1. storage tank metil asetat (st - 101) - digilib.unila.ac.iddigilib.unila.ac.id/4277/23/lampiran...

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1. Storage Tank Metil Asetat (ST - 101)

Fungsi : Menyimpan metil asetat 90% selama 14 hari dengan kapasitas

766.113,1144 kg

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan : Carbon Steel SA – 7

Kondisi Operasi :

Temperatur : 30 oC

Tekanan : 1 atm

Gambar :

ST-301LI

Gambar.C.1. Tangki penyimpanan bahan baku Metil Asetat

1. Menghitung Kapasitas Tangki

Waktu tinggal = 14 hari

C-2

Digunakan waktu tinggal 14 hari karena faktor transportasi dan

sumber bahan baku berasal dari luar kota.

Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari

= 766.113,1144 kg

Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari

sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk

menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya

transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari

dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin

besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan

semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari

dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 oC.

Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 oC, maka diperoleh hasil

sebagai berikut:

Tabel C.2.1 Tekanan uap metil asetat

Komponen A B C D E

Metil Asetat 33,7240 -2.7204E+03 -3,1182E+00 -3,4310E-11 3,3102E-06

Air 29,8605 -3152E+03 -7,304E+00 2,425E-09 1,809E-06

C-3

Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmHg) Ki = Pi/P yf = Ki . zf

C3H6O2 2035,607 27,508 0,0686 266,7974 1,2569 0,8652

H2O 226,1786 12,5655 0,3136 31,8649 0,1501 0,0468

Jumlah 2280,0986 40,3212 1,0000 298,6623 1,4070 1,4070

T = 35 oC

P = 0,2760 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 35 oC

P = 1 atm + 0,2760 atm

= 1,2760 atm

= 18,7514 psi

b. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14

hari

= 766.113,1144 kg

Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari

sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

Volume liquid = liqud

liquid

ρ

m

Menghitung densitas campuran :

Tabel.C.2.3. Densitas campuran

Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/

C3H6O2 2035,607 0,9008 914,2893 0,0010 H2O 226,1786 0,00992 1018,4091 0,0001

Jumlah 2280,0986 1,0000 0,0011

C-4

liquid =

wi

wi

= 0,0011

1

liquid = 923,6568 kg/m3

= 57,6619 lb/ft3

Sehingga dapat dihitung volume liquid :


liquid

ρ

m

= 3kg/m 923,6568

kg 44766.113,11

= 923,6568 m3

= 29.290,1473 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x Vliquid

= 1,1 x 923,6568 m3

= 1.036,7936 m3

= 36.612,6841 ft3

c. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2

C-5

Keterangan :

D = diameter tangki, in

sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang

paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada

Tabel C.2.4. berikut.

Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 Vsf, ft3 Vtotal (ft3)

1 0,5 38.0000 19.0000 4616.4680 21537.2600 4646.1220 283.3850 26466.7670

2 0,6 38.5566 23.1340 5219.4926 26997.0989 4853.2874 291.7475 32142.1337

3 0,7 38.5481 26.9837 5683.7818 31475.7892 4850.0783 291.6189 36617.4863

4 0,74 39.2244 29.0261 6078.2097 35056.6412 5109.8570 301.9411 40468.4393

5 0,8 39.6608 31.7286 6510.5603 39178.1617 5282.3142 308.6971 44769.1730

6 0,9 39.5288 35.5760 6957.9405 43636.9302 5229.7610 306.6463 49173.3375

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7

D = 38,5481 ft

= 462,5772 in

= 11,7496 m

Dstandar = 43 ft (516 in)

H = 26,9837 ft

= 323,8040 in

= 8,2246 m

C-6

Hstandar = 30 ft (360 in)

Cek rasio H/D :

Hs/Ds = 30/43

= 0,69 memenuhi (0,69-0,74)

d. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

L = 96 in (Appendix E, item 1, B & Y)

= 8 ft

Jumlah courses = ft 8

ft30

= 3,75 = 4 buah

e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (43 ft)2 x 32 ft

= 43.443,9500 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (43)3

= 3,8958 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(516)2 x 3

= 627.032,8800 in3

= 362,8663 ft3

Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 43.443,9500 + 3,8958 + 362,8663

= 43.910,7121 ft3

= 1243,4196 m3

C-7

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 43.910,7121 - 29.290,1473

= 14.620,5648 ft3

Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

= 14.620,5648 – (3,8958 + 362,8663)

= 14.253,9500 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 243

014.253,9504

= 9,8203 ft

Hliquid = Hshell – Hshell kosong

= 30 – 9,8203

= 20,1797 ft

f. Menenetukan Tekanan desain

Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini

karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak

titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan

paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung

dengan persamaan :

Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Phidrostatis = 144

Lc

Hg

g

= 144

ft20,17979,81

9,81lb/ft65,4838 3

= 8,0806 psi

C-8

Poperasi = 14,6960 x 1,2760

= 18,7514 psi

Pabs = 18,7514 psi + 8,0806 psi

= 26,8320 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,

1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan

desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:

Pdesain = 1,1 x Pabs

= 1,1 x 26,8320 psi

= 29,5152 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :

Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses

Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)

1 30,0000 20.1797 8.0806 26.8320 29.5152

2 22,0000 14.1797 5.6780 24.4294 26.8724

3 14,0000 8.1797 3.2754 22.0268 24.2295

4 6,0000 2.1797 0.8728 19.6243 21.5867

g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

ts = cPEf

dPd )6,0..(2

. (Brownell & Young,1959.hal.254)

keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi


f = nilai tegangan material, psi

Carbon Steel SA-283 Grade C

C-9

12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)

E = efisiensi sambungan 0,75

jenis sambungan las (single-welded butt joint without

backing strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:

ts = )9690,236.0(-)0,75 x psi x((12.6502

516 x psi9690,23

in+ 0,25 in

= 1,1484 in (1,15 in)

Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses

Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)

1 30.0000 29.5152 1.0541 0.8500

2 22.0000 26.8724 0.9820 0.8000

3 14.0000 24.2295 0.9099 0.7500

4 6.0000 21.5867 0.8378 0.7000

Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L =n

weldDo

12.

length) (-π. (Brownell and Young,1959)

Keterangan :

L = Panjang shell, in

Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan

banyak sambungan pengelasan vertikal yang

diizinkan.

= n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :

ts = 0,25 in

C-10

Do = Di + 2.ts

= 516 + (2 x 0,8500)

= 517,7000 in

n = 4 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)

weld length = n . butt welding

= 4 . 5/32

= 0,6250 in

L = 4 x 12

(0,6250)-in) 517,7000(3,14).(

= 30,2461 ft

Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses.

Plat ts, (in) do (in) L (ft)

1 0,8500 517,7000 33,8532

2 0,8000 517,6000 33,8466

3 0,7500 517,5000 33,8401

4 0,7000 517,4000 33,8336

h. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di

dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,

karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk

torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092

atm) (Brownell and Young, 1959).

C-11

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w =

icr

rc3

4

1 (Brownell and Young,1959.hal.258)

Diketahui :

rc = 516 in

icr = 0,06 x 516 in

= 30,96 in

Maka :

w =

96,30

5163.

4

1

= 1,7706 in

C-12

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell

and Young, 1959,hal. 258):

th = C0,2P2fE

.wP.rc

= 25,0)6990,322,0()75,0650.122(

7706,15166990,32

= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)

diperoleh:

sf = 1,5 – 4,5 in

Direkomendasikan nilai sf = 3 in

Keterangan :

th = Tebal head (in)

P = Tekanan desain (psi)

rc = Radius knuckle, in

icr = Inside corner radius ( in)

w = stress-intensitication factor

E = Effisiensi pengelasan

C = Faktor korosi (in)

Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

b =

2

2

2)(

icr

IDicrrcrc

=

2

2 96,302

516)96,30516(516

= 87,3782 in

C-13

Tinggi Head (OA)

OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)

OA= 1,72 + 87,3782 + 3

= 92,0954 in

= 7,6846 ft

i. Menentukan Tinggi Total Tangki

Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:

Htotal = Hshell + Hhead

= 360 + 92,0954 in

= 452,0954 in

= 37,6742 ft

j. Desain bagian bawah tangki

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,

maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.

Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus

diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi

persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton

S1 = 2

41

iD

w

(Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :

S1 = Compressive stress (psi)

w = Jumlah metil isobutil keton (lbm)

Di = Diameter dalam shell (in)

= konstanta (= 3,14)

C-14

S1 = 2)in 516)(14,3(

41

lb1279,1688999

= 8,0809 psi

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.

S2 144

ρX s (Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :


X = Tinggi tangki (ft)

s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel


S2 = 144

4906843,37

= 128,1840 psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai :

St = S1 + S2

= 8,0809 psi + 128,1840 psi

= 136,2649 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)

136,2649 psi < (12.650 psi) x (0,75)

136,2649 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-15

Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301)

Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit

Kode ST-301

Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 766.113,1144

kg

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat

bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas 1.243,4196 m3

Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft

Tinggi shell (Hs) = 30 ft

Tebal shell (ts) = 0,85 in

Tinggi atap = 7,6707 ft

Tinggi total = 37,6704 ft

Tekanan Desain 29,5152 psi

Bahan Carbon Steel SA-283 Grade C

C-16

2. Storage Tank CO (ST-102)

Fungsi : Menyimpan CO dalam fasa gas

Kondisi Operasi :

Temperatur : 303,15 K

Tekanan : 20 atm

Tipe Tangki : Bola (spherical)

2 m

Gambar. Tangki CO

a.Menghitung Kapasitas Tangki

Laju alir = 770,224 kg/jam

Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama

penyimpanan 1 hari.

Tabel. Densitas hidrogen

Komponen kg/jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ

CO 770,224 1,0000 0,3009 3,1874

TOTAL 770,224 1,0000

3,1874

=

wi

wi

= 3,1874

1

C-17

= 0,2333 kg/m3

= 0,0146 lb/ft3

M = 770,224 Kg

Volume gas hidrogen untuk persediaan :

V =

harijamtM /24

= 3/0,2333

/241/770,224

mkg

harijamxharixjamkg= 80.035,2988 m3

Jumlah bahan baku CO yang harus disimpan dalam 1 hari sebanyak

80.035,2988 kg yang disimpan di dalam delapan buah tangki. Jika

disimpan hanya di dalam satu tangki membutuhkan ukuran tangki yang

terlalu besar. Digunakan waktu tinggal 1 hari karena sumber bahan baku

yang dekat dengan lokasi pabrik.

V = 80.035,2988 m3/ 8 tangki

= 10.004,4124 m3

= 353.302,5 ft3

Safety factor = 20% (Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x VL

= (100/80) x 10.004,4124 m3

= 12.505,5155 m3

= 441.628,1 ft3

b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki

Untuk spheris,

Vtangki = 3

3

4r

C-18

r =

3/1

4

3Vt x

x

r =

3/1

3,14 x 4

3 x 512.505,515

r = 14,4016 m

= 47,2492 ft

c. Menghitung Tekanan Desain





dengan :

P abs = P operasi + Phidrostatis

Phidrostatis = 144

)1h(

= 144

1)-(47,2492 x 0,0146

= 0,0047 psi

P operasi = 20 atm

= 20 x 14,696 psi

= 293,92 psi

P abs = 293,92 psi + 0,0047 psi

= 293,9247 psi


1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya.

Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

C-19


= 1,1 x 293,9247 psi

= 323,3172 psi

d. Menentukan Tebal Dinding

Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah :

ts = C (Megyesy, 1983, hal.18)

Dimana : ts = Tebal, in

P = Tekanan dalam tangki, psi

f = Allowable stress, psi

Material yang digunakan adalah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe

316 (Perry, 1984). Maka f = 12.650 psi.

Ketebalan dinding (ts) :

ts = 12.650 x 6

566,9904 323,3172 5 inpsi

= 12,0763 in

Diambil tebal standar = 12 in

Tabel. Spesifikasi Storage Tank CO

Fungsi Menyimpan CO sebagai bahan baku

Bentuk Bola (spherical)


Dimensi Diameter (D) = 14,5056 m = 47,5904 ft

Tinggi (Hs) = 14,5056 m = 47,5904 ft

Tebal = 12 in


Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 Grade C

f x 6

LP5 t

C-20

3. Reaktor Fix Bed Mulitube (RE-201)

Fungsi : Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk

Asetat Anhidrid

Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 oC dan tekanan (P) 5 atm

Katalisator : Rhodium (Rh)

Konversi : 90%

Reaksi yang terjadi adalah :

CH3C(=O)OCH3(l) + CO(g) CH3C(=O)O(O=)CCH3(l) …(1)

Metil Asetat CO Asetat Anhidirid

Berikut adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201). Perhitungannya

dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B

Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa)

Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-201)

Komponen

Massa Masuk Massa

Terkonsumsi

Massa

Tergenerasi

Massa

Keluar

F1 F6 F7

Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam

Metil Asetat 2.035,607 - 1832,5461 - 203,5607

Air 226,1768 - - - 226,1768

Karbon

Monoksida

- 770,224 693,2016 - 77,0224

Asetat

Anhidrid

- - - 2525,253 2.525,253

Total

3.032,0129

2525,253

2525,253

3.032,0129

C-21

Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas)

Tabel F.2 Neraca Energi Reaktor (RE-201)

Komponen

Panas Masuk

(kJ/jam)

Panas

Generasi

(kJ/jam)

Panas Keluar

(kJ/jam) Panas

Konsumsi

(kJ/jam)

Panas

Akumulasi

(kJ/jam) ΔHin ΔHreaksi ΔHout

Asetat

Anhidrid 0,0000

1.279.849,306

526.332,5255

0,0000 0,0000

Metil

Asetat 446.430,64627 44.643,0646

Water 99.574,92624 99.574,9262

CO 84.451,64637 8.445,1646

Air

Pendingin 409.070,614 1.640.381,458

Total 1.039.527,833 1.279.849,306 2.319.377,139 0,0000 0,0000

2.319.377,139 2.319.377,139 0,0000

Massa air pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi

reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 19.519,0559 kg/jam.

Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)

Persamaan kinetika reaksi untuk aseton adalah sebagai berikut:

Orde reaksi adalah orde satu

-ra = k.Ca (yoshihiro, 2005)

Keterangan :

k = konstanta laju reaksi, (m3/kg.s)

T = Temperatur (K)

CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m3)

Cw = konsentrasi water (kmol/m3)

KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m3/kmol)

Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m3/kmol)

Dengan nilai k sebagai berikut :

T

12.460- exp10 x 746,3k 7

C-22

403,15

12.460- exp10 x 746,3k 7

= 1,4158 x 10-6 m3/kg.s

Neraca Massa pada 1 tube

Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca

massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut:

ΔW

ID

WAF

F ΔW W A

Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube

Neraca massa pada elemen volume : w

V

(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate

of mass accumulation)

0 w

)r(FF AW WAWA

)r(FF 0 lim AW AWWA

ww

)r(

wd

F d AA

FA = FA0 (1- XA)

dFA = - FA0 dXA

Sehingga,

)r(

wd

X dF AA

A0

C-23

A0

AA

F

)(-r

dW

dX

Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari

tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk

konsetrasi umpan, yaitu:

1. Laju volumetrik umpan reaktor

/jamm 5,4688 554,41052

3032,0129

FV 3

mix

in tot0

= 0,0911 m3/menit

2. Konsentrasi umpan reaktor

CA = Metil Asetat

CA0 =

Maka diperoleh persamaan :

A0

AA

F

k.C

dW

dX

A0

A0A

F

))1(k.(C

dW

dX X

A0

A

F

X))-).(5,03x(1 6-10 x (1,4158

dW

dX

X))-.(5,03x(1F

6)-10 x (1,4158

dW

dX

A0

A

Pressure Drop

Pressure drop dalam Tube

Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan

persamaan Ergun (Fogler, 1999).

'75,111501'

GDDg

G

dz

dP

PP

C-24

Dimana :

m0 = m (kg/s)

ρ0.v0 = ρ.v

dimana v = v0

ρ = ρ0.(v0/v0) = ρ0

sehingga persamaan di atas menjadi :

'75,111501'

3

0

GDDg

G

dz

dP

PP

5)

dengan :

ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2

Z = panjang pipa, ft

G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2

ρ0 = densitas fluida, lb/ft3

Dp = diameter partikel katalis, ft

ε = porositas partikel katalis

µ = viskositas fluida, lb/jam/ft

g = percepatan gravitasi, 4,18.108 ft/jam2

Pressure Drop dalam Shell

Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan

Kern (Kern,1965).

C-25

SS

SSS

SgDeB

LIDGfP

10

2

10.22,5

12

(

S

SSS

SgDe

NIDGfP

10

2

10.22,5

1

(Dengan:

ΔPS = penurunan tekanan dalam shell, psi

f = faktor friksi = f(Re) = ft2/m2

IDs = diameter dalam shell, ft

L = panjang pipa, ft

Bs = jarak buffle, ft

Sg = specific gravity,

φS = viscosity ratio

14,0

W

, untuk fluida non viscous = 1

N+1 = Number of Crosses

Data fisis dan termal

Densitas

Campuran liquid dihitung dengan persamaan :

(kg/m3)

Temperatur Masukan = 130 oC = 403 K

ρ mix = 554,41052 kg/m3

Viskositas

Log μ = A + + C.T + D.

Pada T = 403 K

μ campuran = 0,0651 cP

= 0,1575 lb/ft.hr

C-26

Kapasitas Panas

Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut :

Cpi = A + B.T + C.T2 + D.T3

Cp,camp =

Keterangan :

Cp = kapasitas panas, kJ/kmol.K

T = suhu, K

Cp,campuran = 2,2917

Konduktivitas Panas

Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung

dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson)

Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)

Keterangan :

k = Konduktivitas panas, W/(m.K)

M = Berat molekul

CP = Kapasitas panas spesifik temperatur

ρ = densitas cairan pada temperatur

Konduktivitas panas campuran :

kmix = k1.w1 + k2.w2 + k2.w2 + . . .= Σ ki.wi

kmix = 7,777 W/m.K

= 4,494 Btu/ft.hr.F

(F.39)

Katalisator

Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi

sebagai berikut :

Nama katalis : Rhodium (Rh)

Bentuk : Pellet

Diameter : 1 mm

C-27

Densitas : 260 kg/m3

Spesific surface : 110 m2/g

Reaktor terdiri dari multitubular sehingga dirancang seperti perancangan heat

exchanger.

Susunan pipa dalam shell

Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas,

pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas

konversi diketik oleh Colburn (Smith, P.571) dan diperoleh hubungan

pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan

diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis

disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong.

Dp/Dt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25

hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0

Dimana :

Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa

hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding

koefisien transfer panas pada pipa kosong

Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15

Dt = 15,0

cm 0,5

15,0

Dp = 3,3333 cm = 0,0333 in

Untuk pipa komersial: (Kern, 1983)

NPS = 1,5 in

ID = 1,610 in

OD = 1,90 in

C-28

a’ = 2,04 in2

Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi)

dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan

memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer

panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983)

PT = jarak antara 2 pusat pipa

PT = 1,25 OD (coulson vol.6, p. 646)

= 2,375

C’ = Clearance = PT-OD

= 0,475 inchi = 0,0121 cm

CD = PT sin 60O

Gambar F.2 Susunan pipa model triangular pitch

Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A

total).

A total = 2.N.(A pipa + A antar pipa)

= 2.N.(luas segitiga ABC)

luasΔABC = 866,02

160sin2

1 2 T

O

TT PPP

/4.IDS2 = 2.N.(2

1 .PT2.sin 60)

PT

C'

60o

60o

60o

A B

C

D

C-29

Jumlah pipa N = 866,0

212

4

2

42

22

T

SS

P

ID

ABCluas

ID

866.0PN4IDs

2

T

IDS = diameter dalam shell,m

Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung

dengan rumus :

OD5.0

)4OD5.0P866.0P5.0(4De

2

TT

dengan :

De = diameter ekivalen,m

PT = pitch,m

OD = diamater luar tube,m (Kern,1950)

Untuk memperbesar turbulensi dalam shell, maka di antara tube-tube

dipasang baffle (penghalang).

Diambil Baffle Spacing (Bs) = 0,35.IDs (coulson, p. 652)

Luas penampang shell (As) :

TP

'CBsIDsAs

Medium Pendingin

Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut :

Tin = 30 oC

Tout = 45 oC

C-30

µ = 0.691 cP

k = 0.6245 W/m.K

ρ = 992.25 kg/m3

Cp = 4.187 kJ/kg.K

Perpindahan Panas dalam Reaktor

Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube

Dihitung dengan persamaan Leva (Wallas, 1959) :

Untuk Dp/Dt < 0,35

hi = 0,813 (K/Dt) . e-G.Dp/Dt. (G.Dp/μ)0,9

untuk 0,35 < Dp/Dt < 0,6

hi = 0,125 (K/Dt) . (G.Dp/μ)0,75

dengan :

hi = koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m2jamK

K = konduktivitas gas, joule/mjamK

Dt = diameter pipa, m

Dp = diameter partikel, m

G = kecepatan aliran massa gas, g/m2jam

μ = viskositas gas, g/m jam

Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube

Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan

persamaan :

.

36,03

155,0

Kp

pCp

p

GpDes

Des

Kpho P

(Kern,1950)

dengan :

C-31

Des = diameter ekivalen pipa, m

Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m2.j

Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m2.K.

Kp = konduktivitas panas pendingin, kkal/j.m.K.

Cpp = kapasitas panas pendingin, kkal/kg.K

p = viskositas pendingin, kg/j.m

Dirt Factor (Rd)

Gas organik = 0,0002 hr.ft2.F/Btu

Pendingin = 0,00017 hr.ft2.F/Btu

Rd total = 0,00037 hr.ft2.F/Btu

Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design

Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

hohio

hohioUC

(F.44)

dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan

rumus :

d

D RUc1

1U

(Kern,1950)(F.45)

dengan :

hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube,

kcal/j.m2.K.

ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m2.K.

C-32

Rd = fouling factor, j.m2.K/kcal

Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode

Runge Kutta dengan cara sebagai berikut:

Kondisi Masuk Reaktor

Suhu masuk reaktor = 403 K

Tekanan = 5 atm

Konversi reaksi = 0

Tinggi katalis = 5,8522 meter

Diameter reaktor = 2,98 m

Kecepatan aliran masuk = 3032,0129 kg/jam

BM campuran = 101,333 kg/kmol

Densitas = 665,6631 kg/m3

Viskositas = 0,1192 cP

Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor

Komponen BM Massa Masuk

kg/jam kmol/jam

Metil asetat 74 2.035,607 27,508

H2O 18 226,1768 12,5653

CO 28 770,224 27,508

Total 3032,0078 67,5813

C-33

Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed

Persamaan-persamaan diferensial yang ada :

a).

A0

-6A

F

(5,03) 10 x 1,4158

dW

dX

b).

'75,111501'

3G

DDg

G

dz

dP

PPc

Kondisi batasnya adalah :

Zo = 0 m

XO = 0

PO = 5 atm

Δw = 0,0994

Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4:

Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4)

Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)

Dengan:

k1 = f1 (wi, Xi) ∆w

l1 = f2 (wi, Pi) ∆w

k2 = f1 (wi +2

w, Xi +

2

1k ) ∆w

l2 = f2 (wi +2

w, Pi +

21l ) ∆w

k3 = f1 (wi +2

w, Xi +

22k

) ∆w

l3 = f2 (wi +2

w, Pi +

22l ) ∆w

k4 = f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w

l4 = f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆w

Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah :

wi+1 = wi + Δw

C-34

Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi

W (Berat Tumpukan Katalis, kg) X (Konversi) P (Tekanan, atm)

0 0 5

25,2549 0,0294 4,9994

50,5098 0,0576 4,9988

75,7648 0,0849 4,9983

101,0197 0,1111 4,9977

126,2746 0,1364 4,9972

151,5295 0,1607 4,9967

176,7845 0,1841 4,9961

202,0394 0,2066 4,9957

227,2943 0,2283 4,9952

252,5492 0,2492 4,9947

277,8041 0,2693 4,9943

303,0591 0,2886 4,9938

328,3140 0,3072 4,9934

353,5689 0,3251 4,9930

378,8238 0,3424 4,9926

404,0788 0,3590 4,9922

429,3337 0,3749 4,9918

454,5886 0,3903 4,9914

479,8435 0,4052 4,9911

505,0984 0,4195 4,9907

530,3534 0,4332 4,9903

555,6083 0,4465 4,9900

580,8632 0,4593 4,9897

606,1181 0,4716 4,9894

631,3731 0,4835 4,9890

656,6280 0,4950 4,9887

681,8829 0,5061 4,9884

707,1378 0,5168 4,9881

732,3927 0,5271 4,9878

757,6477 0,5371 4,9875

782,9026 0,5467 4,9873

808,1575 0,5560 4,9870

833,4124 0,5650 4,9867

858,6674 0,5737 4,9865

883,9223 0,5822 4,9862

909,1772 0,5903 4,9860

934,4321 0,5982 4,9857

959,6870 0,6058 4,9855

984,9420 0,6132 4,9852

1.010,1969 0,6204 4,9850

C-35

1.035,4518 0,6273 4,9848

1.060,7067 0,6340 4,9845

1.085,9617 0,6406 4,9843

1.111,2166 0,6469 4,9841

1.136,4715 0,6530 4,9839

1.161,7264 0,6590 4,9837

1.186,9813 0,6648 4,9835

1.212,2363 0,6704 4,9833

1.237,4912 0,6758 4,9831

1.262,7461 0,6811 4,9829

1.288,0010 0,6863 4,9827

1.313,2560 0,6913 4,9825

1.338,5109 0,6961 4,9823

1.363,7658 0,7009 4,9821

1.389,0207 0,7055 4,9820

1.414,2756 0,7099 4,9818

1439,5306

1464,7855

1490,0404

1515,2953

1540,5503

1565,8052

1591,0601

1616,3150

1641,5699

1666,8249

1692,0798

1717,3347

1742,5896

1767,8446

1793,0995

1818,3544

1843,6093

1868,8642

1894,1192

1919,3741

1944,6290

1969,8839

1995,1389

2020,3938

2045,6487

2070,9036

2096,1585

2121,4135

0,7143

0,7185

0,7227

0,7267

0,7306

0,7345

0,7382

0,7418

0,7454

0,7488

0,7522

0,7555

0,7587

0,7618

0,7649

0,7679

0,7708

0,7737

0,7765

0,7792

0,7819

0,7845

0,7871

0,7896

0,7920

0,7944

0,7968

0,7990

4,9816

4,9814

4,9813

4,9811

4,9809

4,9808

4,9806

4,9805

4,9803

4,9801

4,9800

4,9798

4,9797

4,9796

4,9794

4,9793

4,9791

4,9790

4,9789

4,9787

4,9786

4,9785

4,9783

4,9782

4,9781

4,9779

4,9778

4,9777

C-36

2146,6684

2171,9233

2197,1782

2222,4332

2247,6881

2272,9430

2298,1979

2323,4528

2348,7078

2373,9627

2399,2176

2424,4725

2449,7275

2474,9824

2500,2373

2525,4922

2550,7471

2576,0021

2601,2570

2626,5119

2651,7668

2677,0218

2702,2767

2727,5316

2752,7865

2778,0414

2803,2964

2828,5513

2853,8062

2879,0611

2904,3161

2929,5710

2954,8259

2980,0808

3005,3357

3030,5907

3055,8456

3081,1005

3106,3554

3131,6104

3156,8653

3182,1202

3207,3751

3232,6300

0,8013

0,8035

0,8057

0,8078

0,8099

0,8119

0,8139

0,8158

0,8177

0,8196

0,8215

0,8233

0,8250

0,8268

0,8285

0,8302

0,8318

0,8334

0,8350

0,8366

0,8381

0,8396

0,8411

0,8426

0,8440

0,8454

0,8468

0,8481

0,8495

0,8508

0,8521

0,8534

0,8546

0,8558

0,8571

0,8582

0,8594

0,8606

0,8617

0,8628

0,8639

0,8650

0,8661

0,8672

4,9776

4,9775

4,9773

4,9772

4,9771

4,9770

4,9769

4,9768

4,9767

4,9765

4,9764

4,9763

4,9762

4,9761

4,9760

4,9759

4,9758

4,9757

4,9756

4,9755

4,9754

4,9753

4,9752

4,9751

4,9750

4,9749

4,9748

4,9747

4,9747

4,9746

4,9745

4,9744

4,9743

4,9742

4,9741

4,9740

4,9739

4,9739

4,9738

4,9737

4,9736

4,9735

4,9734

4,9734

C-37

3257,8850

3283,1399

3308,3948

3333,6497

3358,9047

3384,1596

3409,4145

3434,6694

3459,9243

3485,1793

3510,4342

3535,6891

3560,9440

3586,1990

3611,4539

3636,7088

3661,9637

3687,2186

3712,4736

3737,7285

3762,9834

3788,2383

3813,4933

3838,7482

3864,0031

3889,2580

3914,5129

3939,7679

3965,0228

3990,2777

4015,5326

4040,7876

4066,0425

4091,2974

4116,5523

4141,8072

4167,0622

4192,3171

4217,5720

4242,8269

4268,0819

4293,3368

0,8682

0,8692

0,8702

0,8712

0,8722

0,8732

0,8741

0,8750

0,8760

0,8769

0,8778

0,8787

0,8795

0,8804

0,8813

0,8821

0,8829

0,8837

0,8845

0,8853

0,8861

0,8869

0,8877

0,8884

0,8892

0,8899

0,8906

0,8913

0,8921

0,8928

0,8934

0,8941

0,8948

0,8955

0,8961

0,8968

0,8974

0,8981

0,8987

0,8993

0,8999

0,9005

4,9733

4,9732

4,9731

4,9730

4,9730

4,9729

4,9728

4,9727

4,9727

4,9726

4,9725

4,9724

4,9724

4,9723

4,9722

4,9722

4,9721

4,9720

4,9719

4,9719

4,9718

4,9717

4,9717

4,9716

4,9715

4,9715

4,9714

4,9713

4,9713

4,9712

4,9711

4,9711

4,9710

4,9709

4,9709

4,9708

4,9708

4,9707

4,9706

4,9706

4,9705

4,9705

C-38

Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 4.293,3368 kg.

1. Menghitung volume total tumpukan katalis

katalis

W V

m5128,16kg/m 260

kg 4.293,3368 V 3

3

2. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan

Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11)

NPS : 1,5 in

Sch. No. : 40

Diameter luar (OD) : 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID) : 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft

Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah :

V = W / ρkatalis

katalis

2ID

W4 Z

Dengan :

Z = tinggi tumpukan katalis (m)

V = volume katalis dalam tube (m3)

w = berat katalis (kg)

ρkatalis = densitas katalis (kg/m3)

ID = diameter dalam tube (m)

Maka tinggi katalis keseluruhan :

m12.574,923 260x 0409,0.

4.293,3368 x 4 Z

2

Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m

Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

C-39

Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih

= 80% x 24 ft

= 19,2 ft = 5,8522 m

3. Menghitung jumlah tube (Nt)

Jumlah tube yang dibutuhkan :

Nt =

Nt =

MECHANICAL DESIGN REAKTOR

Tube

Ukuran tube (Kern,1983):

Susunan tube = Triangular pitch

Bahan = Stainless steel

Diameter nominal (NPS) = 1,50 in

Diameter luar (OD) = 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft

Schedule number = 40

Luas penampang = 2,04 in2 = 0,0013 m2

Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter

Panjang pipa (L) = 7,3152 meter

Tebal pipa = (OD-ID)/2

= (1,90 - 1,61)/2

= 0,145 in = 0,0037 m

Jarak antar pusat pipa (PT)

PT = 1,25 x OD

= 1,25 x 1,90

per tube katalis tinggi

nkeseluruha katalis tinggi

tube149.25,8522

923,574.12

C-40

= 2,375 inchi = 0,0603 m

Jarak antar pipa (Clearance)

C’ = PT-OD

= 2,375 – 1,900

= 0,475 inchi = 0,0121 cm

Jumlah pipa = 2.149 buah

Koefisien transfer panas dalam pipa

t

wref

ID

PRk

hi

14,033,08,0

....021,0.8,7

(F.51)

Dimana :

Pr = Cp.µ / kf

Cp = kapasitas panas = 0,5474 btu/lb.F

kf = konduktivitas = 4,494 Btu/ft.hr.F

μ/ μw = 1 ,karena non viskos

Tube Side atau Bundle Crossflow Area (at)

'ttt aNa (F.52)

= 250. (4

.2

tID)

= 3,1482 m2

Mass velocity (Gt)

Gt

t

t

a

W

4167,31

0803,135.25

= 800,0552 lb/jam.ft2

C-41

Maka,

2. Shell

Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316

Ukuran Shell

Diameter dalam shell (IDs)

IDs =

5,02

866,04

TPNt

(Brownell & Young, 1979)

=

5,02375,2149.2866,04

= 79,1985 in

= 6,5999 ft

= 2,0116 m

Jarak Buffle

Bs = IDs x 0,3

(F.56) = 2,0116 x 0,3

= 0,6035 m

C-42

= 23,7956 in

= 1,99 ft

Koefisien transfer panas dalam shell

Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)

P

B ID OD) P( a

t

st s

375,2

23,795679,1985 475,0 as

as = 376,3442 in2

= 2,6135 ft2

Mass Velocity (Gs)

'

Gs

sa

W

Dimana :

W = 25.068,9059 lb/jam

Gs = 25.068,87/2,6135

Gs = 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent Diameter (De)

`

De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m

Reynold Number (Re)

GD

Rependingin

se

Re =

Re = 605,0893

C-43

Maka,

(Kern, hal 137)

Dengan :

Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,3623 Btu/hr.ft.oF

Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb.oF

p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam

Dirt Factor (Rd)

- Liquid organik = 0,001 hr.ft2.F/Btu

- Pendingin = 0,003 hr.ft2.F/Btu

- Rd total = 0,004 hr.ft2.F/Btu

Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design

Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

=

= 41,8561 Btu/h.ft2.F

Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

(Kern,1950)

=

= 35,8534 Btu/hr.ft2.F

= 203,5861 J/s. m2.K

Pressure drop di shell

C-44

dimana

Ds = diameter shell (IDs) = 6,5999 ft

Mass velocity (Gs) = 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft

soefficientcorrectedcs = 1,0 (Hal.121 Kern, 1950)

untuk Re = 605,0893 maka diperoleh :

s = specific gravity = 1

f = shell side friction factor = 0,0018 ft2/in2 (Fig.29 Kern, 1950)

psi 0,28404 Ps

Tebal Shell

Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316

Tekanan yang diijinkan (f) = 18.750 psi

Efisiensi sambungan (ε) = 0,8 (double welded joint)

Corrosion allowanced = 0,25 in

Tebal shell dihitung dengan persamaan

( Brownell & Young)

dengan

ts = tebal shell, inchi

P = tekanan dalam reaktor, psi

ε = efisiensi sambungan

ri = jari-jari dalam shell, inchi

f = tekanan maksimum yang diijinkan, psi

C = Corrosion allowance = 0,25

Tekanan dalam shell

Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka:

Pd = 1,2 x P

C-45

= 1,2 x 5 atm

= 6 atm

Pd = 80,8279 psi

maka,

0,25

80,8279 0,6 - 8,018.750

122,0024/2 80,8279 t s

= 0,4641 in

diambil tebal standar 0,5 inchi

Diameter luar shell (ODs)

ODs = IDs + 2 ts

= 79,1985 + (2 x 0,5)

= 80,1985 in

3. Head dan Bottom

Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan :

1. Flanged and Standar Dished Head

Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama

digunakam untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan

fluida yang volatil.

2. Torispherical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 – 200 psig.

3. Elliptical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig

dan tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959).

Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical Flanged

and Dished Head yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 –

200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama

C-46

dengan bahan shell Carbon Steel SA 283 grade C. Tebal head dapat

dihitung dari persamaan :

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).

OD = ID + 2t

= 119,9719 in

Dibulatkan menjadi 120 in untuk menetukan icr & rc

Diketahui tebal t = 1 1/4 in

Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young :

icr = 7,125 in

rc = 114 in

maka:

icr

rw c3.

4

1 (Pers. 7.76, Brownel&Young)

W = 1,75

Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:

cPf

wrPt c

h

2,02

..

(Pers. 7.77, Brownell&Young)

= 0,7878 in

dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk

th = 1 in

sf = 2 in

= 0,1667 ft

C-47

Spesifikasi head :

Gambar F.3 Desain head pada reaktor

Keterangan :



r = Radius of dish( in)

sf = Straight flange (in)

OD = Diameter luar (in)

ID = Diameter dalam (in)

b = Depth of dish (in)

OA = Tinggi head (in)

ID = OD – 2th = 120 – 2(2) = 116 in

Depth of dish (b)

22

2icrIDicrrcrcb


= 12,1782 in

t

a

ID

r

sf

OA

icr

B

b=depth

of dish A

OD

C-48

Tinggi Head (OA)

OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959)

= (1 + 12,1782 + 2) in

= 15,1782 in

= 0,3855 m

AB = ID/2 – icr

= (116/2) in – 7,125 in

= 50,8750 in

BC = rc – icr

= 114 in – 7,125 in

= 106,8750 in

AC = 22 ABBC = 93,5873 in

Jadi tinggi head = 20,0106 inchi = 0,5082 m

4. Tinggi Reaktor

Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan

yaitu 5,8522 m.

Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan

= 24 ft

= 7,3152 m

Tinggi reaktor = tinggi shell + 2.(tinggi head)

= 7,3152 + (2 x 0,5082)

= 8,2316 m

= 27.0064 ft

C-49

5. Luas Permukaan Reaktor

o Luas reaktor bagian dalam

- luas shell bagian dalam

Ashi = π x IDs x tinggi shell

= 3,14 x 6,5999 x 24

= 497,6199 ft2

- luas head dan bottom bagian dalam

Ahbi = 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2)

= 2 x (3,14 x 6,5999 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,59992))

= 75,2983 ft2

Jadi luas reaktor bagian dalam :

= 497,6199 ft2 + 75,2983 ft2

= 572,9182 ft2

o Luas reaktor bagian luar

- luas shell bagian luar

Asho = π x ODs x tinggi shell

= 3,14 x 6,6832 x 24

= 503,9021 ft2

- luas head dan bottom bagian luar

Ahbo = 2 x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2))

= 2 x (3,14 x 6,6832 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,68322))

= 77,1231 ft2

Jadi luas reaktor bagian luar :

= 503,9021 ft2 + 77,1231 ft2

= 581,0252 ft2

C-50

Algoritma perancangan reaktor multitubular

1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas

2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan

3. Membuat neraca massa pada 1 tube

4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis

dengan menggunakan persamaan :

A0

AA

F

Ck

dW

dX

5. Menghitung volum total tumpukan katalis

6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan

7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi

katalis per tube

8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :

9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell

10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer

coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed

katalitik adalah (0,0005 m/s u 0,1 m/s)

11. Menghitung pressure drop dalam shell

12. Menghitung ketebalan shell

13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan

keadaan tekanan operasinya

14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor

15. Menghitung tinggi reaktor

16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam

C-51

Tabel. Spesifikasi reaktor (RE-201)

Fungsi Mereaksikan aseton dengan hidrogen untuk

membentuk metil isobutil keton

Kode RE – 201

Jenis Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi Operasi T = 130 oC

P = 5 atm

Dimensi Diameter = 2,0116 m

Tinggi = 8,0863 m

Jumlah tube = 2.149 tube

Tinggi bed = 5,8522 m

Diameter tube = 0,0409 m

Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-240)

Tebal dinding = 1 in

Posisi alat = vertikal

Jumlah 1 Buah

C-52

4. Cooler (CO-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur

130 oC menjadi 30 oC.

Jenis : Double Pipe heat exchanger

Alasan pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang dari

200 ft2.

Data desain

Inner Pipe :

Fluida panas = Produk keluaran reaktor

Laju alir, W = 3.032,0145 kg/jam (6.701,5931 lb/jam)

T1 = 130 oC (266 oF)

T2 = 30 oC (86 oF)

Annulus :

Fluida dingin = Air pendingin

Laju alir, w = 10.323,7399 kg/jam (22.879,469 lb/jam)

t1 = 30 oC (86 oF)

t2 = 45oC (113 oF)

1. Menentukan jenis Cooler

Jenis cooler yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A).

Bila A > 200 ft2, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube.

Area perpindahan panas (surface area) :

A = Δt.U

Q

D

Beban panas cooler

Q = 651.756,1849 kJ/jam

= 617.743,242 Btu/jam

C-53

Menghitung Δt LMTD

Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(oF) Δt (oF)

266 Temperatur Tinggi 86 180

113 Temperatur Rendah 86 27

153 Difference 0 153

Δt LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

= 80,5263 oF

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk :

hot fluid = light organics

cold fluid = steam

Range UD = 100 - 200 Btu/jam ft2 °F

dipilh UD = 200 Btu/jam ft2 °F

Area perpindahan panas (surface area)

A = Δt.U

Q

D

= FFftjamBtu

jamBtuoo

80,5263/200

/ 617743,2422

= 38,3566 ft2

Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran

standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965):

Annulus Inner Pipe

IPS (in) 3 IPS (in) 2

Sch. No. 40 Sch. No. 40

OD (in) 3,500 OD (in) 2,380

ID (in) 3,068 ID (in) 2,067

a' (ft2) 0,917 a'' (ft2) 0,622

C-54

2. Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan

Rd = UdUc

UdUc

Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai

berikut :

Menentukan temperature kalorik

Menghitung Uc (Clean over all coefficient )

Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)

Menentukan Temperatur kalorik

Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida

Pipa :

Pada T = 113 oF

µ = 0,11 cP

Annulus :

Pada t = 86 oF

µ = 0,2925 cP

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka :

Tc = Tavg

tc = tavg

Tavg = 2

TT 21

= 2

)113662( Fo

= `189,5 oF

tavg = 2

tt 21

= 2

)8668( FO

= 86 oF

C-55


oio

oio

hh

hhUc

.

Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan

algoritma sebagai berikut :

Annulus : air pendingin Inner pipe : keluaran reaktor

Flow area, aa

D2 = 3,068 in

= 0,2557 ft

D1 = 2,38 in

= 0,1983 ft

Menggunakan Pers.6.3 Kern,

aa = 4

)DD(2

1

2

2

=4

)2917,03355,0(14,3 22

= 0,0204 ft2

Equivalent diameter, De

Menggunakan persamaan.6.3

Kern, 1965

De = 1

2

1

2

2

D

)DD(

= 0,1312 ft

Laju Alir Massa, Ga

Ga = aa

W

=20,0204

lb/jam 22.879,469

ft

= 1.121.542,623 lb/jam ft2

Flow area, ap

Dp = 2,067 in

= 0,1723 ft

ap = 4

2D

= 4

1723,014,3 2x

= 0,0233 ft2

Laju Alir Massa, Gp

Gp = pa

w

= 20,0233

lb/jam 6.701,5931

ft

= 287.622,0215 lb/jam.ft2

C-56

Reynold number, Rea

Pada tav = 86 oF

= 0,7076 lb/jam ft

Rea =

ae GxD

=0,7076

6231.121.542,0,1312 x

= 207.951,3739

jH = 400 (Gambar.24, Kern)

Pada tav = 86 oF

k = 0,3538 Btu/jam ft.oF

cp = 1,0541 Btu/lb oF

31

k

c = 3

1

0,3538

7076,0 1,0541

= 1,282

ho/Φa =

31

k

c

D

kjH

= 400 x

0,1312

0,3538x 1,282

= 1.382,84 Btu/jam ft2 oF

Reynold Number, Rep

Pada Tav = 189,5 oF

= 0,2661 lb/jam.ft

Rep =

GpDp

= 0,2661

15287.622,020,1723 x

= 186.235,5291


Pada Tav = 189,5 oF



31

k

c = 3

1

0,0838

0,2661 2,4915

= 1,7120

hi/Φp =

31

k

c

D

kjH

= 380 x

0,1723

0,0838x 1,7120

=316,407 Btu/jam ft2 oF

hio/Φp = hi/Φp x

OD

ID

= 274,7955 Btu/jam ft2 oF

Temperatur dinding Tw

Tw= cc

ap

ac tTx

hohio

hot

//

/

= 865,189

1.382,84 274,7955

1.382,845,189

x

C-57

Pada tw = 293,8342 oF

μw = 0,3084 lb/jam ft.

Φa = (μ/μw)0,14

= (0,7076/0,3084)0,14

= 1,1233

Koreksi koefisien (ho)

ho = ( ho/Φa). Φa

= 1.382,84 x 1,1233

= 1.553,3442 Btu/jam ft2 oF

= 293,8342 oF

Pada Tw = 293,8342 oF


Φp = (μ/μw)0,14

= (0,2661/0,2931)0,14

= 0,9866

Koreksi koefisien (hio)

hio = ( hio/Φp). Φp

= 274,7955 x 0,9866


Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc

oio

oio

hh

hhUc

.

1.553,3442 271,1132

1.553,3442 271,1132

xUc

= 230,826 Btu/jam ft2.oF

Menghitung Ud (Design Overall Coefficient)

Rd = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965)

Ud

1

= Rd

Uc

1

Ud

1= 001,0

230,826

1

Ud

1 = 0,0053

Ud = 188,6792 Btu/hr.ft2.oF

C-58

Menghitung A (surface area) required

A = t.U

Q

D

= 80,5263188,6792

2617.743,24

= 40,658 ft2

Menghitung jumlah hairpin

External surface / lin ft, a'' = 0,917 ft2 (Tabel.11 Kern, 1965)

Required length, L = "a

A

= 9170,0

40,658

= 44,338 ft

Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, 1965)

Diambil Lh = 20 ft

1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2), maka jumlah hairpin yang

diperlukan :

Hairpin = h2.L

L

= 202

44,338

= 1,1085 2

Maka jumlah hairpins yang digunakan = 2 buah

Koreksi panjang pipa :

Lkor = 2.Lh x hairpin

= 2 x 20 x 2

= 80 ft linier

C-59

Menghitung luas permukaan perpindahan yang tersedia

sebenarnya

A = Lkor x a”

= 80 x 0,622

= 49,76 ft2

Menghitung actual Design Overall Coeffesient, UD act

Udact = tA

Q

= 80,526349,76

2617.743,24


(asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)

Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd :

Rd = UdUc

UdUc

= 154,1665 230,826

154,1665 230,826

= 0,0022 hr.ft2.oF/Btu

Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965).

Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)

3. Menghitung Pressure drop

Annulus : air Pendingin

1) De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)

= 0,0574 ft

Rea' =

Ga'De

= 90.978,7261

Fanning Factor untuk Turbulen

Inner pipe : keluaran reaktor

1’) Rep = 186.235,5291

f =42,0)(Re

264,00035,0

p

C-60

f =42,0

' )(Re

264,00035,0

a

( pers. 3.47b Kern )

1). = 0,0057

2). ρ = 42,8783 lb/ft3

2) Fa = Deg

LGaf

2

2

2

4

(pers. 6.14, kern)

= 2,8443 ft

Va = 3600

Ga

= 7,2657 ft/det

1F =

g

Vx

21

2

= 0,8197 ft

Pa =

144

FiFa

= 1,091 psi < 10 psi

(memenuhi)


= 0,0051 ft2/in2

ρ = 60,9575 lb/ft3

1'). ΔFp= Dg

LGpf

2

2

2

4

= 1,0490 ft

Pp = 144

Fp

= 0,4441psi < 10 psi

(memenuhi)

C-61

Tabel. Spesifikasi Cooler

Nama Alat Cooler

Fungsi Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 oC

menjadi temperatur 30 oC dengan media air pendingin pada

temperatur 30 oC dengan keluaran 45 oC.

Bentuk Double pipe Heat Exchanger

Dimensi pipa

Annulus Inner

(air pendingin) (keluaran reaktor)

IPS 3 in IPS 2 in

Sch. No 40 Sch. No. 40

OD 3,500 in OD 2,38 in

ID 3,068 in ID 2,067 in

a' 0,917 ft2 a'' 0,622 ft2

1,091 psi 0,4441 psi

Panjang pipa 20 Ft

Δt 80,5263 oF

A 40,658 ft2

Uc 230,826 Btu/jam.ft2 F

Ud 154,1665 Btu/jam.ft2 F

Rd 0,0022 jam ft2 oF/ Btu

Jumlah Hairpin

Bahan konstruksi

2 buah

Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Pa Pp

C-62

5. STORAGE TANK ASETAT ANHIDRIT (ST-301)

Fungsi : Menyimpan Asetat Anhidrit selama 15 hari dengan

kapasitas 1.063.797,2115 kg.

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan

atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C

Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar

Harganya relatif murah

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi :

Temperatur design : 35 oC

Temperatur fluida : 30 oC

Tekanan : 1,2760 atm

ST-301LI

Gambar C.2.1. Tangki penyimpan aseton

k. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk

menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya

transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari

dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin

besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan

C-63

semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari

dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 oC.

Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 oC, maka diperoleh hasil

sebagai berikut:

Tabel C.2.1 Tekanan uap Asetat Anhidrid

Komponen A B C D E

Metil Asetat 33,7240 -2.7204E+03 -3,1182E+00 -3,4310E-11 3,3102E-06

Asetat anhidrid 11.353 -2643.4 -0.7852 0.0000E+00 0.0000E+00

Air 29,8605 -3152E+03 -7,304E+00 2,425E-09 1,809E-06

Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmHg) Ki = Pi/P yf = Ki . zf

C3H6O2 203,5607 2,7508 0,0686 558,8980 2,7742 0,1904

C4H6O3 2525,253 24,7574 0,6178 68266,5227 321,5993 198,6830

H2O 226,1786 12,5655 0,3136 92,6550 0,4365 0,1369

Jumlah 2594,9923 40,0737 1,0000 68948,4058 324,8101 324,8101

T = 35 oC

P = 0,2760 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 35 oC

P = 1 atm + 0,2760 atm

= 1,2760 atm

= 18,7514 psi

l. Menghitung Kapasitas Tangki


Jumlah produk asetat anhidrid yang harus disimpan dalam 15 hari

sebanyak 1.063.797,2115 kg yang disimpan di dalam satu buah tangki.

C-64

Digunakan waktu tinggal 15 hari karena faktor distribusi dan pemasaran

produk.

Jumlah C6H12O = 3032,0129 kg/jam x 24 jam x 15 hari

= 1.063.797,2115 kg


liquid

ρ

m

Menghitung densitas campuran :

Tabel.C.2.3. Densitas campuran

Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/

C3H6O2 203,5607 0,0689 914,2893 0,0001

C4H6O3 2525,253 0,8546 1064,4498 0,0008 H2O 226,1786 0,0765 1018,4091 0,0001

Jumlah 2954,9923 1,0000 0,0010

liquid =

wi

wi

= 0,0010

1

liquid = 1048,9524 kg/m3

= 65,4838 lb/ft3

Sehingga dapat dihitung volume liquid :


liquid

ρ

m

= 3kg/m 1048,9524

kg 21151.063.797,

= 1.014,1520 m3

= 35.813,1341 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x Vliquid

= 1,1 x 1.014,1520 m3

C-65

= 1.267,6900 m3

= 44.766,4176 ft3

m. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2

Keterangan :


sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D

Hs < 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang

paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada

Tabel C.3.3. berikut.

Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 Vsf, ft3 Vtotal (ft3)

1 0,5 44,6589 22.3295 6376,6094 34959.3803 7541.6068 391.4044 42892.3915

2 0,6 42,7440 25.6464 6414,4057 36782.9359 6612.4942 358.5585 43753.9886

3 0,7 42,2300 29.6790 6.875,4511 41881.5018 6453.4859 352.7871 48687.7748

4 0,74 41.1205 30.4292 6.680,1534 40390.2496 5887.2839 331.8382 46609.3717

5 0,8 39,6608 31.7286 6.510,6239 39178.1617 5282.3142 308.6971 44769.1730

6 0,9 39,5288 35.5760 6910,8967 43636.9302 5229.7610 306.6463 49173.3375

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,8

D = 39,6608 ft

= 475,9296 in

C-66

= 12,0888 m

Dstandar = 43 ft (516 in)

H = 31,7286 ft

= 380,7437 in

= 9,6709 m

Hstandar = 32 ft (384 in)

Cek rasio H/D :

Hs/Ds = 32/43

= 0,74 memenuhi (0,74-0,83)

n. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

L = 96 in (Appendix E, item 1, B & Y)

= 8 ft

Jumlah courses = ft 8

ft32

= 4 = 4 buah

o. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (43 ft)2 x 32 ft

= 46.446,8800 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (43)3

= 3,8958 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(516)2 x 3

C-67

= 627.032,8800 in3

= 362,8663 ft3

Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 46.446,8800 + 3,8958 + 362,8663

= 46.813,6421 ft3

= 1325,6219 m3

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 46.813,6421 - 35.813,1341

= 11.000,5080 ft3

Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

= 11.000,5080 – (3,8958 + 362,8663)

= 10.633,7459 ft3

Hshell kosong = 2.

.4

D

V kosongshell

= 243

910.633,7454

= 7,3262 ft

Hliquid = Hshell – Hshell kosong

= 32 – 7,3262

= 24,6738 ft

p. Menenetukan Tekanan desain





dengan persamaan :

C-68

Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Phidrostatis = 144

Lc

Hg

g

= 144

ft24,67389,81

9,81lb/ft65,4838 3

= 11,2204 psi

Poperasi = 14,6960 x 1,2760

= 18,7514 psi

Pabs = 18,7514 psi + 11,2204 psi

= 29,9718 psi


1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan

desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:


= 1,1 x 29,9718 psi

= 32,9690 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :

Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses

Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)

1 32,0000 24,6738 11,2204 29,9718 32,9690

2 24,0000 18,6738 8,4919 27,2433 29,9676

3 16,0000 12,6738 5,7634 24,5146 26,9663

4 8,0000 6,6738 3,0349 21,7863 23,9650

q. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

C-69

ts = cPEf

dPd )6,0..(2

. (Brownell & Young,1959.hal.254)

keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in

Pd = tekanan desain, psi


f = nilai tegangan material, psi

Carbon Steel SA-283 Grade C

12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)

E = efisiensi sambungan 0,75

jenis sambungan las (single-welded butt joint without

backing strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)

0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:

ts = )9690,236.0(-)0,75 x psi x((12.6502

516 x psi9690,23

in+ 0,25 in

= 1,1484 in (1,15 in)

Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses

Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)

1 32,0000 32,9690 1,1450 0,8500

2 24,0000 29,9676 1,0655 0,8000

3 16,0000 26,9663 0,9846 0,7500

4 8,0000 23,9650 0,9027 0,7000

Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L =n

weldDo

12.

length) (-π. (Brownell and Young,1959)

Keterangan :

L = Panjang shell, in

Do = Diameter luar shell, in

C-70

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan

banyak sambungan pengelasan vertikal yang

diizinkan.

= n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :

ts = 0,25 in

Do = Di + 2.ts

= 516 + (2 x 0,8500)

= 517,7000 in

n = 4 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)

weld length = n . butt welding

= 4 . 5/32

= 0,6250 in

L = 4 x 12

(0,6250)-in) 517,7000(3,14).(

= 30,2461 ft

Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses.

Plat ts, (in) do (in) L (ft)

1 0,8500 517,7000 33,8532

2 0,8000 517,6000 33,8466

3 0,7500 517,5000 33,8401

4 0,7000 517,4000 33,8336

r. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di

dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,

karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk

torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

C-71

pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092

atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID

AB

icr

b = tinngi

dish

a

t

r

OA

sf

C

Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head

dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w =

icr

rc3

4

1 (Brownell and Young,1959.hal.258)

Diketahui :

rc = 516 in

icr = 0,06 x 516 in

= 30,96 in

Maka :

w =

96,30

5163.

4

1

= 1,7706 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell

and Young, 1959,hal. 258):

C-72

th = C0,2P2fE

.wP.rc

= 25,0)6990,322,0()75,0650.122(

7706,15166990,32

= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)

diperoleh:

sf = 1,5 – 4,5 in

Direkomendasikan nilai sf = 3 in

Keterangan :


P = Tekanan desain (psi)

rc = Radius knuckle, in


w = stress-intensitication factor

E = Effisiensi pengelasan

C = Faktor korosi (in)

Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

b =

2

2

2)(

icr

IDicrrcrc

=

2

2 96,302

516)96,30516(516

= 87,3782 in

Tinggi Head (OA)

OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)

OA= 1,72 + 87,3782 + 3

= 92,0954 in

= 7,6846 ft

C-73

s. Menentukan Tinggi Total Tangki

Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:

Htotal = Hshell + Hhead

= 360 + 92,0954 in

= 452,0954 in

= 37,6742 ft

t. Desain bagian bawah tangki

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,

maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.

Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus

diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi

persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton

S1 = 2

41

iD

w


Keterangan :


w = Jumlah metil isobutil keton (lbm)

Di = Diameter dalam shell (in)


S1 = 2)in 516)(14,3(

41

lb6515,283.345.2

= 11,2209 psi

C-74

Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.

S2 144

ρX s (Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :


X = Tinggi tangki (ft)

s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel


S2 = 144

4906843,37

= 135,0366 psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai :

St = S1 + S2

= 11,2209 psi + 135,0366 psi

= 146,2575 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)

146,2575 psi < (12.650 psi) x (0,75)

146,2575 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-75

Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301)

Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit

Kode ST-301

Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak

1.063.797,2115 kg

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat

bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.


Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft

Tinggi shell (Hs) = 32 ft

Tebal shell (ts) = 0,85 in

Tinggi atap = 7,6846 ft

Tinggi total = 39,6842 ft


Bahan Carbon Steel SA-283 Grade C

C-76

6. Heater 101 (HE-101)

Fungsi : Memanaskan temperatur fresh feed (Metil Asetat) dari

temperatur 30oC menjadi temperatur 130oC dengan media

pemanas berupa steam pada temperatur 150ºC dengan

tekanan steam 469,6 kPa.

Jenis : Double Pipe heat exchanger

Gland Gland

Gland

Return

Bend

Return

Head

Tee

Gambar C.17.1. Double pipe exchanger (Kern, hal.102, 1965)

Data desain

Inner Pipe :

Fluida dingin = Metil Asetat

Laju alir, w = 2261,7709 kg/jam (4986,3113 lb/jam) (Lampiran B)

t1 = 30 oC (86 oF) (Lampiran B)

t2 = 130oC (266 oF) (Lampiran B)

Annulus :

Fluida panas = steam

Laju alir, W = 243,6198 kg/jam (537,0855 lb/jam) (Lampiran B)

T1 = 150 oC (338 oF) (Lampiran B)

T2 = 150 oC (338 oF) (Lampiran B)

Menentukan jenis Heater

Jenis Heater yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A).

Bila A > 200 ft2, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube

C-77


A = Δt.U

Q

D

Beban panas Heater – 101 (HE-101)

Q = 569193,427 kJ/jam (Lampiran B)

= 539489,1542 Btu/jam

Menghitung Δt LMTD

Fluida Panas (oF) Fluida Dingin(oF) Δt (oF)

302 Temperatur Tinggi 266 36

302 Temperatur Rendah 86 216

0 Difference 180 -180

Δt LMTD =

12

21

1221

tT

tTln

tTtT

= 100,5728 oF

Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk :

hot fluid = steam

cold fluid = light organics

Range UD = 100 - 200 Btu/jam ft2 °F

dipilh UD = 200 Btu/jam ft2 °F


A = Δt.U

Q

D

= FFftjamBtu

jamBtu

oo5728,100/200

/ 2539489,154

2

= 26,8208 ft2

C-78

Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran

standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965):

Annulus Inner Pipe

IPS (in) 3 IPS (in) 2

Sch. No. 40 Sch. No. 40

OD (in) 3,500 OD (in) 2,380

ID (in) 3,068 ID (in) 2,067

a' (ft2) 0,917 a'' (ft2) 0,622

Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan

Rd = UdUc

UdUc

Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai

berikut :

Menentukan temperature kalorik


Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)

Menentukan Temperatur kalorik

Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida

Pipa :

Pada t = 86 oF

µ = 0,3390 cP

Annulus :

Pada T = 338 oF

µ = 0,11 cP

Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka :

Tc = Tavg

tc = tavg

C-79

Tavg = 2

TT 21

= 2

)302(302 Fo

= 302 oF

tavg = 2

tt 21

= 2

)293(86 FO

= 176 oF


oio

oio

hh

hhUc

.

Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan

algoritma sebagai berikut :

Annulus : steam Inner pipe : Metil asetat

Flow area, aa

D2 = 3,068 in

= 0,2557 ft

D1 = 2,38 in

= 0,1983 ft

Menggunakan Pers.6.3 Kern,

aa = 4

)DD(2

1

2

2

=4

)1983,02557,0(14,3 22

= 0,0204 ft2

Equivalent diameter, De

Flow area, ap

Dp = 2,067 in

= 0,1723 ft

ap = 4

2D

= 4

1723,014,3 2x

= 0,0233 ft2

Laju Alir Massa, Gp

Gp = ap

w

= 20233,0

lb/jam 4986,3114

ft

C-80

Menggunakan persamaan.6.3

Kern, 1965

De = 1

2

1

2

2

D

)DD(

= 0,1312 ft

Laju Alir Massa, Ga

Ga = aa

W

=20204,0

lb/jam 537,0855

ft

= 26285,1682 lb/jam ft2

Reynold number, Rea

Pada Tav = 302 oF

= 0,1824 lb/jam ft

Rea =

ae GxD

=1824,0

1682,26851312,0 x

= 7814,1563

ho = = 1500 Btu/jam ft2 oF

= 214087,4839 lb/jam.ft2

Reynold Number, Rep

Pada tav = 176 oF

= 0,5597 lb/jam.ft

Rep =

GpDp

= 5597,0

4839,2140871723,0 x

= 65884,2177


Pada tav = 176 oF



31

k

c = 3

1

0,0838

4473,0 2,4915

= 2,1502

hi/Φp =

31

k

c

D

kjH

= 500 x

1723,0

1761,0x 2,1502

= 1099,3416 Btu/jam ft2 oF

hio/Φp = hi/Φp x

OD

ID


Temperatur dinding tw

C-81

tw= cc

ap

ac tTx

hohio

hot

//

/

= 176302

15007644,954

1500176

x

= 252,9931 oF

Pada tw = 252,9931 oF


Φp = (μ/μw)0,14

= (0,5597/0,3967)0,14

= 1,0494

Koreksi koefisien (hio)

hio = ( hio/Φp). Φp

= 954,7644 x 1,0494

= 1001,9187 Btu/jam ft2 oF

Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc

oio

oio

hh

hhUc

.

15009187,1001

15009187,1001

xUc

= 600,6902 btu/jam ft2.oF

Menghitung Ud (Design Overall Coefficient)

Rd = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965)

Ud

1

= Rd

Uc

1

Ud

1

= 001,0

6902,600

1

Ud

1 = 0,0027

C-82

Ud = 375,2695 Btu/hr.ft2.oF

Menghitung A (surface area) required

A = t.U

Q

D

= 5628,100 375,2695

1541,539989

= 14,2942 ft2

Menghitung jumlah hairpin

External surface / lin ft, a'' = 0,6220 ft2 (Tabel.11 Kern, 1965)

Required length, L = "a

A

= 6220,0

14,2942

= 22,9810 ft

Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, 1965)

Diambil Lh = 20 ft

1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan:

Hairpin = h2.L

L

= 202

9810,22

= 0,5745 1

Maka jumlah hairpins yang digunakan = 1 buah

Koreksi panjang pipa:

Lkor = 2.Lh x hairpin

= 2 x 20 x 1

= 40 ft linier

C-83

Menghitung Luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya

A = Lkor x a”

= 40 x 0,6220

= 24,88 ft2

Menghitung Actual Design Overall Coeffesient, Ud act

Udact = tA

Q

= 5782,10088,24

1542,539489


(asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)

Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd :

Rd = UdUc

UdUc

= 6015,2156902,600

6015,2156902,600

= 0,0031 hr ft2 oF/ Btu

Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2.oF/btu (Tabel 8. Kern, 1965).

Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)

Menghitung Pressure drop

Annulus, steam

3). De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)

= 0,0573 ft

Rea' =

Ga'De

= 3413,6733

Fanning Factor untuk Turbulen

f =42,0

' )(Re

264,00035,0

a

Inner pipe ,aseton

2'). Rep = 65884,2177

f =42,0)(Re

264,00035,0

p

C-84


4). = 0,0122

5). ρ = 54,1784 lb/ft3

2). Fa = Deg

LGaf

2

2

2

4

(pers. 6.14, kern)

= 3,6 ft

3). Va = 3600

Ga

= 0,1382 ft/det

Fi =

g

Vx

21

2

= 0,0003 ft

Pa =

144

FiFa

= 0,0251 psi < 2 psi

(memenuhi)


= 0,0060 ft2/in2

s = 0,79 ft3//lb (table 6 Kern)

ρ = 54,7352 lb/ft3

2). ΔFp= Dg

LGpf

2

2

2

4

= 3,82 ft

Pp = 144

Fp

= 1,45 psi < 10 psi

(memenuhi)

C-85

Tabel C.16.1 Spesifikasi Heater -101 (HE-101)

Kode Alat HE– 101

Nama Alat Heater 101

Fungsi Memanaskan temperatur fresh feed (metil asetat) dari

temperatur 30 oC menjadi temperatur 130 oC dengan media

pemanas berupa steam pada temperatur 149,5 ºC dengan

tekanan steam 469,6 kPa


Dimensi pipa

Annulus Inner

(steam) (aseton)

IPS 3 in IPS 2 in


OD 3,500 in OD 2,380 in

ID 3,068 in ID 2,067 in

a' 0,917 ft2 a'' 0,622 ft2

0,0014 psi 0,0145 psi

Panjang pipa 15 Ft

Δt 100,5728 oF

A 14,2942 ft2




Jumlah Hairpin

Bahan konstruksi

1 buah


Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti HE-301, didapatkan spesifikasi

untuk Heater pada proses selanjutnya.

Pa Pp

C-86

Tabel. Spesifikasi Heater (HE-102)

Nama Alat Heater

Fungsi Memanaskan temperatur CO dari temperatur 30oC menjadi

temperatur 130oC dengan media pemanas berupa steam


Dimensi pipa

Annulus Inner

(steam) (gas CO)

IPS 3 in IPS 2 in


OD 3,500 in OD 2,380 in

ID 3,068 in ID 2,067 in

a' 0,917 ft2 a'' 0,622 ft2

0,0012 psi 0,0091 psi

Panjang pipa 20 Ft

Δt 99,272 oF

A 45,7649 ft2




Jumlah Hairpin

Bahan konstruksi

2 buah


Pa Pp

C-87

7. Pompa (PO-101)

Fungsi : Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank

(ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101).

Tipe Pompa : Centrifugal pump

Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Alasan Pemilihan :

Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi

Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah

Kecepatan putarannya stabil

Tidak memerlukan area yang luas

T1

P1

z1

FV

1

2

T2

P2

z2

FV

Gambar 1. Skema Aliran pada Pompa (P-101)

Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :

Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa

Friksi pada pipa lurus

Friksi pada elbow

Friksi karena ekspansi

Friksi pada valve

Friksi pada pipa tee

C-88

Asumsi :

Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap

Fluida incompressible

Data-data perhitungan :

feed = 968,5270 kg/m3

feed = 0,1237 cp = 0,0001 kg/m.s

Suction : Discharge :

T1 = 30 oC T2 = 30 oC

P1 = 1 atm P2 = 5 atm

FV = 2261,7709 kg/jam GV = 2261,7709 kg/jam

a. Menghitung Debit Cairan

Diambil over design = 10%

FV design = 1,1 x 2261,7709 kg/jam

= 2487,9480 kg/jam

= 0,6911 kg/detik

GvQ

968,5270

2487,948

= 2,5688 m3/jam

= 1,5120 ft3/menit = 11,3114 gal/menit.

b. Menghitung Diameter Pipa

Diameter pipa optimum dihitung berdasarkan material pipa yang

digunakan, karena fluida yang ditangani bersifat korosif digunakan

C-89

material stainless steel. Diameter pipa optimum untuk material Stainless

Steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1993, pers. 5.14):

Dopt = 260 × G0,52 × -0,37

Keterangan :

Dopt = Diameter pipa optimum (mm)

G = Laju alir massa (kg/s)

= Densitas larutan (kg/m3)

Dopt = 260 × (2,0610kg/s)0,52 × (968,5270 kg/m3)-0,37

= 18,2788 mm

= 0,7196 in

Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993), dipilih pipa commercial steel

dengan ukuran :

Karakteristik In Meter

NPS 1 0,0254

Sch 40,0000 1,0160

OD 1,315 0,0334

ID 1,049 0,0266

c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)

Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,

1993, pers.4.5-5) : NRe = μ

x ID x ρ v

Keterangan :

NRe = Bilangan Reynold

= Densitas larutan (kg/m3)

ID = Diameter dalam pipa (m)

v = Kecepatan aliran (m/s)

C-90

= Viskositas larutan (kg/m.s)

Dimana :

Qtangki = Qpipa

= pipapipavD2

4

vpipa = pipa

gki

D

Q2

tan4

vpipa = 20266,0

0007,04

= 1,2804 m/detik

NRe =

skg/m.0001,0

m/s2804,1m 0,0266kg/m527,968 3

= 267.119,5674 (Aliran turbulen, NRe > 2100)

d. Menghitung Panjang Equivalent

Faktor koreksi, = 1

Diameter pipa = 1,0490 in = 0,0266 m

Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)

/D = 0,0017

Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0060

Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh :

Komponen Jumlah Le (ft) Le (m) Total (m)

Pipa lurus 1 39,3696 20,0000 20,0000

Standard elbow 3 2,5000 1.5240 4,5720

Globe valve 1 35,0000 15.2402 15,2402

Gate valve fully open 2 0,6000 0,3658 0,7315

standard tee 0 10,0000 3,0480 0,0000

Total panjang equivalent 40,5438

C-91

e. Menghitung Friction loss

1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa.

hc =

2

1

2155,0

A

A

2

V2

= 2

VK

2

c

Keterangan :

hc : friction loss

V : kecepatan pada bagian downstream

: faktor koreksi, aliran turbulen =1

A2 : luas penampang yang lebih kecil

A1 : luas penampang yang lebih besar

Dimana : A2/A1 = 0

Kc = 0,55

hc = 2

VK

2

c (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)

= 12

(1,2804) x0,55

2

= 0,4508 J/kg

2. Friksi pada pipa lurus

NRe = 267.119,5674

/ID = 0,0017

f = 0,0060 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)

Ff =

2

V

ID

Lf4

2

= 1) (2 )0266,0(

(1,2804) (20,0000)0,0060 x 4

2

= 581,3558 J/kg

C-92

3. Friksi pada sambungan (elbow)

Jumlah elbow = 3

Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis)

hf =

2

VK

2

f = 1) (2

(1,2804) 0,75 4

2

= 1,8443 J/kg

4. Friksi karena pipa tee

Jumlah tee = 0

Kf = 1

hf =

2

2VK f

= 0,00 J/kg

5. Friksi karena ekspansi

Kex =

2

2

11

A

A

A2 = luas penampang yang lebih kecil

A1 = luas penampang yang lebih besar

A2/A1 = 0

Kex = 1

he = 2

2VKex =

)12(

(1,2804) 1

2

= 0,8197 J/kg

6. Friksi pada valve

Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

C-93

Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel 2.10-15, Geankoplis, 1993)

hf =

2

2VK f

= )12(

(21,2804) 0,17)) (1 )5,9 ((1

2

= 8,0657 J/kg

Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, tee + hf, elbow + he + hf, valve

= (0,4508 + 581,3558 + 0 + 1,8443 + 0,8197

+ 8,0657) J/kg

= 592,5362 J/kg

7. Menghitung tenaga pompa yang digunakan

Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan

Bernoulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1993) :

(-Ws).η =

F

ppZZg

2

VV 1212

2

1

2

2

= 592,5362968,5270

101,325-405,30068,9

12

2804,12804,1 22

= 1.011,0068 J/kg

Dari Gambar 10,62 hal. 380 (Coulson, 1993), untuk Q = 2,5688

m3/jam maka η = 59 %.

(-Ws) =

J/kg 1.011,0068

(-Ws) = 59,0

J/kg 1.011,0068 = 1.713,5708 J/kg

C-94

Power, P = G. (-Ws )

= 0.6911 kg/s x 1.713,5708 J/kg

= 1.184,2431 J/s

= 1,5811 hp

Jadi digunakan pompa dengan daya 2 hp.

8. Menghitung NSPH

Cek Kavitasi:

Pv = 0,48151 atm

NPSH (Net Positive Suction Head) available :

suctionsuctionV1 FH

g

PPA NPSH

Fsuction =

= 0,3127 m

NPSH 3127,05,081,95270,968

4539,01

x

NPSH A = 2,0032 m

NPSH (Net Positive Suction Head) Required :

Dari gambar 7.2 b Walas :

N = 3.500

S = 7.900 (single suction)

Q = 11,3114 gal/menit

IDg

Lvf

2

2

03,181,92

7069,4)2804,1(006,0 2

C-95

NPSH =

3/45,0

S

QN

(pers. 7.15 Walas, 1988)

= 1,7019 ft = 0,5187 m

NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi

Keterangan :

NPSHR = Net Positive suction head required (ft)

NPSHA= Net Positive suction head available (ft)

C-96

Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 101)

Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank

(ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101)

Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage

Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

Kapasitas 42,1928 gpm

Efisiensi Pompa 59%

Dimensi NPS = 1 ¼ in

Sch = 40 in

Beda ketinggian : 6,00 m

Power motor 2 hp

NPSHA 2,0033 m

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan

spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya.


Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan produk dari reaktor (RE-201)

menuju ke cooler (CO-201)




Efisiensi Pompa 59%


Sch = 40 in


Power motor 2,5 hp

NPSHA 2,4033 m

C-97

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan

spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya.


Alat Pompa

Fungsi Mengalirkan keluaran dari Expander Valve (EV-

301) menuju ke Tangki Produk (ST-301)




Efisiensi Pompa 59%


Sch = 40 in


Power motor 2,5 hp

NPSHA 1,7657 m

C-98

8. Blower (BL-101)

Fungsi : Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)

Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Gambar. Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower

Menentukan jumlah gas masuk (GG)

(GG) = 770,224 jam

kg

= 12,8371 kg/menit

Menentukan Densitas (ρ)

Temperatur gas masuk (TG1) = 30 oC

Komponen Massa

(kg/jam)

X ρ (kg/m3)

CO 770,224 1,0000 76,4398

Total 770,224 1,0000

Menentukan Laju Alir Volumetrik Gas (Q)

Q digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, Fig. 14-50 : 531)

GG

Q

= 0,168 m3/menit

= 5,9329 ft3/menit

C-99

Menentukan Daya Blower (P)

Poperasi = 41 in. H2O

Daya (P)teoritis = 1,57 x 10-4 . Q . Poperasi (Perry’s 7ed, Hal. 10-46)

Keterangan:

Q = laju alir volumetrik gas, menit

ft 3

Pop = Daya operasi (in H2O)

Maka daya teoritis blower adalah:

Pteoritis = 1,57.10-4 x 5,9329 x 41

= 0,2122 hP

Efisiensi blower = 40 % - 80 % (Perry’s 7ed, Hal. 10-46)

Nilai efisiensi diambil 80 %, maka daya aktual blower adalah :

Paktual =

teoritisP

= 0,2653 hP ≈ 0,5 hp

Tabel. Spesifikasi Blower 101

Fungsi Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)

Tipe Centrifugal Blower

Power Motor 0,5 hP

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti BL-101, didapatkan

spesifikasi untuk Blower pada proses selanjutnya.

Tabel. Spesifikasi Blower 201

Fungsi Mengalirkan CO menuju Mix Point

Tipe Centrifugal Blower

Power Motor 0,5 hP

C-100

8. Exvander Valve (EV-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan keluaran tangki CO dari 20 atm

menjadi 5 atm.

Jenis : Globe Valve

Kondisi :

Tin = 30 oC

Pin = 20 atm

Pout = 5 atm

Tabel. Komponen masuk

Komponen kg/jam kmol/jam μ ρ

CO 770,224 27,5080 0,0183 273,3537

Total 770,224 27,5080

Menentukan diameter valve :

Diameter optimum dapat ditentukan berdasarkan persamaan berikut :

(Pers.15, Peters & Timmerhaus, 1991)

Dimana :

Di,opt = diameter, in

qf = laju alir, ft3/s

ρ = densitas fluida, lb/ft3

Diketahui :

G = 770,224 kg/jam

= 0,2161 kg/s

= 1.711,5214 lb/jam

ρmix = 273,3537 kg/m3

= 17,0486 lb/ft3

μmix = 0,0183 cP

= 0,0445 lb/ft.jam

= 0,0647 kg/m.jam

C-101

qf =

= 2,8489 m3/jam

= 0,6458 ft3/s

= 0,0007 m3/s

Di = 3,9 . qf 0,45 . ρ 0,13

= 3,9 × (0,6458)0,45 × (17,0486)0,13

= 4,6316 mm

Dipakai pipa standar (IPS) :

NPS = 2,5 in

Schedul number = 40

ID = 2,4690 in

= 0,2057 ft

OD = 2,8750 in

a’t = 0,2030 ft2

= 12,7296 in2

kecepatan (v) = Q/a’t = 0,2553 m/s = 0,844 ft/s

Menentukan Bilangan Reynold (NRE) :

Bilangan Reynold (NRE) =

NRE = = 38.972,7074 (turbulen)

Mencari Friction Loss karena valve (hf) :

hf =

Keterangan :

hf = friction loss karena valve (ft.lbf/lbm)

Kf = loss friction factor untuk valve = 9,5 (Tabel 2.10-1 hal.93, Geankoplis)

v = kecepatan fluida = 0,844 ft/s

gc = 32,174 lbm.ft/lbf.s2

Maka :

μ t.a'

G ID.

C-102

hf = = 0,1052 ft.lbf/lbm

Menentukan Pressure Head :

Pressure Head =

Dimana :

P1 = 148 atm = 152,9136 kg/cm2

P2 = 5 atm = 5,166 kg/cm2

ρ = 273,0937 kg/m3 = 0,0027 kg/cm3

Pressure Head =

= 54.721,3333 cm = 547,2133 m

C-103

Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 101

Nama Alat Expansion Valve

Fungsi

Menurunkan tekanan CO dari tangki penyimpanan dari

20 atm hingga 5 atm

Jenis Globe Valve Half Open

Kapasitas 770,224 kg/jam

Dimensi ID = 2,4690 in

OD = 2,8750 in

a't = 0,2030 ft2

Bahan Konstruksi Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316

Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti EV-101, didapatkan

spesifikasi untuk Expander Valve pada proses selanjutnya.

Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 201

Nama Alat Expansion Valve

Fungsi

Menurunkan tekanan liquid keluaran separator dari 5

atm hingga 1 atm

Jenis Globe Valve Half Open

Kapasitas 2.954,9894 kg/jam

Dimensi ID = 2,4690 in

OD = 2,8750 in

a't = 0,2030 ft2

Bahan Konstruksi Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316

1. storage tank metil asetat (st - 101) - digilib.unila.ac.iddigilib.unila.ac.id/4277/23/lampiran...

Documents