LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. (CH 2 ) 6 N 4 (s) + 6H 2 O. Tabel LA.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

(1)

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA Reaksi yang terjadi di Reaktor I

6CH2O(l) + 4NH3 (l) (CH2)6N4 (s) + 6H2O

Konversi reaksi 98% terhadap CH2O

Spesifikasi bahan baku dan produk :

Tabel LA.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

Komponen Komposisi (% berat) Berat Molekul BAHAN BAKU 1. Amoniak  NH3  H2O 2. Formaldehid 37%  CH2O  H2O  CH3OH 99,5 0,5 37 62,5 0,5 17 18 30 32 PRODUK  (CH2)6N4 (s)  (CH2)6N4 (l)  H2O 99,93 0,06 0,01 140

Perhitungan neraca massa dilakukan berdasarkan hal-hal berikut: Kapasitas pabrik : 8000 ton/tahun

Operasi pabrik : 330 hari/tahun Basis : 1 jam operasi Satuan perhitungan : kg/jam Kapasitas produksi tiap jam:

= 1010,1010kg/jam

Untuk mencapai kapasitas produksi yang di inginkan maka CH2O yang

dibutuhan sebesar 1340,8787 kg/jam Perbandingan mol reaktan: N1NH3 : N

2

(2)

BM masing-masing senyawa adalah 17 dan 30 maka rasio massa: F1NH3 : F2CH2O = 34 : 90

A.1 Reaktor R-101

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi antara amoniak dengan formaldehid

Reaksi yang terjadi:

6CH2O(l) + 4NH3 (l) (CH2)6N4 (s) + 6H2O

Basis: Formaldehid 37% (CH2O 37%) = 1341,0763 kg/jam

Maka laju alur masuk 2 (F2) pada Reaktor R-101:  CH2O : F2CH2O = 1341,0763 kg/jam = = 44,7025 kmol/jam  H2O : F2H2O = 2265,3316 kg/jam = = 125,8517 kmol/jam  CH3OH : F1CH3OH = 19,2018 = = 0,6001 kmol/jam Untuk memperoleh jumlah NH3 yang digunakan, dapat dicari dengan

menggunakan perbandingan mol reaktan CH2O dengan NH3

NH3 : CH2O = 2 : 3

Maka laju alur masuk 1(F1) pada Reaktor R-01:

(3)

= = 506,6288 kg/jam

 H2O : F1H2O = 2,5459 kg/jam

= = 0,1414 kmol/jam

Reaksi yang terjadi:

6CH2O(l) + 4NH3 (l) (CH2)6N4 (s) + 6H2O

Maka komposisi produk keluaran Reaktor R-01:

 CH2O : mula-mula = 44,7025 kmol/jam

bereaksi = (98/100) x 44,7025 kmol = 43,8085 kmol/jam sisa = (44,7025 – 43,8085) kmol/jam = 0,8941 kmol/jam

= 26,8215 kg/jam F3CH2O = 26,8215 kg/jam

 NH3 : mula-mula = 29,8017 kmol/jam

bereaksi = (4/6) x 29,8017 kmol/jam = 29,2057 kmol/jam sisa = (29,8017 - 29,2057) kmol/jam = 0,5960 kmol/jam = 10,1326 kg/jam F3NH3 = 10,1326 kg/jam  H2O : mula-mula = 125,9932 kmol/jam terbentuk = (6/6) x 125,9932 kmol/jam = 43,8085 kmol/jam dihasilkan = (125,9932 + 43,8085) kmol/jam = 169,8017 kmol/jam = 3056,4303 kg/jam F3H3O = 3056,4303 kg/jam

 (CH2)6N4 : terbentuk = (1/6) x 43,8085 kmol/jam = 7,3014 kmol/jam

= 1022,1981 kg/jam F3(CH2)6N4 = 1022,1981 kg/jam

 CH3OH : F3CH3OH = F2CH3OH = 18,1227 kg/jam (tidak bereaksi)

A.2 Evaporator I (FE-101)

(4)

Efisiensi evaporator : 90% terhadap H2O

 H2O : F5H2O + F4H2O = F3H2O + F14H2O

F4H2O = 0.1 (F3H2O + F14H2O)

= 0.1 (3056,4303 kg/jam + F14H2O)

= 305,64303 + 0.1 F14H2O

F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O (1)

F5H2O = F3H2O + F14H2O - F4H2O

= 0.9 (3056,4303 + F14H2O)

= 2750,787 + 0.9 F14H2O

F5H2O = 2750,787 + 0.9 F14H2O (2)

 CH3OH : yang menguap 98.8%, karena lebih volatil dibanding air

F5CH3OH + F4CH3OH = F3CH3OH + F14CH3OH

F4CH3OH = 0.012 (F3CH3OH + F14CH3OH)

= 0.012 (18,1227 + F14CH3OH)

F4CH3OH = 0,21747 + 0.012 F14CH3OH (3)

F5CH3OH = 0.988 (F3CH3OH + F14CH3OH)

= 0.988 (18,1227 + F14CH3OH)

F5CH3OH = 17,9052 + 0.988F14CH3OH (4)

 CH2O : yang menguap 99.8%, karena sangat volatile

F5CH2O + F4CH2O = F3CH2O + F14CH2O

F4CH2O = 0.002 (F3CH2O + F14CH2O)

(5)

F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O (5)

F5CH2O = 0.998 (F3CH2O + F14CH2O)

= 0.998 (26,8215 + F14CH2O)

F5CH2O = 26,7678 + 0.998 F14CH2O (6)

 (CH2)6N4(l) : F4(CH2)6N4 = F3(CH2)6N4 + F14(CH2)6N4

Dalam proses evaporasi, dihasilkan hexamine ((CH2)6N4(s))

sebesar 55% dari jumlah hexamine yang masuk ke dalam evaporator. Sedangkan 45% lagi masih dalam bentuk hexamine liquid. F4(CH2)6N4(l) = 0.45 (F3(CH2)6N4 + F14(CH2)6N4) = 0.45 (1022,1981 + F14(CH2)6N4) F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4 (7) F4(CH2)6N4(s) = 0.55 (F3(CH2)6N4 + F14(CH2)6N4) = 0.55 (1022,1981 + F14(CH2)6N4) F4(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 (8)

 NH3 : karena operasi berlangsung pada tekanan rendah dan

temperature di atas temperature ruangan, maka amoniak menguap secara keseluruhan atau 100%

F5NH3 = F3NH3

= 10,1326 kg/jam

A.3 Evaporator II (FE-102)

Fungsi: Menguapkan sisa CH2O, CH3OH,dan sebagian air dari produk evaporator 01 FE-102 CH2O CH3OH H2O 10 4 8 CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s) CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s)

(6)

 H2O : F4H2O = F8H2O + F10H2O

F8H2O = 0.1 F4H2O (9)

F10H2O = 0.9 F4H2O (10)

 CH3OH : yang menguap 98.8%, karena lebih volatil dibanding air

F4CH3OH = F8CH3OH + F10CH3OH

F8CH3OH = 0.012 F10CH3OH (11)

F8CH3OH = 0.988 F4CH3OH (12)

 CH2O : yang menguap 99.8%, karena sangat volatile

F4CH2O = F8CH2O + F10CH2O

F8CH2O = 0.002 F4CH2O (13)

F10CH2O = 0.998 F4CH2O (14)

 (CH2)6N4(l) : F4(CH2)6N4(l) = F8(CH2)6N4(l) + F8(CH2)6N4(s)

Dalam proses evaporasi, dihasilkan hexamine ((CH2)6N4(s))

sebesar 55% dari jumlah hexamine liquid ((CH2)6N4(l)) yang

masuk ke dalam EV-2,. Sedangkan 45% lagi masih dalam bentuk hexamine liquid.

F8(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l) (15)

 (CH2)6N4(s) : jumlah hexamine solid bertambah sebesar 55% dari jumlah

xeamine liquid (CH2)6N4(l)) yang masuk ke EV-2

F8(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l) (16)

A.4 Centrifius (FF-101)

Fungsi: Memisahkan kristal hexamine dari mother liquornya

Efisiensi alat 95%

(7)

F13H2O = 0.05 F9H2O

F14H2O = 0.95 F9H2O

Dari persamaan (9): F8H2O = 0.1 F4H2O,maka:

F14H2O = 0.95 (0.1 F4H2O)

Dari persamaan (1) F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O,

maka: F14H2O = 0.95 (0.1 (305,64303 + 0.1 F14H2O)) F14H2O = 0.95 (30,564303 + 0.01 F14H2O) = 29,0360 + 0.0095 F14H2O F14H2O – 0.0095 F14H2O = 29,0360 0.9905 F14H2O = 29,0360 F14H2O = F14H2O = 29,315 kg/jam

Untuk memperoleh nilai F4H2O, substitusi nilai F14H2O

ke persamaan (1),sehingga:

F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O

= 305,64303 + 0.1(29,315) = 308,5745 kg/jam

Untuk memperoleh nilai F5H2O, substitusi nilai F 14 H2O ke persamaan (2),sehingga: F5H2O = 2750,787 + 0.9 F14H2O = 2914,5809 + 0.9 (29,315) = 2777,1708 kg/jam

Untuk memperoleh nilai F9H2O, substitusi nilai F4H2O ke

persamaan (9),sehingga: F9H2O = 0.1 F4H2O

= 0.1(308,5745) = 30,8575 kg/jam

Untuk memperoleh nilai F7H2O, substitusi nilai F4H2O ke

persamaan (10),sehingga: F10H2O = 0.9 F4H2O

(8)

= 277,7171 kg/jam

Dengan mensubtitusi nilai F9H2O, maka:

F13H2O = 0.05 F9H2O

= 0.05 (30,8575) = 1,5429 kg/jam

 CH3OH : F9CH3OH = F13CH3OH + F14CH3OH

F13CH3OH = 0.05 F9CH3OH

Dari persamaan (11) F9CH3OH = 0.012 F4CH3OH, maka:

F13CH3OH = 0.95 (0.012 F4CH3OH)

= 0.0114 F4CH3OH

Dari persamaan (3) F4CH3OH = 0,21747 + 0,012

F14CH3OH,maka: F14CH3OH = 0.0114 (0,21747 + 0.012 F14CH3OH) = 0,0025 + 0.0001 F14CH3OH F14CH3OH – 0.0001 F14CH3OH = 0,0025 0.999 F14CH3OH = 0,0025 F14CH3OH = 0,0025 kg/jam

Substitusi nilai F14CH3OH ke persamaan (3), maka:

F4CH3OH = 0,21747 + 0.012 F14CH3OH

= 0,21747 + 0.012 (0,0025) = 0,2175 kg/jam

F5CH3OH = 17,9052 + 0.988F14CH3OH

= 17,9052 + 0.988 (0,0025) = 17,9077 kg/jam

= 0.012 (0,2175) = 0,0026 kg/jam

(9)

= 0.988 (0,2175) = 0,2149 kg/jam

Dengan mensubtitusi nilai F9CH3OH, maka:

= 0.05 (0,0026) = 0.0001 kg/jam  CH2O : F9CH2O = F13CH2O + F14CH2O

F13CH2O = 0.05 F9CH2O

F14CH2O = 0.95 F9CH2O

Dari persamaan (13) F9CH2O = 0.002 F4CH2O, maka:

F14CH2O = 0.95 (0.002 F4CH2O)

= 0.0019 F4CH2O

Dari persamaan (5) F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O,

maka:

F14CH2O = 0.0019 (0,05364 + 0.002 F14CH2O)

= 0.0001 + 0 F14CH2O = 0.0001 kg/jam

Substitusi nilai F14CH2O ke persamaan (5), maka:

F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O

= 0,05364 + 0.002 (0.0001) = 0,0536 kg/jam

F8CH2O = 26,7678 + 0.998 F14CH2O

= 26,7678 + 0.998 (0.0001) = 26,7680 kg/jam

F9CH2O = 0.002 F4CH2O

= 0.002 (0,0536) = 0.0001 kg/jam

Subtitusi F4CH2O ke persamaan (14), maka:

F10CH2O = 0.998 F4CH2O

(10)

= 0,0535 kg/jam

Dengan mensubstitusi nilai F9CH2O, maka:

F13CH2O = 0.05 F9CH2O

= 0.05 (0.0001)

= 0 kg/jam (jumlahnya sangat kecil, sehingga dapat diabaikan)

 (CH2)6N4(l) : F9(CH2)6N4(l) = F13(CH2)6N4(l) + F14(CH2)6N4(l) F13(CH2)6N4(l) = 0.05 (F9(CH2)6N4(l)) F14(CH2)6N4(l) = 0.95 (F9(CH2)6N4(l)) Dari persamaan (15) F9(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l), maka: F14(CH2)6N4(l) = 0.95 (0.45 F4(CH2)6N4(l)) = 0.4275 F4(CH2)6N4(l) Dari persamaan (7) F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4 F14(CH2)6N4(l) = 0.4275 (459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4) = 196,645 + 0.1924 F14(CH2)6N4(l) F14(CH2)6N4(l) – 0.1924F14(CH2)6N4(l) = 196,645 0.8076 F14(CH2)6N4(l) = 196,645 F14(CH2)6N4(l) = 243,486 kg/jam

Substitusi nilai F14(CH2)6N4(l) ke persamaan (7), maka:

F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4

= 459,989 + 0.45 (243,486) = 569,5579 kg/jam

Substitusi nilai F14(CH2)6N4(l) ke persamaan (15), maka:

F9(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l)

= 0.45 (569,5579) = 256,3010 kg/jam

Dengan mensubtitusi nilai F9(CH2)6N4(l), maka:

F13(CH2)6N4(l) = 0.05 (F9(CH2)6N4(l))

= 0.05 (256,3010) = 12,8151 kg/jam

(11)

 (CH2)6N4(s) : F9(CH2)6N4(s) = F13(CH2)6N4(s) Dari persamaan (16) F9(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l) maka: F9(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l) Dari persamaan (8) F4(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 F9(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 + 0.55 F4(CH2)6N4(l) = 562,208 + 0.55 (243,486) + 0.55 (569,5579) = 562,208 + 133,917 + 313,256 = 1009,3831 kg/jam F4(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 = 487,3789 + 0.55 (243,486) = 696,1263 kg/jam

A.5 Rotary Dryer (DE-101)

Fungsi: Mengurangi kadar cairan yang terikut pada hasil padatan hexamine

Efisiensi alat 95%

 CH3OH : F15CH3OH = F16CH3OH + F17CH3OH

(12)

= 0 (jumlahnya sangat kecil, sehingga dapat

diabaikan)

= 0.95 (0.0001) = 0.0001 kg/jam  H2O : F15H2O = F16H2O + F17H2O

F17H2O = 0.05 F15H2O = 0.05 (1,5429) = 0,0771 kg/jam F17H2O = 0.95 F15H2O = 0.95 (1,5429) = 1,4657 kg/jam  (CH2)6N4(l) : F15(CH2)6N4(l) = F16(CH2)6N4(l) + F17(CH2)6N4(l) F16(CH2)6N4(l) = 0.05 (F15(CH2)6N4(l)) = 0.05 (12,8151) = 0,6408 kg/jam F17(CH2)6N4(l) = 0.95 (F15(CH2)6N4(l)) = 0.95 (12,8151) = 12,1743 kg/jam  (CH2)6N4(s) : F15(CH2)6N4(s) = F16(CH2)6N4(s) = 1009,3831 kg/jam

(13)

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Praprancangan pabrik pembuatan hexamin dari formaldehid dan amoniak dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 8000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut:

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan operasi : kJ/jam Temperatur basis : 298 K

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut: Persamaan untuk menghitung kapasitas panas (Reklaitis, 1983) :

3 2 dT cT bT a Cp    

Jika Cp adalah fungsi dari temperatur maka persamaan menjadi :

) ( 4 ) ( 3 ) ( 2 ) ( 14 4 2 3 1 3 2 2 1 2 2 1 2 2 1 T T d T T c T T b T T a CpdT T T        



; Jika T2 – T1 ≥ 50 K 2 1 2 4 1 4 2 1 2 2 1 2 2 2 1 2 2 1 2 ( )( ) 4 ) )( ( 4 ) ( 2 ) ( 2 1 T T T T d T T T T c T T b T T a CpdT T T          



; Jika T2 – T1 < 50 K

Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah :







   2 2 1 1 T T v T T T T Vl l b b dT Cp H dT Cp CpdT

Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi :



    2 1 2 1 ) ( T T out T T out r T N CpdT N CpdT H r dt dQ

Tabel LB.1 sampai LB.6 menunjukkan data-data yang dibutuhkan dalam perhitungan neraca panas.

Tabel LB.1 Data Kapasitas Komponen Gas (J/mol K) (Reklaitis, 1983)

komponen a (101) b (10-2) c (10-6) d (10-9) e (10-12)

NH3 2,755 2,56 9,90 -6,69 0

CH2O 3,2 -0,378 47,2 -36,1 8,85

CH3OH 3,4 -2,92 287 -313 110

(14)

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 Data kapasitas komponen cair (J/mol K) (Reklaitis, 1983)

Komponen A B C d(10-6) NH3 20,1494 0,845765 -0,004067 6,60687 CH2O 25,099 0,793671 -0,003872 6,10492 CH3OH -25,825 3,3582 -0,011639 14,0516 H2O 10,82964 0,472118 -0,001339 1,31424 Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K]



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

Tabel LB.3 Data Panas Perubahan Fasa Komponen (J/mol ) (Reklaitis, 1983)

Komponen ∆Hvl pada titik didihnya (J/mol)

NH3 23351

CH2O 23304

CH3OH 35270

H2O 40656,2

(CH2)6N4 230120

Tabel LB.4 Data Panas Reaksi Komponen

Komponen ∆Hof (J/mol)

NH3 --46,11

CH2O -108,57

H2O -285,83

(15)

Tabel LB.5 Estimasi kapasitas panas liquid hexamin (Perry, 1991)

Komponen ∆cp

-CH2- 30,38

-N- 31,38

Tabel LB.6 Estimasi Kapasitas panas solid hexamine (Perry, 1991) Komponen Cps (J/mol K)

C 10,89

H 7,56

N 18,74

cps hexamine 231,02

Perhitungan kapasitas panas dihitung dengan rumus:

... (Perry, 1999) Dimana:

Cp = Kapasitas panas (kJ/kmol.K) Ni = Jumlah unsur i dalam senyawa

ΔEi = Nilai kontribusi unsur i

B.1 Reaktor (R101)

Reaksi:

(16)

Panas Masuk: Panas masuk alur 1 :

dT Cpl N 308 298 1 senyawa       

_

_

Tabel LB 7 panas masuk alur 1

Komponen N1(kmol/jam) 298. 303 cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam)

NH3 29,8016 867,94578 25866,25579

H2O _0,141437 _749,94595 _106,0704167

Total 25972,32621

Panas masuk alur 2 : dT Cpl N 303 298 2 senyawa       

_

_

Tabel LB 8 panas masuk alur 2

Komponen N 2 (kmol/jam) 298.308cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam) CH2O _44,702543 _840,78327 _37585,15008 CH3OH _0,56633 _816,36655 _462,3352299 H2O _125,8517 _749,94595 _94382,01327 Total 132429,4986

Total panas masuk = panas masuk alur 1 + panas masuk alur 2 = 158401,8248 kJ/jam

Panas Keluar:

Panas keluar alur 3 = N CpldT 313 298. 3 senyawa        

(17)

Tabel LB 9 Panas Keluar Alur 3 Komponen N 3_(kmol/jam) 298.308cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam) NH3 _0,596033907 _867,945783 _517,32512 H2O _169,8016835 _749,945951 _127342,08 CH2O _0,89405086 _840,783265 _751,703 CH3OH _0,566332892 _816,36655 _462,33523 (CH2)6N4 _7,301415357 _2774,2 _20255,586 Total 149329,03 Panas reaksi: Reaksi : 6CH2O(l) + 4NH3 (l) (CH2)6N4 (s) + 6H2O r = 219,042 kmol/jam ΔHr298 = ΔH°f produk-ΔH°freaktan = -118,44 kJ/jam= -118440 J/jam ΔHr313 = 3920,24 KJ/jam



    2 1 2 1 ) ( T T in T T out r T N CpdT N CpdT H r dt dQ ) 8 158401,824 -(149329,03 )(3920,24) 219,042 (   dt dQ = 996823,9311 KJ/jam Air yang di perlukan jaket: m = Q/cp

m = 1155225,756 /996823,9311 = 1,158906523 kg/jam

(18)

Tabel LB 10 Neraca Panas Reaktor

Komponen Masuk Keluar

Umpan 158401,8248 Produk 149329,03 Panas reaksi 1005897 Steam 996823,9311 Total 1155225,756 1155225,756 B.2 Evaporator 1 (FE-101) Panas Masuk = N3

_

308 298 Cp dT + N14Air



308 298 Cp dT Panas masuk

Tabel LB.11 Panas masuk alur 3

Komponen N

3

(kmol/jam) 298.308cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam)

NH3 _0,596033907 _867,945783 _517,32512

(19)

CH2O _0,89405086 _840,783265 _751,703

CH3OH _0,566332892 _816,36655 _462,33523

(CH2)6N4 _7,301415357 _2774,2 _20255,586

Total 149329,03

Tabel LB.12 Panas masuk alur 14

Komponen N

14

(kmol/jam) 298.303cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam)

H2O _1,6286 _749,945951 _1221,370308

CH2O _0,000001 _840,783265 _0,004671018

CH3OH _0,0001 _816,36655 _0,063778637

(CH2)6N4 _1,739 _2774,2 _4824,849009

Total 6046,2878

Total panas masuk = panas masuk alur 3 + panas masuk alur 14 = 155375,3226 kJ/jam

Menentukan titik didih larutan dalam evaporator: kg/jam

10,1326

F_NH33  , F_Air3 3056,4303 kg/jam, F_CH2O3 26,8215 kg/jam kg/jam 18,1227 F_CH3OH3  _,F3 1022,1981 kg/jam (CH2)6N4  kg/jam 29,315

F_Air14  _,F_CH2O14 0,0001 kg/jam , kg/jam 0,0025 F_CH3OH14  kg/jam 243,486 F14 (CH2)6N4 

Tblarutan TbpelarutTbcampuran

_campuran xk_B P BM G Tb 1000 1 1        

dimana: G1 = Berat zat terlarut

P = Berat pelarut

(20)

C k x P BM G BM G BM G BM G Tb_campuran _B 0 4 4 3 3 2 2 1 1 1,8 41553 , 55543 1000 140 486 , 243 32 0025 , 0 30 0001 , 0 140 1981 , 1022 32 1227 , 18 30 8215 , 26 17 1326 , 10 1000                               K C C C Tb Tb

Tb_laru _pelarut _campuran

0 0 0 0 tan 374,8 8 , 101 6 , 1 100       

Temperatur alur 5 dan alur 4 merupakan titik didih larutan = 374,8K Panas keluar

Panas keluar alur 5:

dT Cpg dT Cpl N 374,8 bp bp 298 5 senyawa           

_





Hvl

Tabel LB.13 Panas Keluar alur 5

Komponen N5 (kmol/jam) 298,15 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 374,8 cpg dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam) NH3 0,596033907 7462,26309 23351 2844,5629 20061,21 H2O 154,2872651 5809,08976 40656,2 2597,3072 7569734 CH2O 0,892266085 7109,48534 23304 2735,3094 29577,55 CH3OH 0,559614086 6951,91022 35270 3584,0134 27301,9 Total 7646675

Panas keluar alur 4 N Cpl dT

374,8 298 4 Senyawa       

_

_

Tabel LB.14 Panas keluar alur 4

Komponen N

4

(kmol/jam) 298.374,8cpl dT

(kJ/kmol)

(21)

H2O _17,143029 _5809,08976 _99585,39693 CH2O _0,001788 _7109,48534 _12,7125 CH3OH _0,006796 _6951,91022 _47,25166249 (CH2)6N4(l) _4,068270 _21305,856 _86677,9850 (CH2)6N4(s) _4,9723305 _17742,336 _88220,76001 Total 274544,1062

Total panas keluar = panas keluar alur 4 + panas keluar alur 5

= 7921218,6501kJ/jam



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) kJ/jam ) 26 (155375,32 ) 501 (7921218,6 dt dQ    dt dQ 7765843,3275 kJ/jam λ = 2117,2 kJ/kg kg/jam 978144 , 3667 kJ/kg 2117,2 kJ/jam 75 7765843,32 dQ/dt. m    

Tabel LB. 15 Neraca panas Evaporator I

Komponen Qmasuk (kJ/jam) Qkeluar (kJ/jam)

Umpan 155375,3226 -

Produk - 7921218,65

Steam 7765843,3275 -

Total 7921218,6501 7921218,6501

(22)

Panas masuk

Panas keluar alur 5 evaporator = panas masuk alur 5 ejector Panas masuk alur 5:

_





Hvl

Tabel LB. 16 Panas masuk alur 5

Komponen N5 (kmol/jam) 298,15 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 374,8 cpg dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam) NH3 0,596033907 7462,26309 23351 2844,5629 20061,21 H2O 154,2872651 5809,08976 40656,2 2597,3072 7569734 CH2O 0,892266085 7109,48534 23304 2735,3094 29577,55 CH3OH 0,559614086 6951,91022 35270 3584,0134 27301,9 Total 7646675 Menentukan titik didih larutan dalam ejector :

kg/jam 0,596033

F_NH35  , F_Air5 154,2872 kg/jam, F_CH2O5 0,89226 kg/jam kg/jam

0,55961 F_CH3OH5 

(23)

Tblarutan TbpelarutTbcampuran _campuran xk_B P BM G Tb 1000 1 1        

P = Berat pelarut kb = Konstanta air = 0,52 C k x P BM G BM G BM G Tb_campuran _B 0 3 3 2 2 1 1 4 , 0 52 , 0 2772 1000 32 9077 , 17 30 7680 , 26 17 1326 , 10 1000                           K C C C Tb Tb

0 0 0 0 tan 373,4 4 , 100 4 , 0 100        Panas keluar

_





Hvl

Komponen N6 (kmol/jam) 298,15 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 373,4 cpg dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam) NH3 0,596033907 7303,76 23351 2791,12 19934,9 H2O 154,2872651 5702,19 40656,2 2549,61 7545881 CH2O 0,892266085 6961 23304 2684,53 29399,7 CH3OH 0,559614086 6805,09 35270 3514,7 25512,7 Total 7620728

(24)



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) kJ/jam (7646675) ) (7620728 dt dQ    dt dQ -25946,2 kJ/jam λ = 2117,2 kJ/kg kg/jam 255 , 12 kJ/kg 2117,2 kJ/jam 25946,2 dQ/dt. m    

Tabel LB.18 Neraca panas ejector 1

Umpan 7646675 - Produk - 7620728 Steam 25946,2 - Total 7620728 7620728 B.4 Kondensor 1 (E-101) Panas Masuk

(25)

Panas keluar

Asumsi suhu keluar kondensor 100 oC Panas keluar alur 7  N7_senyawa



H_vl



Tabel LB.19 Panas Keluar Alur 7

Komponen N6 (kmol/jam)

ΔHvl

(J/mol) Qout (kJ/jam)

NH3 0,596033907 23351 13917,98775 H2O 154,2872651 40656,2 6272733,909 CH2O _0,892266085 ₂₃₃₀₄ _20793,36884 CH3OH 0,559614086 35270 19737,5888 Total 6327182,885

Maka, selisih panas adalah :



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) (7543673 85) (6327182,8 dt dQ    dt dQ -1216489,8716kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 1216489,8716kJ/jam. Maka untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin.

Data air pendingin yang digunakan: T masuk = 30oC

T keluar = 60oC

Air pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 9 9700,87616 kJ/kg 125,4 -kJ/jam 16 1216489,87 keluar pendingin Air -masuk pendingin Air dQ/dt. m   

(26)

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

Umpan 7543673 -

Produk - 6327182,885

Panas yang dilepas - 1216489,8716

Total 7543673 7543673 B.5 Evaporator 2 (FE-102) FE-102 CH2O CH3OH H2O 9 4 8 CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s) CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s) T = 101,8ºC P = 0,11 atm T = 115,24ºC P = 0,11 atm T = 115,24ºC P = 0,11 atm Panas masuk

Panas masuk alur 4 = 274544,106 kJ/jam

Menentukan titik didih larutan dalam evaporator: kg/jam

308,5745

F_Air4  , F_CH2O4 0,0563 kg/jam , F_CH3OH4 0,2175 kg/jam kg/jam 569,5579 F4 ) (CH2)6N4(l  _,F 696,1263 kg/jam 4 ) (CH2)6N4(s  campuran pelarut tan laru Tb Tb Tb   B campuran xk P BM G Tb 1000 1 1        

P = Berat pelarut kb = Konstanta air = 0,52 C k x P BM G BM G BM G Tb_campuran _B 0 3 3 2 2 1 1 24 , 5 1 52 , 0 5745 , 308 1000 30 1263 , 696 140 5579 , 569 32 2175 , 0 30 0536 , 0 1000                           

(27)

K C C C Tb Tb

0 0 0 0 tan 388,24 24 , 115 24 , 15 100       

Temperatur alur 8 dan alur 9 merupakan titik didih larutan = 388,240K Panas keluar

Panas keluar alur 8: dT Cpl N 388,24 298 8 Senyawa       

_

_

Komponen N 8 (kmol/jam) 298.388,24cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam) H2O 1,7143029 6837,7294 11721,9397 CH2O 3,57622 x 10-6 8587,04646 0,03070914 CH3OH 8,15632 x10-5 8420,2508 0,686782491 (CH2)6N4(l) _1,830721717 _25034,381 _45830,9846 (CH2)6N4(s) _7,209879354 _20847,2448 _150306,1199 Total 207859,7617

_





Hvl

(28)

Komponen N9 (kmol/jam) 298 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 388,24 cpg

dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)

H2O _15,42872651 _6837,7294 _40656,2 _3061,40488 _780004,4269 CH2O 0,001784532 8587,04646 23304 3230,50305 62,6755349 CH3OH _0,006715369 _8420,2508 ₃₅₂₇₀ _4265,21293 _322,0386362 Total 780389,1411 Total panas keluar = panas keluar alur 8 + panas keluar alur 9

= 988248,9028kJ/jam



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) kJ/jam ) 6 (274544,10 ) 28 (988248,90 dt dQ    dt dQ 713704,7966 kJ/jam λ = 2117,2 kJ/kg kg/jam 0984303 , 337 kJ/kg 2117,2 kJ/jam 6 713704,796 dQ/dt. m    

Tabel LB.23 Neraca panas Evaporator II

Umpan 274544,106 -

Produk - 988248,9028

Steam 713704,7966 -

Total 988248,9028 988248,9028

(29)

Panas masuk

Panas keluar alur 9 evaporator = panas masuk alur 9 ejector Panas masuk alur 9: 770134,107kJ/jam

Menentukan titik didih larutan dalam ejector :

kg/jam 277,7171

F_Air9  , FCH2O9 0,0535 kg/jam kg/jam

0,2149 F_CH3OH9 

Tblarutan TbpelarutTbcampuran

_campuran xk_B P BM G Tb 1000 1 1        

P = Berat pelarut kb = Konstanta air = 0,52 C k x P BM G BM G Tb_campuran _B 0 2 2 1 1 01 , 0 52 , 0 7171 , 277 1000 32 2149 , 0 30 0535 , 0 1000                         K C C C Tb Tb

0 0 0 0 tan 373,01 01 , 100 01 , 0 100        Panas keluar

(30)

_





Hvl

Komponen N6 (kmol/jam) 298,15 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 373,01 cpg dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam) H2O 15,4287 5672,41 40656,2 2536,33 753924 CH2O 0,00178 6919,81 23304 2670,39 58,7008 CH3OH 0,00672 6764,38 35270 3495,42 305,749 Total 754288



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) kJ/jam 11kJ) (780389,14 (754288) dt dQ    dt dQ -26100,9 kJ/jam λ = 2117,2 kJ/kg kg/jam 328 , 12 kJ/kg 2117,2 kJ/jam 24370 dQ/dt. m    

Tabel LB.25 Neraca panas ejector 1

Umpan 780389,1 -

Produk - 754288

Steam 26100,9 -

Total 754288,2 754288,2

(31)

Panas Masuk

Panas masuk alur 10 = 745764 kJ/jam Panas keluar

Asumsi suhu keluar kondensor 100 oC Panas keluar alur 11 N11





senyawa Hvl



Tabel LB.26 Panas Keluar Alur 11

Komponen N11 (kmol/jam)

ΔHvl

(J/mol) Qout (kJ/jam)

H2O 15,42872651 40656,2 62727,33909 CH2O _0,001784532 ₂₃₃₀₄ _41,5867376 CH3OH 0,006715369 35270 236,851065 Total 627551,8287 Maka, selisih panas adalah :



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ ) (745764 87) (627551,82 dt dQ  

(32)

 dt dQ

-126736,4086kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 118212,1388kJ/jam. Maka untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin.

T keluar = 60oC

Air pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 657166 , 1010 kJ/kg 125,4 -kJ/jam 6 126736,408 -keluar pendingin Air -masuk pendingin Air dQ/dt. m   

Tabel LB.27 Neraca panas Condenser

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

Umpan 754288,2374 -

Produk - 627551,829

Total 754288,2374 754288,2374

B.8 Cooler (E-103)

Panas Masuk

Panas masuk alur 8 = 207859,7617kJ/jam Panas Keluar

(33)

Panas keluar alur 12 N CpldT 313 298 12 senyawa       

_

_

Komponen N12(kmol/jam) 298308 cpl dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)

H2O 1,7143029 749,945951 1285,63455 CH2O 3,57622 x 10-6 840,783265 0,00300682 CH3OH 8,15632 x10-5 816,36655 0,06658546 (CH2)6N4(l) _1,830721717 _2774,2 _5078,78819 (CH2)6N4(s) _7,209879354 _2310,2 _16656,2633 Total 23020,7556

Maka, selisih panas adalah :



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ 7 207859,761 23020,7556   dt dQ  dt dQ - 184839,006 kJ/jam

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 184839,006 kJ/jam. Maka untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin.

T keluar = 60oC

Air Pendingin yang diperlukan adalah:

kg/jam 473,995264 1 kJ/kg 125,4 -kJ/jam 184839,006 -bekas pendingin Air -masuk pendingin Air dQ/dt. m   

(34)

Umpan 207859,7617 -

Produk - 23020,7556

Total 207859,7617 207859,7617

B.9 Rotary Dryer (DE-101)

Panas masuk

Panas masuk alur 13 = panas keluar alur 13 centrifuge Panas masuk alur 13 =16974,4879 kJ/jam

Panas keluar

Panas keluar alur 15 N CpldT

318 298 15 senyawa       

_

_

Tabel LB.33 Panas keluar alur 15 Komponen

N15keluar

(kmol/jam) 298

318

cpl dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)

H2O 0,004286 1502,04364 6,44 CH3OH 2,04 x 10-7 1651,57057 3,37 x 10-4 (CH2)6N4(l) _0,004577 5548,4 25,39394093 (CH2)6N4(s) _7,209879354 _4620,4000 _33312,52657 Total 3,33 x 104

Komponen N16 (kmol/jam) 298,15 bp cpl dT (kJ/kmol) ΔHvl (J/mol) bp 373 cpg dT

(35)

H2O _0,081429 _1502,04364 _40656,2 672,9381073 _3487,717 CH3OH 3,8743 x10-6 1651,57057 35270 891,4657533 0,146497207 (CH2)6N4(g) 0,08695928 5548,4 230120 1539600 154376,0646 Total 157863,9281

Total panas keluar = panas keluar alur 15 + panas keluar alur 16 = 1,91x 105



  2 1 2 1 T T in T T out N CpdT CpdT N dt dQ 16974,4879 105 1,91x   dt dQ  dt dQ 1,7 x 105kJ/jam kg/jam 2,2215 8 2117,2 105kJ/jam 1,91x m  

Tabel LB.35 Neraca panas rotary dryer

Komponen Masuk Keluar

Umpan 17143,48182 Produk 1,9121 x10 5 Steam 1,7406 x105 Total 1,912 x10 5 1,9121 x105

(36)

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT C.1 Tangki (TT-101)

Fungsi : menyimpan bahan baku formaldehid 37% untuk kebutuhan 30 hari

Bentuk : silinder vertical dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA – 283 Grade C Jenis sambungan : Double welded butt joints

Jumlah : 2 unit

Data perhitungan:

Kondisi penyimpanan : P = 11,5 atm = 169,0040 psi T = 35ºC = 308 K

Kebutuhan penyimpanan : t = 30 hari

Laju alir massa : F = 3623,9966 kg/jam Densitas bahan dalam tangki : ρ = 1105,68 kg/m3 Perhitungan ukuran tangki:

1. Volum tangki V total =

Direncanakan membuat 2 tangki dengan faktor kelonggaran : 20% Volume tangki, Vt = = 1415,93076 m3

2. Diameter dan tinggi shell

Direncanakan tangki beralaskan datar dan tutup atas ellipsoidal dengan perbandingan:

Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3

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

Sehingga :

Volum shell tangki (Vs):

Volum head tangki, (Vh):

(37)

=

= 11,8577 m = 466,8382068 in

3. Diameter dan tinggi tutup

Diameter tutup = diameter tangki = 11,8577 m Tinggi tutup (Hh) =

Tinggi tangki = Hs + Hh = ( + ) m = 18,7747 m

4. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data:

- Allowable stress (S) = 13750 psia = 94802,95 kPa - Joint efficiency (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0.125 in/tahun - Umur tangki (n) = 10 tahun

- Tebal silinder (d) = (Peters, 2004) Dimana: d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi)

R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = Allowable working stress CA = Corrosion allowance

n = umur alat yang direncanakan E = efisiensi sambungan

Volume cairan = 1179,9423 m3

(38)

Tekanan Hidrostatik: P Hidrostatik = ρ x g x l

= 1105,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 13,1752 m = 142,7624711 kPa = 20,7062688 Psi Po = 169,004 Psi

P = 20,7062688 Psi + 169,0040 Psi = 189,7103 Psi Faktor keamanan untuk tekanan = 10 %

Pdesign = 1,10 x 189,7103 Psi = 208,6813 Psi

Tebal shell tangki:

d = 5,7292 in

Dipilih tebal silinder standar = 6 in 5. Tebal dinding head (tutup tangki)

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data:

- Allowable stress (S) = 13750 psia = 94802,95 kPa - Joint efficiency (E) = 0,8

- Corrosion allowance (C) = 0.125 in/tahun - Umur tangki (n) = 10 tahun

- Tebal silinder (d) = (Peters, 2004) dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) D = diameter dalam tangki (in) S = Allowable working stress CA = Corrosion allowance

n = umur alat yang direncanakan E = efisiensi sambungan

d =

Dipilih tebal head standar = 5,7 in C.2 Tangki (T-102)

(39)

Fungsi : Tempat penyimpanan bahan baku amoniak dalam keadaan cair

Kondisi Operasi : Tekanan (Pops) = 11,5 atm Temperatur (Tops) = 35

o

C Tipe Tangki : - Bentuk Shell => silinder vertikal

- Bentuk head => torisperhical dished head Alasan : - Bahan baku mudah menguap

- Kapasitas tangki lebih besar dari 10.000 gal, sehingga tangki berbentuk vertikal (Walas, 1990) - Tekanan berkisar 2-15 atm

Tabel LC 1

Komponen Massa Wi liq

kg/jam kg/m3

NH3 506,6288 0,9950 623,3329

H2O 2,5459 0,0050 992,85662

Total 509,1747 1,0000 Perhitungan Desain

1. Menghitung Kapasitas Tangki

Kebutuhan Amonia = 506,6288 kg/jam

Lama Penyimpanan = 30 hari

Jadi total persediaan amoniak selama 30 hari adalah :

m_amonia = 506,6288 jam kg x 24 hari jam x 30 hari = 364772,7509 kg (804185,3020 lb/jam) amonia



=



_ liq i w 1 =       _ 992,85662 0,0050 623,3329 0,9950 1 = 624,4950 kg/m3 (38,9860 lb/ft3) Volume Amonia : amonia V = amonia amonia m  = ₃ / 624,4950 9 364772,750 m kg kg = 584,1084 m3 (20627,5545 ft3)

Safety factor = 20% (Peter and Timmerhaus,1991) Vshell = 1,2 x Vamonia

= 1,2 x 584,1084 m3

= 700,93008 m3 (24753,0654 ft3 atau 185165,7764 gal) 2. Menentukan Diameter dan Tinggi Shell

(40)

dimana : Di = Diameter dalam shell Hs = Tinggi shell

Dari tabel 18.2 hal 622, Walas digunakan diameter dalam (Di) standar :

Di = 21 ft (6,4008 m atau 252 in) Maka didapatkan Hs : Hs = 3 / 1 3 ) 21 )( ( 4 1 ft 24753,0654         ft  = 71,4662 ft (857,5941 in atau 21,7830 m) 3. Menghitung Tinggi Cairan (HL)

VL = D_i2 H_L 4 1 __ _ Maka, HL = ₂ i L D . 4 1 V  = 3 / 1 21) .( . 4 1 24753,0654          = 59,5551 ft (714,6617 in atau 18,1525 m) 4. Menghitung Tekanan Desain (Pdesain)

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain diambil 5 % diatasnya.

Pdesain = 1,05 x P (dalam psi)

dimana, P = Poperasi + Phidrostatis

P = 169,0034 + 144 H g g L c        = 169,0034 + 144 ) (59,551 9,81 9,81 ) 9860 , 8 3 (       = 169,0034 + 16,1237 = 185,1271 psi Dengan demikian, Pdesain = 1,05 x 185,1271 psi = 194,3835 psi 5. Menentukan Tebal Shell (ts)

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

ts = C ) P . 6 , 0 E . f ( 2 D . P d i d 

 (Brownell & Young, 1959)

dimana : ts = tebal shell (in)

Pd = tekanan desain (psi)

f = allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah carbon steel SA 285 grade C)

= 13.750 psi (tabel 13.1, Brownell & Young) Di = diameter dalam shell (in)

E = Efisiensi pengelasan

(41)

C = Faktor korosi (in) = 0,125 in (Megyesy, 1983) Jadi, ts =



(13750)(0,85) (0,6)(194,3835 )



0,125 2 )(252) (194,3835   = 2,2417 in Digunakan ts standar = 2 1/4 in

6. Desain Head (atap)

Karena bahan baku yang digunakan mudah menguap, maka dapat digunakan bentuk head yaitu torisperhical dished head

Keterangan :

t = tebal head, in

icr = inside corner radius, in r = radius of dish, in OD = outside diameter, in ID = inside diameter, in b = depth of dish, in OA = overall dimension, in Sf = Straight flange

 Menentukan tebal head

Untuk menentukan tebal head, persamaan yang digunakan adalah :

th = C P FE xPL   80, 885 , 0

(Brownell & Young, 1959) rc = OD ; icr = 0,06 x OD (Brownell & Young, 1959 hal 88) menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (cr)

OD = ID + 2t

= 252 + 2(2,25) = 256,5 in rc = L = 256,5 in

icr = 0,06 x 256,5 in = 15,39 in maka tebal head adalah:

th = 0,125 ) 194,3835 .( 8 , 0 ) 85 , 0 )( 750 . 13 (( )(256,5) )(194,3835 885 , 0 (   = 3,9514 in Digunakan th standar = 4 in

 Menghitung tinggi head Tinggi head (OA) = th + b + sf

Untuk torispherical head, sf = 1,5 (megyesy, hal 314) IDh = rc -2 x th h OD h t O D I D A B i c r b = t i n g i d i s h a t r O A sf C

(42)

= 256,5 – 2 (3,9514) = 248,5973 in b = 2 )2 2 ( ) (rc icr ID icr rc_ _ _ h _ = 256,5 in - 2 15,39)2 2 248,5973 ( ) 39 , 15 5 , 256 (    = 41,3885 in Sehingga OA = 3,9514 + 41,3885 + 1,5 = 46,8885 in

 Menghitung Volume Tangki (VT)

VT = Vshell + Vhead

Vshell = 24753,0654 ft3

V head = Volume tnp bag sf + Volume bag sf # Volume tnp bag sf V = 0,000049 x Di 3 = 0,000049 x (252)3 = 784,1474 ft3 # Volume bag sf V = ¼ π Di2 sf = 43,2951 ft3 V head = 784,1474 ft3 - 43,2951 ft3 = 827,4425 ft3 Jadi, VT = 24753,0654 ft3 + 827,4425 ft3 = 25580,5079 ft3 (724,3632 m3) C.3 Reaktor R-101

Fungsi : Tempat terjadinya reaksi antara amoniak dengan formaldehid

Jenis : Mixed flow reactor

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup Ellipsoidal Bahan konstruksi : stainless steel type 316 (SA-204)

Jumlah : 1 unit

Reaksi yang terjadi :

6CH2O + 4NH3 ---> (CH2)6N4 + 6H2O Tabel LC 2 Komposisi umpan masuk

Komponen Laju alir

(kg/jam) % berat ρ (kg/m3) ρ campuran (kg/m3) Viskositas (cp) NH3 506,6288 12,2560 583 71,4527 0,09 H2O 2267,8774 54,8631 992 544,3788 0,75 CH2O 1342,0763 32,4425 653 211,9078 1,9 CH3OH 18,1227 0,4384 759 3,3258 0,5 Total 4133,7052 100 831,0651

Sumber : wikipedia, 2010 ; Ullman, 2002 ; Kern, 1965 ; Coulson dan Richardson, 2005)

(43)

Gambar LC.13 Mixed Flow Reactor Data Perhitungan

- Kondisi Reaksi : Tekanan = 11,5 atm

: Temperatur = 35 oC

- Laju alir total, Ftot - Viskositas bahan μ : : 4133,7052 kg/jam CH3OH CH2O H2Ot NH3 Xi x Xi x Xi x x Xi















= 0,006263 lb/ft.det - Densitas bahan (ρ) = 51,88173 lb/ft3 Volume reaktan (V0) ₌ 3 kg/m kg/jam 831,0651 4133,7052 V0 = 4,973984955 m 3 /jam Laju alir mol formaldehid, NAo =

kg/kgmol kg/jam 30

1341,0763

= 44,70 kmol/jam Konsentrasi awal formaldehid,

CA0 = /jam m 5 4,97398495 kmol/jam 44,70 3  V N_Ao CA0 = 8,99 kmol/m3 Waktu tinggal reaktan dalam reaktor 0,5 jam (τ) 1. Perhitungan desain reaktor

Volume minimum reaktor, Vm = V (Levenspiel, 2003) = 4,973984955 m3/jam x 0,5 jam Vm = 2,486992477 m3

Ruang bebas reaktor direncanakan 20% volume minimum reaktor Volume reaktor, Vr = (1+0,2)× 2,486992477

Vr = 2,984390973 m3

Spesifikasi Reaktor :

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:2

Volume silinder, Vs = D _H D _xD 4 4 2 2    (Brownell dkk, 1959)

(44)

Maka , Vs =

4

3

D 

Tutup dan alas ellipsoidal :

rasio axis major D terhadap axis minor Hh = 1 : 6 Tinggi head, Hh =

6 D

(Brownell dkk,1979)

volume 2 tutup, Vh _{= /4  D}2 Hh  2 (Brownell dkk,1959)

= /4  D2(1/6  D)  2 = /12  D3 Vt = Vs + Vh Vt = (/4  D3)+ (/12  D3) Vt = 1,0467 D3 Diameter Tangki (Dt) ₌ 3 t 1,0467 V = 3 3 0467 , 1 m ,984390973 2 Dt = 1,2751 m m 1 ft 3,2808  = 4,1836 ft Tinggi silinder, Hs = 1,5D1,9127m Tinggi tutup, Hh = 16 1,2751 16 D  Hh = 0,07969 m Tinggi Tangki, HT = Hs + (Hh x 2) HT = 2,072199662 m 2. Tekanan Desain Tinggi cairan dalam tangki

Volume tangki = 2,9843909 m3 Volume cairan = 2,4869924 m3 Tinggi tangki = 2,0721994 m Tinggi cairan dalam tangki =

tangki volume tangki tinggi tangki dalam cairan volume 

Tinggi cairan dalam tangki = ₃

3 m ,9843909 2 m 0721994 , 2 m ,4869924 2  = 1,726832876 m

(45)

Tekanan hidrostatis = ρ  g  tinggi cairan dalam tangki

Tekanan hidrostatis = 831,0651 kg/m3  9,8 m/det2  1,726832876 m = 14,06408 kPa

Tekanan udara luar = 1 atm = 101,325 kPa

Poperasi = 101,325 kPa + 14,06408 kPa

Poperasi = 115,3890829 kPa

Faktor kelonggaran = 20 %

Maka, Pdesign = (1,2) x (115,3890829 kPa)

=138,4668995 kPa kPa 6,89476 psia 1  = 20,08292 psia

3. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

Allowable working stress : 16.250 psia (Brownell dkk, 1959) Efisiensi sambungan (E) : 0,85

Umur alat (A) rencana : 10 tahun

P 6 , 0 SE R P (d) silinder dinding Tebal   

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (m) P = tekanan desain (psia)

D = diameter dalam tangki (m) S = stress yang diizinkan (psia) E = efisiensi pengelasan d = ) 4668995 , 38 1 (0,6 -0,85) 9 , 112039 ( 2 1,27519 4668995 , 38 1    d = 0,000927859 m m 1 in 73 , 39  = 0,037087 in

Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,037087 + (0,125 x 10) = 1,287087 in Dipilih tebal silinder standar 1

5 1

in

4. Tebal dinding head (tutup tangki)

Allowable working stress : 16.250 lb/in2 (Brownell dkk, 1959) Efisiensi sambungan (E) : 0,85

Umur alat (A) rencana : 10 Tahun

2SE 0,2P D P (dh) head dinding Tebal   

dimana : dh = tebal dinding tangki bagian head (in) P = tekanan desain (psia)

D = diameter dalam tangki (m) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan

(46)

dh = ) 4668995 , 38 1 (0,2 -0,85) 9 , 112039 2 ( 275199662 , 1 4668995 , 38 1    x dh = 0,000927184 m m 1 in 73 , 39  = 0,03706 in Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,03706 + (0,125 x 10) = 1,28706 in Dipilih tebal head standar 1

2 1

in 5. Perancangan Sistem Pengaduk Perhitungan perencanaan ukuran pengaduk

Data-data perencanaan ukuran pengaduk, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) : Jenis pengaduk : Flat six-blade turbine

Jumlah buffle (R) : 4

Gambar LC.14 Ukuran Turbin Untuk Reaktor Dimana :

Hc = Tinggi cairan di dalam tangki (ft) Da = Diameter pengaduk (ft)

Dt = Diameter tangki (ft) J = Lebar buffle (ft)

E = Tinggi daun pengaduk dari dasar tangki (ft)

Adapun data-data pengaduk standart sebagai berikut (McCabe dkk, 1999) 1) Da = 1/3Dt = 1/3 (1,27519962 m) = 1,394558 ft

2) E = 1 (Da) = 1,394558 ft

3) L = 1/4(Da) = 0,25 (1,394558 ft) = 0,34864 ft

Adapun data-data pengaduk jenis Flat six-blade turbine, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) : 1) W = 1/5(Da) = 1/5 (1,394558 ft) = 0,17432 ft

2) J = 1/12 (Dt) = 1/12 (1,27519962 m) = 0,34864 ft Dimana :

W = Lebar blade (daun) pengaduk (ft) L = Panjang blade(daun) pengaduk (ft) Data Perhitungan :

n = 120 putaran per menit = 2 putaran per detik 1) Bilangan Reynold (Nre)

Nre =

2

n.Da .

(47)

Nre =





lb/ft.det ,000525 0 b/ft .51,88173l ft 1,394558 /det 2 2 3 = 11959,53733 2) Bilangan daya (Np) Np = c 3 5 P.g .n .Da  (Geankoplis, 2003)

Untuk NRe = 11959,53733, NP = 4 (Fig 3.4-5 Geankoplis,2003)

3) Daya pengaduk (P) P =

 

c 5 3 P g .Da .n N  =

 





2 5 3 3 lbf.detik ft lbm 32,174 ft ,394558 1 2 lb/ft 88173 , 51 4   = 369,0368078 Watt Dimana : 1 hp = 745,7 Watt Sehingga : P = 369,0368078 Watt 745,7Watt hp 1  = 0,494886 hp Efisiensi 80 % P = 0,8 hp 0,494886 = 0,618608032 hp Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp. 6. Perhitungan Desain Jaket Pendingin

Menghitung Jaket Pendingin

Jumlah air pendingin = 1,16 kg/jam (Lampiran B) Vair pendingin = ₉₉₈_kg/m3

kg/jam 1,16

Vair pendingin = 0,001159105 m3/jam

Diameter luar reaktor = diameter dalam + 2 x tebal dinding = 1,275299662 m + 2 x 0,000927859 m = 1,277055379 m

Asumsi jarak jaket = 5 in

in 73 , 39 m 1  = 0,126

Diameter dalam jaket = 1,277055379 m + (2 x 0,126)m = 1,531055379 m

Tinggi Jaket Pendingin,

H = Hs = 2,072199452 m Tekanan jaket pendingin,

Tekanan hidrostatis = ρ  g  H

= 998 kg/m3  9,8 m/det2  2,07219945 m = 20,266 kPa

Tekanan Operasi = 20,266 kPa + 101,325 kPa = 121,591 kPa

Tekanan Design = (1,2) x 121,591 kPa = 145,91032 kPa

(48)

Tebal jaket pendingin, t = P SE PxR 6 , 0  t = ) 145,91032 (0,6 -0,85) 85 , 112039 ( 2 9 1,53105537 145,91032    t = 0,001173964 m m 1 in 73 , 39  = 0,04621 in Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal Jaket yang dibutuhkan = 0,04621 + (0,125 x 10) = 1,296 in Dipilih tebal silinder standar 1

2 1

in

C.4 Evaporator I (FE-101)

Fungsi : Menguapkan sisa CH2O, CH3OH, NH3,dan sebagian air dari produk

reaktor

Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator Tipe : Single Effect Evaporator Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 3660,09473 kg/jam = 8069,16981 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150°C = 302°F

Temperatur akhir (T2) = 150°C = 302°F

Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 4406,5090 kg/jam = 9714,74018 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 40°C = 104°F

Temperatur akhir (t2) = 101,8°C = 215,24°F

Panas yang diserap (Q) = 7749152,56984 kJ/jam = 7344750,60171 Btu/jam (1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih

T1 = 302F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 215,24F t1 = 86,76 F

T2 = 302F Temperatur yang lebih rendah t1 = 104F t2 = 198F

T1 – T2 = 0F Selisih t2 – t1 = 111,24F t2 – t1 = 111,24F 81653 , 34 1 86,76 198 ln 111,24 Δt Δt ln Δt Δt LMTD 1 2 1 2                 F 0 t t T T R 1 2 2 1 _   

(49)

56182 , 0 104 302 111,24 t T t t S 1 1 1 2 _     

Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 134,81653F (2) Tc dan tc 302 2 302 302 2 T T T 1 2 c      F 62 , 59 1 2 24 , 15 2 104 2 t t t 1 2 c      F

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

- Jenis tube = 18 BWG

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

- Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8 (Kern, 1965) heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 100-200 Btu/jamft2F dan faktor

pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 132 Btu/jamft2F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2 o o 2 D ft 72423 , 12 4 F 81653 . 34 1 F ft jam Btu 132 Btu/jam 171 7344750,60 Δt U Q A       

Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965)

Jumlah tube, 131,37 /ft ft 0,2618 ft 12 ft 72423 , 12 4 a L A N ₂ 2 " t      buah

b. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 131 tube dengan ID shell 17,25 in. c. Koreksi UD 2 ft 54960 , 11 4 /ft 2 ft 0,2618 131 ft 12 " a t N L A        F ft jam Btu 37 , 32 1 F 81653 , 34 1 ft 72423 , 12 4 Btu/jam 171 7344750,60 Δt A Q UD ₂ ₂         

Fluida dingin: sisi tube

(50)

n a N a t t t    144 ' (Pers. (7.48), Kern)     2 144 0,639 131 t a 0,29066 ft2 (4) Kecepatan massa: t t a w G  (Pers. (7.2), Kern)   0,29066 9714,74018 t G 33423,46908 lbm/jam.ft2 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 159,62F  = 0,999 cP = 2,41668 lbm/ft2jam (Gbr. 14, Kern)

Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft    t t G ID Re (Pers.(7.3), Kern)    41668 , 2 8 33423,4690 0752 , 0 Re_t 1039,57092

(6) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), di peroleh jH = 100 pada Ret = 1039,57092

(7) Pada tc = 159,62F

c = 0,95 Btu/lbm.F (Gbr.2, Kern, 1965)

k = 0,33 Btu/jam lbm ft.F (Tabel 4, Kern, 1965)

               13 13 33 , 0 41668 , 2 95 , 0 . k c 1,90902 (8) 3 1 t i k . c ID k jH h                1,90902 0.0752 33 , 0 100 t i h  838,10476 97049 , 755 1 902 , 0 838,10476     t io t i t io h OD ID h h   

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil



_t = 1 (Kern, 1965)

97049 , 755 1 97049 , 755      io t t io io h h h  

Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell

2 T ' s s ft P 144 B C D a     (Pers. (7.1), Kern)

(51)

Ds = Diameter dalam shell = 17,25 in B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 11/4 in C = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in 2 ft 0,04792 1/4) (1 144 2 1/4) ( 25 , 7 1 s a      (4’) Kecepatan massa s s a w G  (Pers. (7.2), Kern) 2 ft jam m lb 06557 , 68400 1 0,04792 s G 8069,16981    (5’) Bilangan Reynold Pada Pada tc = 302F  = 0,999 cP = 2,41668 lbm/ft2jam [Gbr. 15, Kern]

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De = 0,72/12 = 0,060 ft    e s s G D Re (Pers. (7.3), Kern) 4180,94252 2,41668 06557 , 68400 1 0,060 s Re   

(6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 48 pada Res = 4180,94252

(7’) Pada Tc = 3020F c = 0,56 Btu/lbmF k = 0,3 Btu/jam lbm ft.F 65232 , 1 3 , 0 41668 , 2 56 , 0 . 13 13                k c (8’) 3 1 e H s o k . c D k J h            1,65232 396,55790 06 , 0 3 , 0 48    s o h 

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil



_s = 1 (Kern, 1965)

55790 , 396 1 55790 , 396      _s s o o h h  

(10) Clean Overall Coefficient, UC

F . ft . Btu/jam 11166 , 260 55790 , 396 970493 , 755 55790 , 396 970493 , 755 h h h h U 2 o io o io C         (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd

(52)

0,00371 37675 , 132 11166 , 260 37675 , 132 11166 , 260 U U U U R D C D C d        jam.ft2.ºF/Btu (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima.

Pressure drop

Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 1039,57902 f = 0,00045 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern) s = 1,1 (Tabel.6, Kern) t = 1 (2) t φ s ID 10 10 5,22 n L 2 t G f t ΔP         (Pers. (7.53), Kern) (1) (1,1) (0,0752) ) 10 10 (5,22 2) ( ) 12 ( 2 ) 46908 , 33423 ( (0,00045) t ΔP         = 0,0028 psi

(3) Dari Gbr. 27, Kern, 1965 pada diperoleh 2g' 2 V = 0,05 psi 00727 , 0 .0,05 1,1 (2).(4) 2g' 2 V . s 4n r ΔP    PT = Pt + Pr = 0,0028 psi + 0,00727psi = 0,01007 psi

Pt yang diperbolehkan = 10 psi

Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 4180,94252 f = 0,0013 ft2/in2 (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 1,1 (2) B L x 12 1 N  2 12 x 12 1 N  = 72 (Pers. (7.43), Kern) Ds = 17/14 = 1,43750 ft (3) s .s. e D . 10 10 . 22 , 5 1) (N . s D . 2 s G f. s P     (Pers. (7.44), Kern)

(53)

(1) (1,1) (0,06) 10 10 . 22 , 5 (72) (1,43750) 2 557) (168400,06 0,0013 s P         = 1,10753 psi

Ps yang diperbolehkan = 10 psi

C.5 Evaporator II (FE-102)

Fungsi : Menguapkan sisa CH2O, CH3OH,dan sebagian air dari produk

evaporator 01

Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator Tipe : Single Effect Evaporator Jenis : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 15/16 in OD Tube 18 BWG, panjang = 10 ft Jumlah : 1 unit

Fluida panas

Laju alir steam masuk = 337,09843 kg/jam = 743,17871 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150°C = 302°F

Temperatur akhir (T2) = 150°C = 302°F

Fluida dingin

Laju alir cairan masuk = 1574,5298 kg/jam = 3471,26215 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 101,8°C = 215,24°F

Temperatur akhir (t2) = 115,24°C = 239,43°F

Panas yang diserap (Q) = 713704,79658 kJ/jam = 676458,96592 Btu/jam (3) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas Fluida dingin Selisih

T1 = 302F Temperatur yang lebih tinggi t2 = 239,43F t1 = 62,568 F

T2 = 302F Temperatur yang lebih rendah t1 = 215,24F t2 = 86,76F

T1 – T2 = 0F Selisih t2 – t1 = 24,192F t2 – t1 = 24,192F 00616 , 74 62,568 86,76 ln 24,192 Δt Δt ln Δt Δt LMTD 1 2 1 2                 F 0 t t T T R 1 2 2 1 _    27884 , 0 24 , 215 302 24,192 t T t t S 1 1 1 2      

Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 74,00616F (4) Tc dan tc 302 2 302 302 2 T T T 1 2 c      F

(54)

336 , 227 2 43 , 239 24 , 215 2 t t t 1 2 c      F

Dalam perancangan ini digunakan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1/2 in

- Jenis tube = 18 BWG

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

- Panjang tube (L) = 10 ft

d. Dari Tabel 8 (Kern, 1965) heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 100-200 Btu/jamft2F dan faktor

pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 113 Btu/jamft2F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2 o o 2 D ft 89006 , 80 F 00616 , 74 F ft jam Btu 113 Btu/jam 92 676458,965 Δt U Q A       

Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965)

Jumlah tube, 61,79531 /ft ft 0,2618 ft 10 ft 89006 , 80 a L A N ₂ 2 " t      buah

e. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 62 tube dengan ID shell 10 in. f. Koreksi UD 2 ft 158 , 81 /ft 2 ft 0,2618 62 ft 10 " a t N L A        F ft jam Btu 62694 , 112 F 0061 , 70 ft 158 , 81 Btu/jam 92 676458,965 Δt A Q U_D ₂ ₂         

Fluida dingin: sisi tube

(3) Flow area tube,at’ = 0,127 in2 (Tabel 10, Kern)

n a N a_t t t    144 ' (Pers. (7.48), Kern)     2 144 127 , 0 62 t a 0,02734 ft2 (4) Kecepatan massa: t t a w G  (Pers. (7.2), Kern)

(55)

  0,02734 3471,26215 t G 126965,13844 lbm/jam.ft2 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 227,336F  = 0,999 cP = 2,41668 lbm/ft2jam (Gbr. 14, Kern)

Dari tabel 10, Kern, untuk 1/2 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,402 in = 0,0335 ft    t t G ID Re (Pers.(7.3), Kern)    41668 , 2 44 126965,138 0335 , 0 Re_t 1759,98914

(8) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), di peroleh jH = 80 pada Ret = 1759,98914

(9) Pada tc = 227,336F

c = 0,95 Btu/lbm.F (Gbr.2, Kern, 1965)

k = 0,33 Btu/jam lbm ft.F (Tabel 4, Kern, 1965)

               3 1 3 1 33 , 0 41668 , 2 95 , 0 . k c 1,90902 (8) 3 1 t i k . c ID k jH h                1,90902 0.0752 33 , 0 80 t i h  1504,41889 55279 , 1209 1 902 , 0 1504,41889     t io t i t io h OD ID h h   

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil



_t = 1 (Kern, 1965)

55279 , 1209 1 55279 , 1209      io t t io io h h h  

Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell

2 T ' s s ft P 144 B C D a     (Pers. (7.1), Kern)

Ds = Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 15/16 in C = Clearance = PT – OD = 7/16 in 2 ft 06481 , 0 (115/16) 144 2 ) 16 / 7 ( 10 s a     

(56)

(4’) Kecepatan massa s s a w G  (Pers. (7.2), Kern) 2 ft jam m lb 18578 , 11466 06481 , 0 s G 743,17871    (5’) Bilangan Reynold Pada Pada tc = 302F  = 0,999 cP = 2,41668 lbm/ft2jam [Gbr. 15, Kern]

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1/2 in dan 15/16 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in.

De = 0,72/12 = 0,060 ft    e s s G D Re (Pers. (7.3), Kern) 284,67604 2,41668 18578 , 11466 0,060 s Re   

(6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 25 pada Res = 284,67604

(7’) Pada Tc = 3020F c = 0,56 Btu/lbmF k = 0,3 Btu/jam lbm ft.F 65232 , 1 3 , 0 41668 , 2 56 , 0 . 13 13                k c (8’) 3 1 e H s o k . c D k J h            1,65232 206,54057 06 , 0 3 , 0 25    s o h 

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil



_s = 1 (Kern, 1965)

54057 , 206 1 54057 , 206      _s s o o h h  

(10) Clean Overall Coefficient, UC

F . ft . Btu/jam 41614 , 176 54057 , 206 55279 , 1209 54057 , 206 55279 , 1209 h h h h U 2 o io o io C         (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd 0,00321 62694 , 112 41614 , 176 62694 , 112 41614 , 176 U U U U R D C D C d        jam.ft2.ºF/Btu (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima.

Pressure drop

Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 1759,98914

f = 0,0025 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern)