LAMPIRAN A REAKTOR. : Tempat berlangsungnya reaksi antara Ethylene Cyanohydrin. dan Air untuk membentuk Acrylonitrile

Transkripsi

1 LAMPIRAN A REAKTOR Tugas : Tempat berlangsungnya reaksi antara Ethylene Cyanohydrin dan Air untuk membentuk Acrylonitrile Bentuk Fase : Reaktor Fixed Bed Multitube : Gas Tekanan : 2 atm. Suhu : C Katalis : Alumina (Al 2 O 3 ) A. Uraian proses Reaksi Ethylen Cyanohidrin menjadi Acrylonitrile dan air terjadi pada suhu 450 C dengan katalis padat alumina. Reaksi terjadi pada permukaan padatan katalis sedangkan reaktan masuk reaktor pada fase gas. Kondisi operasi reaktor ini adalah non-isothermal, adiabatis, suhu gas 450 C dan tekanan 2 atm. Konversi reaktan menjadi Acrylonitrile sebesar 98%. B. Menyusun Persamaan Reaksi : Ditinjau reaksi : C 3 H 5 ON (g) C 3 H 3 N (g) + H 2 O A B C Reaksi Pembentukan Acrylonitrile dirumuskan sebagai : (-ra ) = k (P A ) (Leidler, 1980) A-1

2 P A k = konsentrasi keluar C 3 H 5 ON reactor = konstanta kinetika reaksi pembentukan Acrylonitrile Reaksi berjalan pada suhu 350 C C hingga reaksi berjalan searah menjadi Acrylonitrile dan air. (Ullman, 1985) Harga konstanta kecepatan reaksi (k) log k = (14,29-(234,9/2,303RT) (Journal of physical organic chemistry, 1999) C. Menghitung neraca massa komponen pada reaktor. Waktu operasi = 330 hari/tahun Kapasitas = ton/tahun = = 3156,5657 kg/jam Perbandingan umpan masuk reaktor adalah a. Umpan Masuk Reaktor Tabel A-1. Massa umpan reaktor Komponen Kg/jam fr.massa Kgmol/jam C 3 H 5 ON 4409,37 0,98 62,03 C 3 H 3 N 0,09 0,000 0,001 H 2 O 67,54 0,02 3,74 Jumlah 4477,01 1, ,78 A-2

3 b. Reaksi Reaksi yang terjadi merupakan reaksi searah dengan konversi 98 %. Secara stoikiometri. C 3 H 5 ON C 3 H 3 N + H 2 O Mula : 62,03 0,001 3,74 Reaksi : 60,79 60,79 60,79 Sisa : 1,24 60,79 64,54 Tabel A-2. Komposisi gas keluar reaktor komponen Kg/jam fr.massa kgmol C 3 H 5 ON 88,18 0,01 1,24 H 2 O 1163,03 0,25 64,54 C 3 H 3 N 3225,78 0,72 60,79 Jumlah 4477,01 1,00 126,57 c. Menghitung Neraca Massa Komponen pada Reaktor. Menghitung panas reaksi Q = H R + H R 298 K + H P Keterangan : Q ΔH R ΔH P ΔH R 298 = panas reaksi total = panas gas masuk reaktor = panas gas keluar reaktor = panas reaksi standar pada 298 K A-3

4 T = K T = K HR T = 298 K HP T = 298 K Tabel A-3 Data Hf untuk masing masing komponen pada 298 K Komponen ΔHf (kj/mol ) ΔHf (kj/kmol ) C 3 H 5 ON H 2 O C 3 H 3 N H o R 298 = H o P - H o R = Hf C 3 H 3 N - ( Hf C 3 H 3 N + Hf H 2 O) = ( ) = kj/kmol ΔH R 298 bernilai positif sehingga reaksi ini bersifat endotermis d. Menentukan Jenis Reaktor Dipilih reaktor jenis fixed bed multitube dengan pertimbangan sebagai berikut: 1. Reaksi yang berlangsung adalah fase gas dengan katalis padat. 2. Menggunakan katalis alumina yang dapat digunakan berulang-ulang. 4. Pressure Drop gas pada fixed bed lebih kecil dibandingkan dengan reaktor fluidized bed. A-4

5 5. Kehilangan katalis termasuk kecil jika dibandingkan dengan reactor fluidized bed. 6. Tidak perlu pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor. 7. Konstruksi reaktor lebih sederhana jika dibandingkan dengan reaktor fluidized bed sehingga biaya pembuatan, operasional, dan perawatannya relatif murah. ( Charles G Hill, p ) Kondisi operasi reaktor : a. Non isotermal dan non adiabatis b. P = 2 atm c. T = 450 C e. Menentukan Kondisi Umpan Kondisi campuran gas yang bereaksi di dalam reaktor setiap saat mengalami perubahan untuk tiap increment panjang reaktor. Persamaan yang digunakan untuk menghitung kondisi campuran gas tersebut adalah sebagai berikut : 1. Menghitung berat molekul umpan Berat molekul umpan merupakan berat molekul campuran gas yang dapat dihitung dengan persamaan : BM campuran = Σ (Bmi.yi) Dengan : BMi yi = berat molekul komponen i, kg/kmol = fraksi mol gas i A-5

6 Tabel A-4. Fraksi mol gas campuran BMi Massa Mol Komponen yi yi.bmi (kg/kmol) (kg/jam) (kmol/jam) C 3 H 5 ON H 2 O C 3 H 3 N Total Diperoleh Bm avg umpan = kg/kmol 2. Menghitung volume reaktor dan densitas umpan n = kmol/jam = mol/dtk R = atm.cm3/mol.0k = P = 2 atm = 29,4 psi T = C = K ρ = 2.29 gr/cm3 = kg/m3 3. Menghitung viskositas umpan µ Untuk menghitung viskositas umpan digunakan persamaan yang diperoleh dari Yaws, 1999, yaitu µi = A + BT + CT 2 A-6

7 µgi T = viskositas gas, mikropoise = suhu umpan, K Tabel A-5. Konstanta viskositas gas Komponen A B C C 3 H 5 ON C 3 H 3 O E E-05 H 2 O E E-05 Tabel A-6. Viskositas gas Komponen Yi μ gas (micropoise) C 3 H 5 ON 9.85E-01 0 C 3 H 3 N 2.16E H 2 O 1.51E Total Tabel A-7. Viskositas gas campuran Komponen yi.μ gas yi.μ gas (micropoise) (kg/m.s) C 3 H 5 ON 0.00E C 3 H 3 N 1.34E H 2 O 5.69E Total 5.70E µgi campuran = kg/m.s 4. Menghitung konduktivitas panas umpan (K G ) K G dihitung menggunakan persamaan dari Yaws, 1999, yaitu : A-7

8 K G = A + BT + CT 2 K G T K G = konduktivitas gas, W/m.K = suhu umpan, K = Σ(K G.xi) Tabel A-8. Konstanta konduktivitas gas Komponen A B C C 3 H 5 ON C 3 H 3 N E-07 H 2 O E-08 Tabel A-9 Konduktivitas gas campuran Komponen yi k gas yi.k gas W/m.K W/m.K CO 9.85E E-06 Cl E COCl E Total E-06 k campuran = W/m.K = kj/jam.m.k f. Penyusunan Model Matematis 1. Neraca massa pada elemen volume tube F A Z Z Z F A Z+ Z A-8

9 Rate of in out reaksi = acc Untuk N T buah tube: Reaksi untuk dx A dz, sehingga: Kondisi Batas: Pada saat, Z = 0 X A = X 0 = 0 Z = H X A = X = 0,98 dx A dz : perubahan konversi Acrylonitrile tiap increment panjang reaktor r : laju reaksi, kmol/m3/jam A-9

10 ρ b F A0 : bulk density katalis, kg/m3 : laju alir mol mula-mula C 3 H 3 ON, kmol/jam g. Menentukan jenis dan ukuran tube Dari hasil perhitungan, maka dipilih ukuran pipa standart : Ukuran tube ditentukan dengan cara memilih pada table 10, Apendix D.Q Kern halaman 843 dengan spesifikasi sebagai berikut : Ukuran pipa (IPS) = 1.25 in cm OD = 1.61 in cm ID = 1.9 in cm Flow area per pipe = 2.01 in cm2 Schedule number = 40 Surface per lin ft = ft2/ft (Kern, 889) Re shell : Menghitung kecepatan massa per satuan luas tube Gs : kg/m 2 jam Re tube : Menghitung kecepatan massa per satuan luas tube Gt : kg/m 2 jam Mencari luas penampang total (At) = cm 2 = m 2 Nt : 220 buah trial A-10

11 h. Menentukan diameter shell dan jumlah tube Menghitung bilangan Reynold di shell (Res) IDs = diameter dalam shell = in B = baffle spacing (0.25*IDs) kern,1965 = in PT = pitch tube = in C' = jarak antar tube (clearance) = in Ws = laju aliran pemanas = kg/jam i. Menentukan susunan tube Direncanakan tube disusun dengan pola triangular pitch, dengan alasan : 1. Turbulensi yang terjadi pada susunan segitiga sama sisi lebih besar dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida yang mengalir di antara pipa yang letaknya berdekatan akan langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya. 2. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga 25% lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam shell pada susunan segi empat. (Agra, S.W.,Perpindahan Panas, p 7-73) C A B A-11

12 Susunan tube = triangular Pitch tube (PT)= 1.25 x ODt = in = cm Clearance (C') = PT - ODt = in = cm untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A total) luas shell = Luas segitiga xids Nt Pt sin 60 2 xids Nt Pt IDs 4 2 Nt P T = cm = in Menentukan Jenis Pemanas Jenis Suhu ʎsteam : Superheated Steam : C : kj/kg Menentukan jumlah pendingin yang dibutuhkan A-12

13 Menghitung Panjang Reaktor Persaamaan persamaan yang digunakan untuk menentukan panjang reactor : Persamaan neraca massa pada elemen volume: dx dz ra Nt π IDt ρ ε F A Persamaan neraca panas pada elemen volume : dt dz Hf ra Nt π IDt ρ ε + U T Ts π ODt Fi Cpi Persamaan neraca panas pendingin : dts dz U T Ts π ODt Nt Ws Cps Persamaan pressure drop dp dz Gt IDt ρ ε ε Dp Gt ε μ camp + Persamaan-persamaan diferensial diatas diselesaikan secara simultan menggunakan metode Runge Kutta orde 4. Perhitungan dihentikan ketika konversi sudah mencapai 98%. A-13

14 Tabel A-11. Hasil data iterasi reaktor z z (m) x T (K) Ts (K) dx/dz dt/dz dts/dz dp/dz A-14

15 Tabel A-11. Hasil data iterasi reaktor (lanjutan) z z (m) x T (K) Ts (K) dx/dz dt/dz dts/dz dp/dz A-15

23 Tabel A-11. Hasil data iterasi reaktor (lanjutan) z z (m) x T (K) Ts (K) dx/dz dt/dz dts/dz dp/dz Resume : konversi (X) = 0.98 suhu gas masuk (Tin) = K = 450 C suhu gas keluar (Tout) = K = C Z (panjang pipa tube) = 3.95 m = in tekanan masuk (P in) = 2 atm tekanan keluar (P out) = 2 atm diameter shell (IDS) = 1.04 M = in suhu pemanas keluar (Ts in) = 473 K = 200 C A-23

24 suhu pemanas masuk (Ts out) = K = 394 C j. Mechanical Design 1. Tube IPS = 1.25 In OD = 1.66 in Sc. Number = 40 ID = in Flow area per pipe = in 2 Surface per lin ft : Outside = ft 2 /ft Inside = ft 2 /ft Weight per lin ft = lb steel Panjang pipa = In Susunan pipa = Triangular pitch Jumlah pipa = 220 Buah Pitch (jarak antara 2 pusat pipa) = In Clearance (jarak antara 2 pipa) = In Cek SC yang dipilih Untuk sc number 40 ID ODt = 1.38 in = 1.66 in TebalTube Pr C f E 0,6P A-24

25 Ketebalan Tebal tube = 0.14 in = in Dari table 13.1, halaman 251 Brownell, 1959 diperoleh Tekanan yang diijinkan (f) = psi Efficiency pengelasan (E) = 0.8 (double welded butt joint, table 13.2 Brownell) Faktor korosi (c) = in 2. Shell a. Tekanan design (maksimal over design 20%) Tekanan operasi = 2 atm = 29.4 psi Tekanan design = 29.4 psi b. Bahan konstruksi shell Dipilih material Carbon steel SA 283 C (Brownell, table 13.1 halaman 253) Peritmbangan karena reactor tidak korosif, dengan suhu operasi 450 C c. Tebal dinding shell Tebal dinding shell dihitung dengan persamaan : ts Pxr c fxe 0.6P Brownell Eq 13.1 page 254 Dimana : Ts P r=(ids/2) E = tebal dinding shell (in) = tekanan design (psi) = radius dalam shell (in) = effisiensi sambungan A-25

26 f c = allowable working stress (psi) = factor korosi (in) Dari table 13.1 halaman 251 Brownell diperoleh Tekanan yang diijinkan (f) Efficiency pengelasan (E) Faktor korosi (c) Dengan IDs Tebal shell (ts) = psi = 0.8 (double welded butt joint, table 13.2 Brownell) = in = in = in Dipilih tebal dinging standar = in ODs = IDs + 2 (tebal shell) = in Dari table 5.7 Brownell, dipilih OD standar = 48 in 3. Head Reaktor a. Bentuk head : elliptical, digunakan untuk tekann operasi hingga 15 bar dan harganya cukup ekonimis,coulson halaman 818 Digunakan untuk vessel dengan tekanan psig, Brownell and Young OD OA sf Icr B b=depth of dish ID A t a r C A-26

27 b. Bahan Konstruksi Head Dipilih material Carbon Steel SA 283 C, pertimbangannya adalah reaktor berisi gas beracun, dan suhu operasi antara -20 sampai dengan 650 F c. Tebal Head (th) Untuk elipstical dished head, tebal head dihitung dengan persamaan 13.1 (Brownell and Young, 1959) P. IDs th c 2. f. E 0,2 P Dimana : P f C E = Tekanan Perancangan, Psi = Tekanan maksimum yang diijinkan pada bahan, psi = Joint efficiency, in = Corrosion Allowance, in Dipilih material carbon steel SA grade C dari table table 13.1, halaman 251 Brownell Tekanan yang diijinkan (f) = psi Efficiency pengelasan (E) = 0.8 (double welded butt joint, table 13.2 Brownell) Faktor korosi (c) Tebal head reaktor Dipilih tebal head standar = in = in = in d. Tinggi Head Dari tabel 5.6 brownell hal 88 dengan th 0.25 in didapat sf 1 1 / / 2 in Perancangan digunakan sf = 2 in A-27

28 hh = th + b + sf = in Tinggi Reaktor HF = Panjang tube + top tinggi head = 4.37 m Volume Reaktor (VR) a. Volume head (VH) = x IDs 3 (Eq 5.11, halaman 88 Brownell 1959) = 4.024E-05 m 3 b. Volume total reaktor (VR) Volume total reaktor = Volume bed + 2xVolume head Volume total reaktor = m3 4. Diameter Umpan masuk G = kg/jam ρ avg = kg/m 3 Diameter Optimum = 3.9 G 0.45 ρ 0.13 (Coulson, 161) = in Umpan masuk G = kg/jam ρ avg = kg/m 3 Diameter Optimum = 3.9 G 0.45 ρ 0.13 (Coulson, 161) = in Karena selisih diameter tidak jau berbeda maka digunakan diameter terbesar A-28

29 yaitu in Diameter Standar yang dipakai OD = ID = Isolator Asumsi ; 1. Keadaan steady state 2. Suhu udara luar 30 o C 3. Suhu dingin luar isolator 50 o C Gambar A-1. Penampang isolator r 1 = jari jari dalam shell r 2 = jari jari luar shell r 3 = jari jari luar setelah diisolasi x1 = tebal dinding shell x2 = tebal isolator T1 = suhu dinding dalam shell = o C = K A-29

30 T2 = suhu dinding luar shell T3 = suhu dinding isolator shell T4 = suhu udara luar = 50 o C = 323 K = 30 o C = 303 K q1 =konveksi bahan ke dinding shell q2= konduksi dalam shell keluar shell q3= konduksi luar shell ke permukaan luar isolator q4 = konveksi dan radiasi permukaan luar isolator ke udara Keadaan steady state Q A = Q B = Q C = (Q D +Q R ) r3 = r2 + x r in m r in m L = 3.9 m 3.95 m ft Konduksi QB = (2.π.ks.L). ( T1 - T2 ) = x (T1-T2) (1) QC = (2.π.kis.L). ( T2 - T3 ) = x (T2 -T3) / ln (0,6858+x/0,6858) (2) Konveksi Bilangan Gr pada L = Gr = 6.662x10 10 Gr Pr = 4.694x10 10 turbulen h 1.31*( T ) hc 1 3 = W/m C QD = hc. A. (T3-T4) A-30

31 QD = hc.2.π.r3.l.(t3-t4) = x (0.685+x) (3) Radiasi x ( x) (4) Kemudian ditrial dengan menggunakan persamaan a, b, c,dan d sehingga didapat: T2 x = K = 0.06 m sehingga : Q D = Q R = Q C = Q = QD + QR = Jadi tebal isolasi x = 6 cm T2 = K Bahan asbestos, dengan sifat-sifat (Holman, 1988) ρ k cp = 36 lb/ft3 = kg/m3 = btu/jam ft2 F = 0.25 btu/lb F epsilon= 0.96 A-31

32 Data yang diperlukan Diameter shell, D = m = ft tebal plat dinding shell, x1= 1.25 In = ft suhu dinding shell, T1 = C = K suhu isolator dalam, T3 = 50 C = 323 K suhu isolator luar, T4 = 35 C = 308 K Bahan dinding shell = Carbon Steel K = btu/j/ft2/f hr q2 q3 q btu/j/r/ft π.l.(t1-t2) π.l π.l A-32

33 A-33

34 LAMPIRAN B MENARA DISTILASI (MD-01) Kode Fungsi Tujuan : MD-01 : Memurnikan produk Acrylonitrile : 1. Menentukan tipe kolom distilasi 2. Menentukan bahan kontruksi untuk kolom distilasi 3. Menghitung jumlah plate aktual 4. Menentukan lokasi umpan masuk 5. Menentukan dimensi kolom distilasi Gambar : F D MD-01 B 1. Menentukan Tipe Kolom Distilasi Dalam perancangan ini dipilih jenis tray dengan pertimbangan : 1. Rentang batas laju alir yang cukup besar tanpa menimbulkan flooding 2. Umpan yang masuk ke dalam kolom tidak korosif B-1

35 Jenis Tray yang digunakan adalah Sieve Tray dengan pertimbangan : 1. Kapasitas uap dan cairannya besar 2. Pressure drop rendah dan effisiensi tinggi 3. Lebih ringan, murah dan pembuatannya lebih mudah 4. Biaya perawatan mudah karena mudah dibersihkan dan konstruksinya sederhana 2. Menentukan Bahan Konstruksi Kolom Distilasi Dipilih bahan konstruksi jenis Carbon Steel SA-285 grade C dengan pertimbangan 1. Mempunyai Allowable Stress besar 2. Struktur kuat 3. Harga yang relatif lebih murah 3. Menentukan Jumlah Plate dan Feed Plate Dari hasil perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh data : F D B = kmol/jam = kmol/jam = kmol/jam R min = 0.05 R aktual = 0.15 Suhu feed = K Suhu distilat = K Suhu bottom = K B-2

36 Tabel B-1. Jumlah Plate Minimum Komponen XF XD XB CH 2 CHCN H 2 O CH 2 OHCH 2 CN Jumlah plate minimal dapat dihitung dengan Persamaan Fenske : N m x LK x log x HK x d logavg HK LK b N m 0,978 0,019 log 0,001 0,018 d log 96,027 b = 1,7052 Penentuan jumlah plate Persamaan Underwood : Umpan dianggap cair jenuh q = 1 B-3

37 Dengan trial didapat Rm + 1 = 1,050 Rm = 0,050 R diambil 3Rm Maka, R = 0,152 Rm/(Rm+1) = 0,048 R/(R+1) = 0,132 Dari fig Coulson diperoleh, Nm/N = 0,3 N = 5,68 6 plate Jumlah plate teoritis = 6 plate Menentukan jumlah plate actual Tabel B-2. Viskositas Campuran Komponen XF μ (cp) XF.μ (cp) C 3 H 3 N E E-02 H 2 O E E-01 C 3 H 5 ON E E-03 Total 6.27E-02 B-4

38 Faverage = 6.27E-02 cp average = 96,02 ( average ) ( Faverage ) = 6.27E-02 x 96,02 Efficiency plate, Eo Eo = 51-32,5 Log ( average ) ( Faverage ) (Coulson & Richardson, P.442) Dimana : αa = Volatilitas rata-rata komponen light key. μa = Viskositas rata-rata molar cairan, mns/m^2 Eo = 51-32,5 Log (96,02 x 6.27E-02) Eo = 25,65 % Nactual = N / Eo = 23,39 stage = 23 stage 4. Menentukan Lokasi Umpan Masuk Persamaan yang dapat digunakan adalah : log n m 0,206 log B D X X hk LK F X X LKB hkd 2 (Coulson and Richardson, 1983 : 422) Dengan : n = Plate ideal di atas lokasi umpan m = Plate ideal di bawah lokasi umpan B = Laju alir produk bawah B-5

39 D = Laju alir produk atas Sehingga : Log n m 1290,71 0,206Log 3186,29 0,01 0,48 0,01 0,001 2 n m = 1,79 n + m = Nact n + m = 23 m = 15,01 Jadi umpan masuk di plate ke 15 dari dasar menara distilasi 5. Menghitung Dimensi Kolom Distilasi Densitas Diketahui kondisi operasi distilat: T = 391,7 K P = 3 atm Tabel B-3. Densitas uap ( L ) dan BM campuran Distilat Komponen F (kmol/ja m) BM Xi (% kmol) pl (g/ml) pl mix (g/ml) Xi. (kg/m3) ρ C 3 H 3 N , ,39 H 2 O , ,85 C 3 H 5 ON , ,79 Total , ,11 B-6

40 Densitas cairan ( L ) = 964,11 kg/m 3 BM campuran = kg/kmol R = 0, m 3 atm/gmol K V BM P R T ,8844kg / m 0, ,7 3 Diketahui kondisi operasi bottom: P = 3 atm T = 407,6 K Tabel B-4. Densitas uap ( L ) dan BM campuran Bottom Komponen F (kmol/jam) BM Xi (% kmol) pl (g/ml) pl (g/ml) mix Xi. (kg/m3) ρ C 3 H 3 N , ,601 H 2 O , ,770 C 3 H 5 ON , ,249 Total , Densitas cairan ( L ) = kg/m 3 BM campuran = kg/kmol R = 0,08 m 3 atm/gmol K V BM P R T 19,653 1,76kg / m 0,082407,6 3 B-7

41 Coloumn Diameter top product ( D ) = kg/jam vapor rate ( V ) = kg/jam liquid rate ( L ) = kg/jam bottom product ( B ) = kg/jam B = L'-V' = kg/jam L' = F*q+R*D = L + F = kg/jam liquid rate ( V' = L'-B ) = kg/jam L'/V' = 1.35 F LV L V V L 0,5 F LV distilat = 0,0094 F LV bottom = 0,0593 Kisaran Plate Spacing untuk diameter > 1m biasanya digunakan Plate Spacing 0,3-0,6 m, diambil 0,3 m Dari fig Coulson and Rhichardson, diperoleh nilai C f distilat = 0,11 ; C f bottom = 0,1 dengan parameter F LV dan plate spacing Kecepatan Flooding dengan persamaaan Fair L V V F C F V 0,5 V f distilat = 1,54 m/det V f bottom = 2,27 m/det Dalam perancangan ini, prosentasi Flooding sebesar 90% maka : B-8

42 V F distilat = 1,38 m/det V F bottom = 2,04 m/det Distilat Q An V V F Q V VV L 3673,005kg / det ik = 0,208 m 3 /detik 3 964,11kg / m 3 0,208m / det ik An = 0,15 m 2 1,387m / det ik Bottom Q An V V F Q V VV L 3673,005kg / det ik = 0,578 m 3 /detik 3 915,62kg / m 3 0,578m / det ik An = 0,282 m 2 2,049m / det ik Down Comer Area diambil 20% dari total Colomn Area Distilat An 0,150 At 0,188m 1 Downspot 1 0,2 3 Bottom An 0,282 At 0,353m 1 Downspot 1 0,2 3 B-9

43 Diameter puncak menara dihitung dengan persamaan : 4. At D 0,5 40,188 3,14 0,5 = 0,4896 m Diameter dasar menara dihitung dengan persamaan : 4. At D 0,5 40,353 3,14 0,5 = 0,67 m Karena selisih diameter kecil maka digunakan diameter terbesar yaitu 0,67 m untuk puncak maupun dasar menara. Menghitung tebal Shell kolom Bahan konstruksi Shell yang dipilih adalah Carbon Steel SA-285 grade C dengan spesifikasi : Allowable Stress (f) = 38,2054 psia (Table 13-1, hal 251 Brownell) Effisiensi pengelasan (E) = 0,8 Faktor korosi (c) = 0,125 Tebal shell (ts) dapat dihitung dengan persamaan : ts Sehingga : P. r C f. E 0,6. P (Pers. 13-1, hal 254 Brownell) 38,20540,67 / 2 ts 0,125 0, 175in 12635,3 0,8 0,6 38,2054 Digunakan tebal standar = 0,1875 in = 4,7625 mm (Table 5-6, hal 88 Brownell) B-10

44 Menghitung tebal head Tebal head dihitung dengan persamaan : th 0,885. Pr f. E 0,1. P C (hal 254, Brownell) OD = ID + 2 ts = (26,40) + (2 x 0,1875) = 26,7786 in Digunakan OD standar = 32 in Dari Table 5-7, Brownell dengan OD = 32 in dan tebal Shell 0,1875 in Sehingga tebal Head 0,885.38, th 0,125 0, 2321in 12635,3 0,8 0,1 38,2054 Digunakan tebal Head standar = 1/4 in = 0,25 in Menghitung tinggi total kolom distilasi Tinggi total kolom = Tinggi kolom + Tinggi Head puncak + Tinggi Head dasar O OA sf b icr B A ID a OD r Menghitung tinggi Head puncak ID = 79,9016 in C Gambar B-1. Dimensi Head B-11

45 Dari Table 5-6, Brownell diperoleh : Th = 1/4 in Sf = 1½ - 2½ in diambil 2½ in Icr = 2 in rc = 30 in 31,625 a ID 2 2 = 15,8125 inchi AB a i cr = 13,812 inchi BC r c i cr 30 2 = 28 inchi AC BC 2 AB ,812 2 b r = 24,3560 inchi c AC 30 24,3560 = 5,6440 inchi OA t b s f 0,25 5, B-12

46 = 7,8940 inchi = 0,2005 m Jadi tinggi head = 0,2005 m Jadi tinggi kolom distilasi total = 8,717 m + 0,2005 m + 0,2005 m = 9,118 m B-13

47 DAFTAR PUSTAKA Aries, R.S., and Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation, Mc Graw Hill Handbook Co., Inc., New York. Biro Pusat Statistik, , Statistik Perdagangan Luar Negeri Indonesia, Indonesia foreign, Trade Statistic Import, Yogyakarta. Brown, G.G., Donal Katz, Foust, A.S., and Schneidewind, R., 1978, Unit Operation, Modern Asia Edition, John Wiley and Sons, Inc., New York. Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design, John Wiley and Sons, Inc., New York. Coulson, J.M., and Richardson, J.F., 1983, Chemical Engineering, Vol 1 $ 6, Pergamon Internasional Library, New York. Evans, F.L., 1980, Equipment Design Handbook for Refineries and Chemical Plant, Vol. 2, 2nd ed, Gulf Publishing Co., United Stated of America. Faith Keyes and Clark, 1975, Industrial Chemical, 4th Edition, Jonh Wiley and Sons Inc., New York. Holman, J., 1981, Heat Transfer, Mc Graw Hill Book Co., Inc., New York. Kern, D.Q., 1983, Process Heat Transfer, Mc Graw Hill Book Co., Inc., New York.

48 Kirk, Othmer., 1998, Encyclodpedia of Chemical Technology, 3rd ed, Vol. 1. John Wiley and Sons, Inc., New York. Levenspiel, O., 1972, Chemical Reaction Engineering, 2nd ed., John Wiely and Sons, Inc., New York. Ludwig, E.E., 1964, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Gulf Publishing, Co., Houston Mc Cabe, Smith, J.C., and Harriot, 1985, Unit Operation of Chemical Engineering, 4th ed., Mc Graw Hill Book Co., Inc., New York Perry, R.H., and Green, D.W., 1986, Perry s Chemical Engineer s Handbook, 6th ed., Mc Graw Hill Book Co., Inc., New York Peters, M.S., and Timmerhaus, K.D., 1980, Plant Design and Economics for Chemical Engineers, 3rd ed., Mc Graw Hill Book Co., Inc., New York Powell, P.T., 1954, Water Conditioning for Industry, Mc Graw Hill, Inc., New York Treyball, R.E., 1981, Mass Transfer Operation, 3nd Edition, Mc. Graw Hill Book Company Inc., Singapore. Ulrich, G.G., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and Econimics, John Wiley and Sons, New York.

49 Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment Selection and Design, 3rd ed, Butterworth, United States of America. Yaws, C.L., 1999, Chemical Properties Handbook, Mc Graw Hill Company, Inc., New York. untuk harga alumina untuk harga alat Tecnon Orbichem orbichem.com

50 TANGKI BAHAN BAKU MD-01 MD-02 TANGKI PRODUK CD-02 ACC-01 RB-01 CD-03 ACC-02 RB-02 KB-01 HE-01 MD-03 RB-03 CD-04 ACC-03 P-01 R-01 P-03 P-04 UPL Steam Steam Steam Steam TC LI Steam TC TC Water TC Water LC Water TC LC LC TC Water LC Water Water LI CD PROCESS ENGINEERING FLOW DIAGRAM PABRIK AKRILONITRIL DARI ETILEN SIANOHIDRIN KAPASITAS PRODUKSI TON/TAHUN CL-2 CL-1 C-02 EV-02 EV-03 EV-01 Steam C-01 FC LC LC TC TC TC LC TC TC 14 TC 15 FC