lbm 1 check valve = hf = n.Kf. c g v . 2 2 = 1(2,0) ) 174 , 32 ( 2 2,0692 = 0,1331 ft.lbf/lbm Pipa lurus 70 ft = Ff = 4f c g D v L . 2 . . 2 ∆ = 4(0,0151)

( )(

)

(

0,1616

) (

.2.32,174

)

2,069 . 70 2 = 1,244 ft.lbf/lbm

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

(

) ( )(

₎

174 , 32 1 2 2,069 0 1 2 − = 0,0665 ft.lbf/lbm

(58)

Dari persamaan Bernoulli :

(

)

(

)

0 2 1 2 1 1 2 2 1 2 2 +∑ + = − + − + − F Ws P P z z g v v ρ α (Geankoplis,1997) dimana : v1 = v2 P1 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft² P2 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft² ; ρ P ∆ = 0 ft.lbf/lbm ∆Z = 50 ft Maka :

(

50ft

)

0 ft.lbf/lbm 1,577ft.lbf/lbm Ws 0 s . lbf / lbm . ft 174 , 32 ft/s 174 , 32 0 ₂ 2 = + + + + Ws = -51,577 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η = 75 % Ws = - η x Wp -51,577 = -0,75 x Wp Wp = 68,769 ft.lbf/lbm Daya pompa : P = m x Wp =

(

)(

)

lbm/s 68,769 ft.lbf/lbm 3600 45359 , 0 4.230,805 × x s lbf ft hp / . 550 1 = 0,324 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 hp

LC-8. Pompa refluks destilasi (P-302)

Fungsi : Memompa campuran asam asetat dan asetat anhidrat dari akumulator ke tangki destilasi (D-301)

Kondisi operasi :

P1 = 1,0133 bar = 1 atm P2 = 1,0133 bar = 1 atm

(59)

T = 120,5660C = 393,716 K

Laju alir massa (F) = 6.706,834 kg/jam = 4,107 lbm/s Densitas (ρ) = 1.016,0134 kg/m3 = 63,427 lbm/ft3 Viskositas (µ) = 0,430 cP = 2,889 x 10-04lbm/ft.s Laju alir volumetrik (Q) = ₃

lbm/ft 427 , 63 lbm/s 4,107 = 0,0648 ft3/s = 29,0658 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa :

Desain pompa :

= 1,952 in

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

Kecepatan linear, v = Q/A = ₂

3 ft 0,0233 /s ft 0,0648 = 2,779 ft/s Bilangan Reynold : NRe = _µ ρ×v×D = lbm/ft.s 2,889.10 ) ft 0,1722 )( ft/s 779 , 2 )( lbm/ft 427 , 63 ( 4 -3 = 105.102,331 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5