LAMPIRAN A PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTAMA

1. Reaktor

Kode : R-101 Fungsi :

Jenis : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk

Bentuk : Silinder vertikal degan alas dan head torispherical Material : Stainless Steel SA-299

Jumlah : 1 unit Kondisi : Isothermal

Suhu : °C

Tekanan : atm = lbf/in2

Reaksi Utama :

Reaksi Samping :

1. Menentukan Jenis Reaktor

Dipilih reaktor jenis Reaktor Alir Tangki Berpengaduk, dengan alasan : 1. Reaksi homogen, fase cair-cair.

2. Katalis dalam fase cair.

3. Reaksi berlangsung pada suhu yang tidak terlalu tinggi.

4.

5.

6.

2. Bahan Konstruksi

Dipilih bahan jenis Stainless Steel SA-299, dengan alasan : 1.

2. Memiliki nilai allowable stress yang cukup besar.

3. Kinetika Reaksi

Pada tangki dekomposisi, terjadi reaksi pembentukan propilen glikol.

Adapun data eksperimental di peroleh dari Orde reaksi = 1

Kondisi Operasi : T = °C= K

P = 3 atm

Konstruksi lebih sederhana, perawatan dan pembersohan alat lebih mudah, serta harga yang lebih ekonomis.

Tempat berlangsungnya reaksi antara propilen oksida dengan air menjadi propilen glikol dengan katalis asam sulfat

Bahan tahan korosi, dikarenakan dalam reaksi menggunakan katalis yang sangat korosif yaitu asam sulfat.

52 325,15

Reaksi di jalankan dalam kondisi isothermal sehingga suhu dan komposisi campuran dalam reaktor yang harus selalu sama bisa dipenuhi dengan CSTR karena terdapat pengaduk.

Menghindari adanya "hot spot" (bagian reaktor yang suhnya sangat tinggi) karena adanya pengadukan diharapkan suhu dan komposisi di semua titik di reaktor akan sama.

52

3 44,0877

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTAMA

𝐶₃𝐻₆𝑂 + 𝐻₂𝑂 → 𝐶₃𝐻₈𝑂₂

𝐶3𝐻8𝑂2 + 𝐶3𝐻6𝑂 → 𝐶6𝐻14𝑂3

Mencari nilai k dengan persamaan berikut :

Maka di dapatkan nilai k sebagai berikut :

k = s^-1 (Akyalcin, 2017)

Reaksi :

A B C

Rate law pada first order irreversible reaction : Dimana : A : Propilen Oksida

B : Air

C : Propilen Glikol

Berdasarkan persamaan dilakukan perhitungan untuk mencari nilai waktu tinggal :

= mol/L

=

=

=

Menghitung waktu tinggal :

τ = menit

Data input Reaktor :

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

0,3471 0,274 0,28571 647,13 1002,403134

1

59988,5824 57289,0962 1799,57269

3 0,26395 0,2367 516,25

0,231

57

No Komponen a

90%

2 0,42169 0,19356 0,2857 925 1799,572692

b n Tc ρ (kg/m3)

0,2657 0,002641884

21,19808265 Fv (m3/jam)

0,09641657 31,83483302

3 16140,2614 16140,2614 761,401945

761,4019446

No Komponen Inlet (kg/jam) Outlet

(kg/jam) ρ (kg/m3)

pangkat 0 karena asumsi ketika Propilen Oksida bereaksi dengan air, air yang excess bereaksi tidak mempengaruhi konsenrasi keseluruhan dari air tersebut.

0,0006 2,3104

1799,572692 1011,626869 992,6591671 925

626

1 9664,82716 96,6482716 1002,40313

2

0,2857 0,20459

0,2857 0,19356

0,26106 0,265 0,42169

0,31839 0,33335 4

5 6

1799,57269 1011,62687 992,659167

0,967638176 10,15029899 2,02447887 66,27174828 4

5 6

TOTAL

1741,33524 10,2676

0 87545,2737

1741,33524 10268,3152 2009,61751 87545,2737

654 𝐶₃𝐻₆𝑂 + 𝐻₂𝑂 → 𝐶₃𝐻₈𝑂₂

−𝑟_𝐴= 𝑘 𝐶_𝐴¹𝐶_𝐵⁰

𝐶_𝐴0 𝑋𝐴

𝐶_𝐴 𝐶_𝐵

𝑘 = exp 15,72 −⁸⁷⁰⁵

𝑇 𝑥 10⁴L/mol.min

−𝑟_𝐴

𝜏 =𝐶_𝐴0× 𝑋_𝐴

−𝑟_𝐴

Didapat Fv total = m3/jam dan ρ mix = kg/m3 Menghitung Volume Reaktor

Volume Reaktor :

Rate Law :

sehingga :

=

Volume reaktor ditentukan dengan persamaan :

Dengan :

F_A0 = x V0

F_A0 = mol/L x m3/jam

F_A0 = mol/jam

Sehingga diperoleh :

V = L

V = m3

4. Menentukan Dimensi Reaktor Keterangan :

a.

b.

c.

Menentukan Dimensi Tangki : Rasio H = 1,5 D

Vs = 1/4 π D² H Vs = 1/4 π D² H

2,3104 66,2717483

153,114421

225765,338 225,765338 0,00061

C_A0

Volume reaktor dihitung dengan menggunakan pendekatan persamaan volume pada Reaktor Alir Tangki Berpengaduk (RATB) :

Reaktor dilengkapi dengan pengaduk agar suhu, tekanan, dan komposisi dalam reaktor selalu seragam.

Menggunakan katalis yang bersifat korosif, sehingga dipilih bahan Stainless Steel sebagai bahan konstruksi reaktor.

Reaktor di lengkapi dengan jaket pendingin untuk menjaga agar suhu dalam reaktor tetap isotermal.

1321,00444 66,2717483

−𝑟_𝐴= 𝑘 𝐶_𝐴

−r_A = k 𝐶_𝐴0(1 − 𝑋_𝐴)

−𝑟_𝐴

V =F_A0X_A

−r_A

𝑉 =𝐹_𝐴0× 𝑋_𝐴

−𝑟_𝐴

Vs = D³

Volume tutup, Vh = D³ (Perry 8th Ed, Tabel 10-60) Volume tangki, Vt = Volume shell + (2 x volume tutup)

Vt = [(V shell + (2 x 0,0809)] D³

Vt = D³

= D³

D³ = m3

D = m

D = in

H = D

H = m

H = in

Dari Appendix D Brownell, 1959 diperoleh : Material = Stainless Steel SA-299

F = lb/in2

C = in

E = (Double welded butt joint) Densitas campuran :

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

Didapat ρ mix = kg/m3 = lb/ft3

Menentukan Tekanan Desain

P desain = P work + P hidrostatis

82,4699987 1,3399

168,4945 5,5233 217,4506

0,0809 1,1781

1,3399 225,7653

0,2367 516,25 761,4019446

0,2857 925 1799,572692

ρ (kg/m3)

1 0,3471 0,274 0,28571 647,13 1002,403134

No Komponen a b n Tc

2 0,42169 0,19356

5 0,31839 0,26106 0,20459 626 1011,626869

0,2857 925 1799,572692

4 0,42169 0,19356

0,09641657

2 59988,5824 57289,0962 1799,57269 31,83483302

ρ (kg/m3) Fv (m3/jam)

6 0,33335 0,265 0,2857 654 992,6591671

No Komponen Inlet (kg/jam) Outlet (kg/jam)

16140,2614

66,27174828 1321,00444

5 10,2676 10268,3152 1011,62687 10,15029899

6 0 2009,61751 992,659167 2,02447887

TOTAL 87545,2737 87545,2737 1,5

8,284886 326,1759

18750 0,125 0,8

3 0,2657 0,26395

761,401945 21,19808265

4 1741,33524 1741,33524 1799,57269 0,967638176

1 9664,82716 96,6482716 1002,40313

3 16140,2614

P hidrostatis = ρ x g x h

P hidrostatis = x x

P hidrostatis = kg/m.s2

P hidrostatis = lbf/in2

P desain = lbf/in2

Tebal Tangki = (P D / 2 F E ) + C

t = in

t = m

OD =

OD = in

OD = ft

Standarisasi = in

= m

Dimensi Head and Bottom :

Dari tabel 5.7 Brownell, 1959 diperoleh : Diameter = in

icr = in

rc = in

W = in

Menentukan Tebal Head :

Torisperical Head = + C

2 FE - 0,2 Pd

th = in

Standarisasi = in

= m

Dari tabel 5.6 Brownell, 1959 diperoleh :

Tebal = in

sf = in

icr = in

Tinggi Head :

AB = in

BC = in

2 2,25 0,01905

87,75 177,75

ID + 2t 218,573 18,21434 5,791212

Pd x r x w

0,722618 0,75

0,75

1321,004 9,8 8,2849

Menggunakan reaktor dengan bentuk silinder vertikal dengan alas dan head Torispherical head dengan alasan mampu menahan tekanan 15-200 psia dan relatif ekonomis.

107254,833 16,08822

228

228 13,75 180

1,6545

60,1759249

0,561176 0,014254

W =¹

4x (3 + ^r

icr)

AB = r 2− icr BC = r − icr

b = in

OA = in = m

Tinggi Total Tangki = in

= ft

= m

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

PO H2O EtOH As. Sulfat PG DPG

= kg/m3

= lb/ft.s

kg/m3 kg/m3 Sg =

Menentukan Volume Cairan

V cairan = m3

= ft3

Menenukan Ketinggian Cairan 0,715517

4 3

1 -7,2842 9,75E+02

B

No Komponen A

2

2340,367 25,41992 28,16992

5 4 3

6

μ liq 0,4874 μ liq 0,0003

Nilai Sg merupakan perbandingan antara ρ mix dengan ρ air pada suhu 4°C. ρ air pada suhu 4°C adalah 999,972 kg/m3. Sehingga nilai Sg dapat dicari sebagai berikut :

TOTAL

0 0 15,43421402

9664,82716 0,11039805 0,226835325

3,50E+03 3,31E-02 -1,70E-05 -13,6865

382,5158 31,87619 9,715388

C D

0,486688067

2 59988,5824 0,68522925 0,532805312 1,286078115

3,39E+03 1,60E-02 -7,17E-06 15,43421402

No Komponen m (kg/jam) xi µ (cP) xi/µ

6

1

10,11234427 5

1,74E-02 -1,92E-05 0,226835325

-29,492 5,25E+03 5,82E-02 -4,23E-05 11,96474194 1,79E+03 1,77E-02 -1,26E-05 0,532805312 -6,4406 1,12E+03 1,37E-02 -1,55E-05 0,66522288 -10,2158

-18,7045

11,96474194 9,80241E-06 µ (cP)

Sg = ρ mix ρ water at suhu 4°C Sg = 1321,00444

999,972 1,321041

66,2717

0

87545,2737 1 2,051890273

16140,2614 0,18436474 0,66522288 0,277147318 1741,33524 0,01989068 10,11234427 0,00196697

10,2676 0,00011728

b = r − BC ²− AB ² OA = t + b + sf

𝑉_{𝑐𝑎𝑖𝑟𝑎𝑛} = 𝑚ሶ 𝜌_{𝑐𝑎𝑚𝑝𝑢𝑟𝑎𝑛}

Dengan D = in = ft

H (liquid) = ft = m

Menentukan tinggi dan diameter pengaduk

Data dari brown 1950, hal 507 (Turbine with 6 flat blades)

ID/Da =

Zi/Da =

Maka di dapatkan nilai diameter pengaduk sebesar :

Da = ft

= m

Maka di dapatkan jarak pengaduk dengan dasar tangki sebesar :

Zi = ft

= m

Menentukan dimensi pengaduk Data dari tabel 3.4-1 geankoplis 1993 W/Da =

J/Dt =

Maka di dapatkan nilai sebagai berikut : Tebal pengaduk (W)

W = m

Menggunakan baffle untuk mencegah terjadinya vortex Tebal Buffle (J)

J = m

Menghitung power motor pengaduk WELH (water equivalent liquid height) ft

WELH = ft

Menentukan Kecepatan Pengadukan

N = rpm

Standar N = rpm

= rps

Menentukan Reynolds Number (Nre) 31,521

0,6

18,121

1/5 0,0833

0,3682

0,4603

11,9942

37 4,5302 1,3807

217 9,0794

2,7673

3 0,8

6,0403 1,841

𝐻𝐿=𝑉_{𝑐𝑎𝑖𝑟𝑎𝑛} 1 4 𝜋𝐷²

𝑊𝐸𝐿𝐻 = 𝑆𝐺𝐻_𝐿 𝐷𝑎 = 𝐼𝐷

1,1

𝑍𝑖 = 0,75𝐷𝑎

𝑁 = 600 𝜋𝐷𝑖(𝑓𝑡)

𝑊𝐸𝐿𝐻 2𝐷𝑖(𝑖𝑛)

Nre = (Turbulent) karena Nre turbulent, maka NP = KT =

Gc = lb.ft/lbf.s2

P = lb.ft/s

= HP

Dari figure 14-38 timmerhaus 1991, efisiensi motor diperoleh

h _motor = , Sehingga digunakan Power Motor = HP

Desain Jaket Pendingin

Kebutuhan air = kg/jam

Suhu air = °C

Dari Geankoplis, 2003 Appenndix A.2-3 diperoleh :

Densitas = kg/m3

= lb/ft3

Volume air pendingin =

= m3/jam

= ft/jam

Tinggi jaket (Hj) = in = m

= ft

Asumsi jarak jaket (Sj)= 5 in Diameter jaket (Di) = Hj + 2 x Sj

= in = m

= ft

Luas yang dilalui air (A), dimana : A = π/4 x (Hj²-OD²)

= in²

= m²

Kecepatan superficial air pendingin (v) v =

= m/jam

Dari Tabel 13.1 Brownell, 1959 diperoleh data : Bahan Konstruksi = Stainless Steel SA-299

9,7159

9,9699 60985,3086

1,4033 49,556

1975,6

Volume air A 0,00071

30

995,68 62,16

Densitas Massa air 80%

32,174

8216,41 14,79

382,52 31,876

32,71

77781

1,7

1397,206

18,48692

392,52

f = lb/in2

E = in

C = (Double welded butt joint)

Luas selubung reaktor = Luas selimut silinder

= π.Ds.Hs

= 3 P Hidrostatik =

= psia

P perancangan = P operasi + P hidrostatik

= psia

P desain = 1,2 x P perancangan

= psia

Tebal dinding jaket (tj) tj =

= in

= m

Nama Alat Reaktor

Kode Alat R-101

Jumlah 1 unit

Fungsi

Bentuk Silinder vertikal degan alas dan head torispherical Bahan Konstruksi Stainless Steel SA-299

Kondisi Operasi

Suhu °C = K

Tekanan bar = Pa

Mechanical Design

Kapasitas m³ = ft³

Dimensi Shell

ID Shell m = ft

OD Shell m = ft

Tinggi Shell m = ft

Tebal Shell m = ft

Dimensi Head

Tipe Head Torisperical Head

Tebal Head m = ft

Tinggi Head m = ft

Tinggi Total m = ft

Desain Pengaduk

+ C 4,0246

57,416

68,899

325,15

7972,903 18,122 19,001 27,183 0,047

0,063 2,348 31,876 303900

5,791 0,014

0,019 8,285 P desain x ID

2 x (f x E - 0,6 x Pdesain) 0,1 0,8

0,716 18750

9,715 ρ x (Hj-1)

144

0,1022

Spesifikasi Keterangan

Tempat berlangsungnya reaksi antara propilen oksida dengan air menjadi propilen glikol dengan katalis asam sulfat

225,765 5,523 52 3,039 13,328

Tipe Pengaduk Flat six blade turbine

Power Pengaduk kW = HP

Desain Pendingin

Tipe Pendingin Jaket

Tinggi Jaket m = ft

Tebal Jaket m = ft

Harga Satuan

18,487

0,102

9,716 31,878

0,335 13,786

$ 21.541,98

2. Menara Distilasi

Kode : MD-103

Fungsi : Memisahkan Dipropilen Glikol dan sebagian propilen glikol dari campuran Jenis : Sieve-tray

Bentuk : Silinder vertikal dengan flat bottom dan tutup torisphrical Material : Carbon steel SA 283 grade C

Jumlah : 1 unit

A. Penentuan Tipe Kolom Distilasi

1. Pressure drop rendah dan efisiensi tinggi (Ludwig, 1980; Tabel 9.22) 2. Lebih ringan dan ekonomis karena pembuatannya lebih mudah 3. Biaya perawatan lebih murah karena mudah dibersihkan B. Penentuan Bahan Konstruksi

Bahan konstruksi yang dipilih yaitu Carbon steel SA 283 grade C dengan pertimbangan:

1. Bahan yang mengisi kolom tidak bersifat korosif

2. Umum digunakan pada kolom dan tangki karena biaya yang diperlukan lebih ekonomis 3. Struktur kuat dengan allowable stress yang cukup besar

4. Memiliki ketahanan suhu maksimal 350^oC C. Perancangan Menara Distilasi

1. Menentukan Kondisi Operasi Menara Distilasi

Komposisi masing-masing aliran pada menara distilasi ditunjukkan oleh tabel berikut.

Untuk menghitung tekanan uap tiap komponen, diperlukan data-data berikut.

di mana:

P = Tekanan uap (mmHg) T = Temperatur (K)

A, B, C, D, E = koefisien regresi

(Yaws, 1999; Hal. 159) Feed Temperature (Bubble Point)

T = °C = K

P = bar

201,80 474,95

1,013

C₆H₁₄O₃ -34,4044 -2553,9 19,85 -3,02,E-02 1,55,E-05 C₃H₈O₂ 90,2930 -6696,8 -28,11 -1,33,E-10 9,37,E-06

Komponen A B C D E

11,64 Total 2.633,50 25,50 1.043,26 13,45 1.590,2 12,04 C₆H₁₄O₃ 1.607,69 12,00 48,23 0,36 1.559,5

n (kmol/h)

C₃H₈O₂ 1.025,80 13,50 995,03 13,09 30,8 0,40 Menara distilasi ini dirancang menggunakan jenis tray dengan pertimbangan diameter kolom lebih dari 3 ft (Walas, 1990). Sementara itu, jenis tray yang digunakan adalah sieve tray dengan mempertimbangkan:

Komponen

Feed Distilat Bottom

m (kg/h) n (kmol/h) m (kg/h) n (kmol/h) m (kg/h)

log₁₀ P = A +B

T+ C log₁₀ T + D T + E T² log₁₀ P = A +B

T+ C log₁₀ T + D T + E T²

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

Top Temperature (Dew Point Distilat)

T = °C = K

P = bar

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

Bottom Temperature (Bubble Point Bottom)

T = °C = K

P = bar

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

2. Relatif Volatilitas Rata-Rata (αavg)

Volatilitas relatif rata-rata dihitung dengan rumus berikut.

di mana:

α _avg = Volatilitas relatif rata-rata α _top = Volatilitas relatif pada distilat α _bottom = Volatilitas relatif pada bottom

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

3. Mengetahui Kondisi Feed

T = °C = K

P = 1 bar = 101,33 kPa

Total 5,00 4,64 4,82

201,80 474,95

4,00 3,64 3,82

1 1 1

Total 1,0 1,0

Komponen α_top α_bottom α_avg

0,12 0,8 2,85

704,16 0,9388 0,93 0,966 1 0,97 0,2 3,41

2.566,32 3,4215 3,38 0,034 3,644521

Trial temperatur dilakukan dengan menggunakan metode goal seek pada Ms. Excel dengan menentukan yi = 1

Komponen log P Pi(mmHg) Pi sat (bar) Ki xi α=K_i/K_HK xi*α _Ki*xi^yi=

Total 1 1,0

229,76 502,91

1

0,24 0,8 2,32

132,61 0,1768 0,28 0,027 1 0,03 0,2 2,93

842,79 1,1236 1,14 0,973 3,999934

Trial temperatur dilakukan dengan menggunakan metode goal seek pada Ms. Excel dengan menentukan xi = 1

Komponen log P Pi(mmHg) Pi sat (bar) Ki yi α=K_i/K_HK yi/α _yi/Ki^xi=

1

191,03 464,18

1,013

0,8 2,48

300,19 0,4002 0,39 0,471 1 0,47 0,2 3,07

1.168,71 1,5582 1,54 0,529 4,081197 2,16

Total 1

Trial temperatur dilakukan dengan menggunakan metode goal seek pada Ms. Excel dengan menentukan yi = 1

Komponen log P Pi(mmHg) Pi sat (bar) Ki xi α=K_i/K_HK xi*α _Ki*xi^yi=

αavg = αtop × αbottom

αavg = αtop × αbottom

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

=

= (feed = saturated liquid) 4. Menentukan Jumlah Plat Minimum (Nm)

Jumlah plat minimum dihitung dengan menggunakan rumus berikut.

di mana:

Nm = Jumlah plat minimum

x_LK = Fraksi mol komponen light key x_HK = Fraksi mol komponen heavy key α _{avg , LK} = Volatilitas relatif rata-rata

(Coulson, 2005; Hal. 524) LK C₃H₈O₂

HK C₆H₁₄O₃

α _{avg , LK} =

Nm = plate

5. Menentukan Refluks Minimum (Rm)

ϴ = (nilai ϴ harus berada di antara volatilitas relatif HK dan LK) Trial nilai ϴ ditunjukkan oleh tabel berikut.

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

Hasil perhitungan Rm dinyatakan oleh tabel berikut.

LK C₃H₈O₂ HK C₆H₁₄O₃

sehingga diperoleh:

Rm + 1 =

Rm =

1,58

0,58

1 0,027 0,0267558547 -0,050243606

Total 1 1,575580716

Komponen α _avg x_D α _avg * x_D ( α _avg * x_D ) / (α _avg - ϴ)

3,818094035 0,973 3,7159376659 1,625824322

1 0,471 0,4705882527 -0,8836963405

Total 1 0,0006968504

Komponen α _avg xF α _avg * xF ( α _avg * xF ) / (α _avg - ϴ)

3,818094035 0,529 2,0213438346 0,8843931909

Total 1,000 1,000 3,81809404

5,1892

1,532523

Komponen x_D x_B

0,973

0,034 0,027

0,966

-0,000721028 V/F 0,0022

q 1

Total 25,50 1,000 1,00

0,284371204 12,00

0,471 0,395 0,186 - 0,285 0,99868 -0,285092232 yi Zi(Ki-1) V/F (Ki-1)+1

13,50

0,529 1,538 0,813 0,285 1,00118 Komponen n (kmol/h) zi Ki

𝒁𝒊(𝑲𝒊 − 𝟏) 𝑽

𝑭 𝑲𝒊 − 𝟏 + 𝟏

Nm=

log xLK

xHK D. xHK xLK B log αavg , LK Nm=

log xLK

xHK D. xHK xLK B log αavg , LK

R operasi berkisar antara 1,2 - 1,5 R_m (Geankoplis, 1993; Hal. 660)

R op =

6. Penentuan Jumlah Stage Ideal (N)

Jumlah stage ideal didasarkan pada refluks minimum dan refluks operasi.(Coulson, 2005; Hal. 524)

sehingga diperoleh:

Nm / N =

Nm = plate

N = plate

N = (plate

+reboiler) 7. Perhitungan Efisiensi Plate

Perhitungan efisiensi plate didasarkan pada fungsi viskositas rata-rata kolom dan relatif volatilitas

Data-data yang digunakan untuk perhitungan viskositas adalah sebagai berikut.

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃ di mana:

(Yaws, 1999; Hal. 478) µ = Viskositas liquid (cP)

T = Temperatur (K)

A, B, C, D, E = koefisien regresi Menara Bagian Atas

T = °C = K

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃

Menara Bagian Bawah

T = °C = K

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃

4,8932165

Total 12,04 1,0000

134 11,64 0,9664 -6,95E-01 0,202059587 4,7826293 76 0,40 0,0336 -5,17E-01 0,304048771 0,1105872 2,0857885

229,76 502,91

Komponen BM (kg/kmol) n (kmol/jam) xi , _B log µ µB x_B / µ

Total 13,45 1,0000

134 0,36 0,0268 -4,86E-01 0,326692933 0,0818991 log µ µ_D y_D / µ 76 13,09 0,9732 -3,14E-01 0,485677582 2,0038894

191,03 464,18

Komponen BM (kg/kmol) n (kmol/jam) yi , _D

-29,492 5,25E+03 5,82E-02 -4,23E-05 -13,6865 3,39E+03 1,60E-02 -7,17E-06

1,58

0,57 5,19 9 10

Komponen A B C D

= 0,46 Rop + 1 1,86

Rm = ^0,58 = 0,37

Rm + 1 0,86

Rop = ^0,86

log10 μ=A+ B

T+C T+D T2

µ_avg,top = cP

µ_avg,bottom = cP

µ_avg = cP

α _{avg , LK} =

α x µ =

Dari gambar 8.16 Chopey, diperoleh:

E0 =

N_aktual = plate

8. Menentukan Lokasi Feed Tray

Lokasi feed tray dihitung dengan menggunakan Persamaan Kirkbride berikut.

(Coulson, 2005; Hal. 526) di mana:

Nr = Jumlah tray di atas feed, termasuk kondenser Ns = Jumlah tray di bawah feed, termasuk reboiler B = Laju alir molar pada bottom

D = Laju alir molar pada distilat

Diketahui kondisi menara distilasi adalah sebagai berikut.

B = kmol/jam

D = kmol/jam

x _{HK, F} =

x _{LK, F} =

x _{HK, D} =

x _{LK, B} =

maka diperoleh:

log (Nr/Ns) =

Nr/Ns =

Nr+Ns =

Ns =

Nr =

Jadi, feed masuk pada tray ke-10 dari bawah 9. Menentukan Spesifikasi Menara Distilasi a. Menghitung Densitas Campuran

Densitas dihitung berdasarkan Persamaan 8-1 (Yaws, 1999; Hal. 185) sebagai berikut.

di mana:

ρ = Densitas saturated liquid (g/ml) Tc = Temperatur kritis (K)

A, B, n = Koefisien regresi 5 0,16242

0,03362

-0,30225 0,4986

15 10 70%

15

12,04

13,45

0,47059

0,52941

0,4794 0,2044 0,3130 3,8181 1,1951

log Nr

Ns =0,206 × log B D

xHK, F xLK, F

xLK, B xHK, D

2

ρ = A × B− 1− TTc n

Data-data yang dibutuhkan untuk menghitung densitas campuran adalah sebagai berikut.

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃

Menentukan Densitas Suhu Atas

T = °C = K

P = bar = Pa

R = m3.Pa/kmol.K

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃

sehingga diperoleh massa jenis campuran sebagai berikut:

ρ _liquid = 879 kg/m³

ρ _vapor = kg/m³

Menentukan Densitas Suhu Bawah

T = °C = K

P = bar = Pa

R = m³.Pa/kmol.K

C₃H₈O₂ C₆H₁₄O₃

sehingga diperoleh massa jenis campuran sebagai berikut:

ρ _liquid = 776 kg/m³

ρ _vapor = kg/m³

b. Menghitung Tegangan Permukaan

Tegangan permukaan dihitung berdasarkan persamaan berikut.

di mana:

σ = Tegangan permukaan (dyne/cm) Pch = Sudgen's parachor

ρ_L = Densitas liquid (kg/m3) ρ_V = Densitas vapor (kg/m3) M = Berat molekul (kg/kmol)

(Coulson, 2005; Hal. 335) 0,266712

361,64 3,75

Total 12,04 1 0,0027652

0,015416 134 11,64 0,9664 774,925 2,6656,E-03 3,846 0,251295

ρ_liquid

(kg/m³) x_B / ρ_liquid ρ_vapor

(kg/m³) x_B / ρ_vapor 76 0,40 0,0336 833,923 9,9572,E-05 2,181

1,2 120000

8314,5

Komponen BM B

(kmol/h) xi , _B

0,456301

345,51 2,19

229,76 502,91

Total 13,45 1 2,8943,E-03

0,449296 134 0,36 0,0268 827,522 7,1753,E-05 3,819 0,007005

ρ_liquid

(kg/m³) y_D / ρ_liquid ρ_vapor

(kg/m³) y_D / ρ_vapor 76 13,09 0,9732 881,451 2,8226,E-03 2,166

191,03 464,18

1,1 110000

8314,5

Komponen BM D

(kmol/h) yi , _D

0,3184 0,261 0,20459 626,00

0,3334 0,265 0,28570 632,00

Komponen A B n Tc (K)

σ= Pch ρL−ρV M

4

× 10−12

Perhitungan σ Top C₃H₈O₂

C₆H₁₄O₃

σ _{mix top} = dyne/cm

= N/m

Perhitungan σ Bottom C₃H₈O₂

C₆H₁₄O₃

σ mix bottom = dyne/cm

= N/m

c. Menghitung Laju Alir Massa Neraca Massa Distilat

R = LD/D VD = LD +D

sehingga diperoleh:

R = kg/jam

D = kg/jam

L_D = kg/jam

V_D = kg/jam

Neraca Massa Bottom

q = (saturated liquid)

L_B = L_D + qF VB = LB - B

sehingga diperoleh:

F = kg/jam

B = kg/jam

L_B = kg/jam

V_B = kg/jam

d. Menentukan Spesifikasi Tray

Spesifikasi tray pada menara distilasi dihitung berdasarkan faktor-faktor berikut.

1.943,98

1

2.633,50

1.590,24

3.528,46

1.938,22

0,200827 0,000201

Kondenser yang digunakan adalah kondensor total sehingga seluruh gas yang menuju puncak akan diembunkan. Embunan direfluks dan sebagian diambil sebagai hasil atas.

0,86

1.043,26

900,72

0,158475 0,000158

Komponen BM xi , _B Pch σ _XB * σ

Total 1,00000 0,200826632

76 0,03362 139,6 0,186756223 0,006279474

134 0,96638 250,8 0,201316195 0,194547158

134 0,02676 250,8 0,170474636 0,004561195

Total 1,00000 0,158475129

Pch σ y_D * σ

76 0,97324 139,6 0,158145246 0,153913935

O 20

Double bond 23,2

Komponen BM yi , _D

C 4,8

H 17,1

H in (OH) 11,3

atom, group or bond Kontribusi

Liquid Vapor Flow Factor (F_LV) FLV dihitung menggunakan persamaan:

di mana:

L = Laju alir massa liquid (kg/jam) V = Laju alir massa vapor (kg/jam)

(Coulson, 2005; Hal. 568) sehingga diperoleh:

F_LV,top =

FLV,bottom =

l_t = m (tray spacing)

Berdasarkan Gambar 11.27 (Coulson, 2005; Hal. 568), maka diperoleh:

K_1,top =

K_1,bottom =

Kemudian dilakukan koreksi terhadap nilai K₁ dengan persamaan berikut.

sehingga diperoleh:

K_1,top =

K_1,bottom =

Menentukan Kecepatan Flooding

Kecepatan flooding dihitung berdasarkan persamaan berikut. (Coulson, 2005; Hal. 568)

di mana:

u_f = Kecepatan flooding (m/s) sehingga diperoleh:

u_f,top = m/s

u_f,bottom = m/s

maka digunakan:

u_v,top = m/s

u_v,bottom = m/s

Menentukan Laju Alir Volumetrik Maksimum

Laju alir volumetrik maksimum dihitung berdasarkan persamaan:

0,02032022

0,29488 0,19853

Umumnya, tingginya vapor velocity dibutuhkan untuk meningkatkan efisiensi plate dan vapor velocity yang sering digunakan berkisar antara 70 - 90% dari flooding velocity.

0,20642 0,13897

0,036902 0,185364

0,3

0,062 0,051

0,02356014 FLV= L

V ρV ρL

K′1, top= K1,top σtop 0,02

0,2

uf= K′1 ρL − ρV ρV

V

sehingga diperoleh:

Q_v,top = m³/s

Qv,bottom = m³/s

Menentukan Luas Area Netto untuk Kontak Uap-Cair Luas area netto dihitung menurut persamaan berikut.

sehingga diperoleh:

A_n,top = m²

A_n,bottom = m²

Menentukan Luas Penampang Lintang Menara Luas total menara dihitung berdasarkan persamaan berikut.

di mana A_d merupakan luas downcomer = 12% dari luas total menara sehingga diperoleh:

A_c,top = m²

A_c,bottom = m²

Menentukan Diameter Menara (Dc) Berdasarkan Kecepatan Flooding Diameter menara dihitung berdasarkan persamaan berikut.

sehingga diperoleh:

D_c,top = m

D_c,bottom = m

Menentukan Jenis Aliran (Flow Pattern)

Persamaan yang digunakan untuk menentukan jenis aliran adalah sebagai berikut.

sehingga diperoleh:

Q_L,bottom = m³/s (single pass plate) (Coulson, 2005; Hal. 569)

Perancangan Tray

Diameter menara Dc = m

Luas menara Ac = m²

Luas downcomer Ad = m²

Luas netto An = 1,03 m²

1,31 1,22

0,0027

1,22 1,17 0,14 0,25

0,14

1,19 1,03

1,36 1,17 QV= V

ρV

An= QV uV

AC= An 1−Ad

Dc= 4 × Ac π

QL, bottom= LB ρL , B

Luas aktif Aa = m²

Luas hole Ah = m²

Diketahui rasio antara Ad/Ac =

Berdasarkan Gambar 11.31 (Coulson, 2005; Hal. 573), maka:

Rasio antara lw/Dc =

Weir length lw = m

Weir height hw = m

Diameter hole dh = m

Tebal tray t = m

(Coulson, 2005; Hal. 572-573) Check Flooding Aktual

u_f = m/s (tidak terjadi flooding) Check Entrainment

Fractional entrainment ditentukan berdasarkan Gambar 11.29

%u_f = (Coulson, 2005; Hal. 570)

Menara Bagian Atas

F_LV,top =

ψ = < 1 (tidak terjadi entrainment) Menara Bagian Bawah

F_LV,bottom =

ψ = < 1 (tidak terjadi entrainment) Check Weeping

Menara Bagian Atas

Kecepatan aliran cairan maksimum

L _{D , max} = kg/s

turn down ratio = Kecepatan aliran cairan minimum

L _{D , min} = kg/s

Tinggi weir liquid crest (h_ow)

h_ow,max = mm (liquid)

h_ow,min = mm (liquid)

Pada minimum rate,

h_w + h_ow = mm

Dari Gambar 11.30 (Coulson, 2005; Hal. 571) diperoleh:

0,20

6,35 5,31 35,31 0,03690154

0,076

0,18536363 0,0048

0,25 80%

0,03 0,005 0,005

Flooding terjadi jika nilai flooding velocity > 0,85. Flooding velocity dihitung menurut persamaan berikut.

0,80

80%

0,89 0,03 12%

0,76 0,93

uf = 0,8 × QV , B

An uV , B

how=750 × LD ρL×lW

2/3

K₂ =

Kecepatan uap minimum desain berdasarkan Pers. 11.84 (Coulson, 2005; Hal. 571)

u_h,top,min = m/s

Kecepatan minimum aktual :

u_a,top,min = m/s

u_{a , top} > u_{h , top} sehingga tidak terjadi weeping Menara Bagian Bawah

Kecepatan aliran cairan maksimum

L _{B , max} = kg/s

turn down ratio = Kecepatan aliran cairan minimum

L _{B , min} = kg/s

Tinggi weir liquid crest (h_ow)

h_ow,max = mm (liquid)

h_ow,min = mm (liquid)

Pada minimum rate,

h_w + h_ow = mm

Dari Gambar 11.30 (Coulson, 2005; Hal. 571) diperoleh:

K₂ =

Kecepatan uap minimum desain berdasarkan Pers. 11.84 (Coulson, 2005; Hal. 571)

u_h,top,min = m/s

Kecepatan minimum aktual :

u_a,top,min = m/s

u_{a , top} > u_{h , top} sehingga tidak terjadi weeping Pressure Drop Tray

Menara Bagian Atas

Kecepatan maksimum vapor melalui hole

u_h,top = m/s

t / dh =

(A_h/A_a)*100 =

C₀ = (Coulson, 2005; Hal. 576)

Dry plate drop

h_d = ΔP_dry = mm

Residual head

h_r = mm

Total drop

h_t = mm

ΔPtotal = N/m²

126,53 428,85 3,00 0,78 45,04 36,18

43,19 29,8 3,59 4,29

9,20 1,00

7,36

0,98 80%

0,78

15,31 13,19 29,3 4,35

how=750 × LB ρL×lW

2/3

Menara Bagian Bawah

Kecepatan maksimum vapor melalui hole

u_h,bottom = m/s

t / dh =

(A_h/A_a)*100 =

C₀ = (Coulson, 2005; Hal. 576)

Dry plate drop

h_d = ΔP_dry = mm

Residual head

h_r = mm

Total drop

ht = mm

ΔP_total = N/m²

Downcormer Residence Time

Tinggi tepi bawah apron di atas plate (Coulson, 2005; Hal. 583)

hap = mm (liquid)

Menara Bagian Atas

Aap = m²

h_dc = mm

h_b = mm

t_r,top = s

tr > 3 detik sehingga tidak terjadi gelembung udara yang masuk melalui downcomer

Menara Bagian Bawah

Aap = m²

h_dc = mm

h_b = mm

t_r,top = s

tr > 3 detik sehingga tidak terjadi gelembung udara yang masuk melalui downcomer

Layout Tray

Menggunakan catridge-type construction dengan 50 mm

unperforated strip round plate edge dan 50 mm wide calming zone l_w /D_c =

ϴ_c = ° (Coulson, 2005; Hal. 574)

Derajat tray edge

α = °

l_h / D_c = (Coulson, 2005; Hal. 574)

Area Perforasi

Panjang rata-rata unperforated edge strips

l_av = m

Luas unperforated edge strips 100

80 0,15

1,63701777 35,58

0,02 3,53 170,18

8,85

0,76

104,88 372,06

20

0,02 0,25 182,88

0,78 25,00 34,57 5,36 1,00 3,00

A_up = m² Luas calming zone

A_cz = m²

Luas total untuk perforasi

A_p = m²

A_h / A_p =

l_p / d_h = (Coulson, 2005; Hal. 575)

Jumlah Hole

Luas per lubang = m² Jumlah lubang =

e. Menghitung Tebal Shell

P _operasi = bar = psi

overdesign =

P _desain = bar = psi

ID = m = in

ri = m = in

Bahan konstruksi Carbon steel SA 283 grade C

Joint efficiency E =

Allowable stress f = psi

Corrosion allowance c = in/tahun

Umur alat direncanakan n = tahun

(Brownell dan Young, 1959; Hal. 251) Tebal shell dihitung berdasarkan persamaan berikut.

(Harry Silla, 2003; Hal. 272)

Tebal shell Ts = in = m

Ts standar = in = m

(Brownell dan Young, 1959; Hal. 88) f. Menghitung Tebal Head

ID = m = in

OD = m = in

OD standar = m = in

Dari Tabel 5.7 (Brownell dan Young, 1959; Hal. 91) maka diperoleh:

rc = 60 in

icr = in

Head yang digunakan yaitu elliptical dished head sehingga:

(Brownell dan Young, 1959; Hal. 256)

Th = in = m

Th standar = 0,25 in = 0,0064 m (Brownell dan Young, 1959; Hal. 88)

1,236 48,65

1,524 60

3 5/8

0,22 0,0055

0,1670 0,0042

0,25 0,0064

1,223 48,15

0,61 24,08

0,8 12650

0,125 10 14,70 20%

1,2 17,64

1,22 48,15

0,76 0,03530171

3,8

2,E-05 1364

1 0,08185089 0,05216982

Ts= Pi×ri f E −0,6 Pi+c

𝑇ℎ = 0,885 × 𝑃𝑖 × 𝑟𝑐 𝑓𝐸 − 0,1𝑃𝑖 + 𝑐