LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

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 o C Tekanan : 1 atm Gambar : LI ST-301 Gambar.C.1. Tangki penyimpanan bahan baku Metil Asetat 1. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 14 hari

C- Digunakan waktu tinggal 14 hari karena faktor transportasi dan sumber bahan baku berasal dari luar kota. Jumlah bahan baku per jam = 80,0986 kg/jam Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 80,0986 kg/jam x 4 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 o C. 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 o C. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 o C, maka diperoleh hasil sebagai berikut: Tabel C..1 Tekanan uap metil asetat Komponen A B C D E Metil Asetat 33,740 -.704E+03-3,118E+00-3,4310E-11 3,310E-06 Air 9,8605-315E+03-7,304E+00,45E-09 1,809E-06

C-3 Tabel C... Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmhg) Ki = Pi/P yf = Ki. zf C3H6O 035,607 7,508 0,0686 66,7974 1,569 0,865 HO 6,1786 1,5655 0,3136 31,8649 0,1501 0,0468 Jumlah 80,0986 40,31 1,0000 98,663 1,4070 1,4070 T P = 35 o C = 0,760 atm Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T P = 35 o C = 1 atm + 0,760 atm = 1,760 atm = 18,7514 psi b. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 14 hari Jumlah bahan baku per jam = 80,0986 kg/jam Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 80,0986 kg/jam x 4 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 = m ρ liquid liqud Menghitung densitas campuran : Tabel.C..3. Densitas campuran Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/ C3H6O 035,607 0,9008 914,893 0,0010 HO 6,1786 0,0099 1018,4091 0,0001 Jumlah 80,0986 1,0000 0,0011

C-4 liquid = wi wi 1 = 0,0011 liquid = 93,6568 kg/m 3 = 57,6619 lb/ft 3 Sehingga dapat dihitung volume liquid : Volume liquid = m ρ liquid liqud 766.113,1144 kg = 3 93,6568 kg/m = 93,6568 m 3 = 9.90,1473 ft 3 Over Design = 0 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37) Vtangki = (100/80) x Vliquid = 1,1 x 93,6568 m 3 = 1.036,7936 m 3 = 36.61,6841 ft 3 c. Menentukan Rasio Hs/D Vtangki = Vshell + Vtutup = ¼ π D H + 0,000049 D 3 + ¼ π D sf Atangki = Ashell + Atutup = (¼ π D + π D H) + 0,84 D

C-5 Keterangan : D sf = diameter tangki, in = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-7 Ulrich 1984, dimana : H s < (Ulrich, 1984) D 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..4. berikut. Tabel C..4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki trial H/D D (ft) H (ft) A (ft ) Vsilinder, ft 3 Vhead, ft 3 Vsf, ft 3 Vtotal (ft 3 ) 1 0,5 38.0000 19.0000 4616.4680 1537.600 4646.10 83.3850 6466.7670 0,6 38.5566 3.1340 519.496 6997.0989 4853.874 91.7475 314.1337 3 0,7 38.5481 6.9837 5683.7818 31475.789 4850.0783 91.6189 36617.4863 4 0,74 39.44 9.061 6078.097 35056.641 5109.8570 301.9411 40468.4393 5 0,8 39.6608 31.786 6510.5603 39178.1617 58.314 308.6971 44769.1730 6 0,9 39.588 35.5760 6957.9405 43636.930 59.7610 306.6463 49173.3375 Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7 D = 38,5481 ft = 46,577 in = 11,7496 m Dstandar = 43 ft (516 in) H = 6,9837 ft = 33,8040 in = 8,46 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 30 ft = 8 ft = 3,75 = 4 buah e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell = ¼ π D H = ¼ π (43 ft) x 3 ft = 43.443,9500 ft 3 Vdh = 0,000049 D 3 = 0,000049 (43) 3 = 3,8958 ft 3 Vsf Vtangki baru = ¼ π D sf = ¼ π.(516) x 3 = 67.03,8800 in 3 = 36,8663 ft 3 = Vshell + Vdh + Vsf = 43.443,9500 + 3,8958 + 36,8663 = 43.910,711 ft 3 = 143,4196 m 3

C-7 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid = 43.910,711-9.90,1473 = 14.60,5648 ft 3 Vshell kosong = Vruang kosong (Vdh + Vsf) = 14.60,5648 (3,8958 + 36,8663) = 14.53,9500 ft 3 4. V shell kosong Hshell kosong =. D 4 14.53,9500 43 = = 9,803 ft Hliquid = Hshell Hshell kosong = 30 9,803 = 0,1797 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 = g H g c 144 65,4838 lb/ft = = 8,0806 psi L 3 9,81 9,81 144 0,1797 ft

C-8 Poperasi = 14,6960 x 1,760 = 18,7514 psi Pabs = 18,7514 psi + 8,0806 psi = 6,830 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 6,830 psi = 9,515 psi Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C..5. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses H (ft) HL (ft) P hid (psi) P absolut(psi) P desain (psi) 1 30,0000 0.1797 8.0806 6.830 9.515,0000 14.1797 5.6780 4.494 6.874 3 14,0000 8.1797 3.754.068 4.95 4 6,0000.1797 0.878 19.643 1.5867 g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts = P d. d c (Brownell & Young,1959.hal.54).( f. E 0,6 P) keterangan : ts = ketebalan dinding shell, in Pd = tekanan desain, psi D = diameter tangki, in f = nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-83 Grade C

C-9 1.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:51) E = efisiensi sambungan 0,75 jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed) C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,5 in/0 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:54) Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts = x((1.650 3,9690 psi x psi x 0,75 ) - 516in + 0,5 in (0.6 3,9690) = 1,1484 in (1,15 in) Tabel C..6. Ketebalan shell masing-masing courses Courses H (ft) P desain (psi) t s (in) ts standar (in) 1 30.0000 9.515 1.0541 0.8500.0000 6.874 0.980 0.8000 3 14.0000 4.95 0.9099 0.7500 4 6.0000 1.5867 0.8378 0.7000 Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : π. D weld L = o - ( length) 1. n (Brownell and Young,1959) Keterangan : L Do n weld length = Panjang shell, in = Diameter luar shell, in = Jumlah plat pada keliling shell = 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 = 0,5 in

C-10 Do n = Di +.ts = 516 + ( x 0,8500) = 517,7000 in = 4 buah butt welding = 5/3 in (Brownell and Young,1959,hal. 55) weld length = n. butt welding = 4. 5/3 = 0,650 in (3,14).(517,7000 in) - (0,650) L = 1 x 4 = 30,461 ft Tabel C..7. Panjang shell masing-masing courses. Plat ts, (in) do (in) L (ft) 1 0,8500 517,7000 33,853 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 (1,007 atm) sampai dengan 00 psig (13,609 atm) (Brownell and Young, 1959).

C-11 OD OA icr B b = tinngi dish A sf a ID r t Gambar C... Torispherical flanged and dished head. C Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w = 1 3 4 Diketahui : rc = 516 in rc icr icr = 0,06 x 516 in Maka : = 30,96 in (Brownell and Young,1959.hal.58) 1 w = 516. 3 4 30, 96 = 1,7706 in

C-1 Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 58): th = P.r c.w C fe 0,P 3,6990 516 1,7706 = 0, 5 (1.650 0,75) (0, 3,6990) = 1,8374 in (dipakai plat standar,5 in) Untuk th =,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 = rc ID ( rc icr) icr 516 = 516 (516 30,96) 30,96 = 87,378 in

C-13 Tinggi Head (OA) OA= th + b + sf OA= 1,7 + 87,378 + 3 = 9,0954 in = 7,6846 ft (Brownell and Young,1959.hal.87) i. Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal = Hshell + Hhead = 360 + 9,0954 in = 45,0954 in = 37,674 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 = w 1 4 D i (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 = 1688999,179 lb 1 (3,14)(516 in ) 4 = 8,0809 psi Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S Xρ s (Brownell and Young,1959.hal.156) 144 Keterangan : S = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft) s = Densitas shell = 490 lbm/ft 3 untuk material steel = konstanta (= 3,14) S = 37,6843 490 144 = 18,1840 psi Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S = 8,0809 psi + 18,1840 psi = 136,649 psi Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 136,649 psi < (1.650 psi) x (0,75) 136,649 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-15 Tabel. C..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 1.43,4196 m 3 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 9,515 psi Bahan Carbon Steel SA-83 Grade C

C-16. Storage Tank CO (ST-10) Fungsi : Menyimpan CO dalam fasa gas Kondisi Operasi : Temperatur Tekanan Tipe Tangki : 303,15 K : 0 atm : Bola (spherical) m Gambar. Tangki CO a.menghitung Kapasitas Tangki Laju alir = 770,4 kg/jam Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama penyimpanan 1 hari. Tabel. Densitas hidrogen Komponen kg/jam wi ρ (kg/m 3 ) wi/ρ CO 770,4 1,0000 0,3009 3,1874 TOTAL 770,4 1,0000 3,1874 = wi wi 1 = 3,1874

C-17 = 0,333 kg/m 3 = 0,0146 lb/ft 3 M = 770,4 Kg Volume gas hidrogen untuk persediaan : V = M t 4 jam/ hari 770,4 kg / jam x1hari = 3 0,333 kg / m x 4 jam / hari = 80.035,988 m 3 Jumlah bahan baku CO yang harus disimpan dalam 1 hari sebanyak 80.035,988 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 = 80.035,988 m 3 / 8 tangki = 10.004,414 m 3 = 353.30,5 ft 3 Safety factor = 0% (Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37) Vtangki = (100/80) x VL = (100/80) x 10.004,414 m 3 = 1.505,5155 m 3 = 441.68,1 ft 3 b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki Untuk spheris, 4 r 3 Vtangki = 3

C-18 Vt x 3 r = 4x 1/ 3 r = 1.505,5155 x 3 4 x 3,14 1 / 3 r = 14,4016 m = 47,49 ft c. Menghitung 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 : P abs = P operasi + Phidrostatis Phidrostatis = P operasi = ( h 1) 144 0,0146 x (47,49-1) 144 = 0,0047 psi = 0 atm = 0 x 14,696 psi = 93,9 psi P abs = 93,9 psi + 0,0047 psi = 93,947 psi Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya. Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

C-19 Pdesain = 1,1 x Pabs = 1,1 x 93,947 psi = 33,317 psi d. Menentukan Tebal Dinding Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah : ts = C 5 P L t 6 x f (Megyesy, 1983, hal.18) Dimana : t s = 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 = 1.650 psi. Ketebalan dinding (ts) : ts = = 1,0763 in Diambil tebal standar = 1 in 533,317 psi 566,9904 in 6 x 1.650 Tabel. Spesifikasi Storage Tank CO Fungsi Menyimpan CO sebagai bahan baku Bentuk Bola (spherical) Kapasitas 10.004,414 m 3 Dimensi Diameter (D) = 14,5056 m = 47,5904 ft Tinggi (Hs) = 14,5056 m = 47,5904 ft Tebal = 1 in Tekanan Desain 33,317 psi Bahan konstruksi Carbon Steel SA 83 Grade C

C-0 3. Reaktor Fix Bed Mulitube (RE-01) Fungsi : Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk Asetat Anhidrid Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 o C 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-01). Perhitungannya dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa) Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-01) Massa Masuk Massa Terkonsumsi Massa Tergenerasi Massa Keluar Komponen F1 F6 F7 Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam Metil Asetat.035,607-183,5461-03,5607 Air 6,1768 - - - 6,1768 Karbon Monoksida Asetat Anhidrid Total - 770,4 693,016-77,04 - - - 55,53.55,53 3.03,019 55,53 55,53 3.03,019

C-1 Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas) Tabel F. Neraca Energi Reaktor (RE-01) Panas Panas Masuk Generasi Komponen (kj/jam) (kj/jam) Panas Keluar (kj/jam) ΔHin ΔHreaksi ΔHout Panas Konsumsi (kj/jam) Panas Akumulasi (kj/jam) Asetat Anhidrid 0,0000 56.33,555 Metil 446.430,6467 44.643,0646 Asetat 1.79.849,306 0,0000 0,0000 Water 99.574,964 99.574,96 CO 84.451,64637 8.445,1646 Air Pendingin 409.070,614 1.640.381,458 Total 1.039.57,833 1.79.849,306.319.377,139 0,0000 0,0000.319.377,139.319.377,139 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 -r a = k.ca (yoshihiro, 005) Keterangan : k T = konstanta laju reaksi, (m 3 /kg.s) = Temperatur (K) CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m 3 ) Cw = konsentrasi water (kmol/m 3 ) KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m 3 /kmol) Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m 3 /kmol) Dengan nilai k sebagai berikut : k 3,746 x 10 7 exp -1.460 T

C- k 3,746 x 10 7 exp -1.460 403,15 = 1,4158 x 10-6 m 3 /kg.s Neraca Massa pada 1 tube Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut: F A W ΔW ID ΔW F A W Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : V w (Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation) F A W F A WW w ( ra ) 0 lim w 0 F A WW w F A W ( ra ) d FA d w FA ( ra ) = FA0 (1- XA) dfa = - FA0 dxa Sehingga, F A0 d X d w A ( ra )

C-3 dxa dw (-ra ) F A0 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 V F 303,019 554,4105 in tot 0 mix 5,4688 m 3 /jam = 0,0911 m 3 /menit. Konsentrasi umpan reaktor CA CA0 = = Metil Asetat Maka diperoleh persamaan : dxa dw dxa dw dxa dw dxa dw k.c A F A0 k.(c A0(1 X )) F A0 (1,4158 x 10-6 ).(5,03x(1- X)) F A0 (1,4158 x 10-6).(5,03x(1- X)) F A0 Pressure Drop Pressure drop dalam Tube Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999). dp G' dz g D P 1 150 1 1,75 G' DP

C-4 Dimana : m0 = m (kg/s) ρ0.v0 = ρ.v dimana v = v0 ρ = ρ0.(v0/v0) = ρ0 sehingga persamaan di atas menjadi : dp G' dz g D dengan : 0 P 1 150 1 1,75 G' 3 5) DP ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft Z = panjang pipa, ft G = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft ρ0 = densitas fluida, lb/ft 3 Dp = diameter partikel katalis, ft ε = porositas partikel katalis µ = viskositas fluida, lb/jam/ft g = percepatan gravitasi, 4,18.10 8 ft/jam Pressure Drop dalam Shell Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan Kern (Kern,1965).

C-5 f G IDS 1 L 5,.10 B De Sg S PS 10 ( f G IDS N 1 5,.10 De Sg S PS 10 (Dengan: S S S ΔPS = penurunan tekanan dalam shell, psi f = faktor friksi = f(re) = ft /m IDs L Bs Sg = diameter dalam shell, ft = panjang pipa, ft = jarak buffle, ft = specific gravity, φs = viscosity ratio W 0,14, untuk fluida non viscous = 1 N+1 = Number of Crosses Data fisis dan termal Densitas Campuran liquid dihitung dengan persamaan : (kg/m 3 ) Temperatur Masukan = 130 o C = 403 K ρ mix = 554,4105 kg/m 3 Viskositas Log μ = A + + C.T + D. Pada T = 403 K μ campuran = 0,0651 cp = 0,1575 lb/ft.hr

C-6 Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi = A + B.T + C.T + D.T 3 Cp,camp = Keterangan : Cp = kapasitas panas, kj/kmol.k T = suhu, K Cp,campuran =,917 Konduktivitas Panas Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.1 Coulson) Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971) Keterangan : k M CP ρ = Konduktivitas panas, W/(m.K) = Berat molekul = Kapasitas panas spesifik temperatur = densitas cairan pada temperatur Konduktivitas panas campuran : kmix = k1.w1 + k.w + k.w +...= Σ ki.wi kmix (F.39) Katalisator = 7,777 W/m.K = 4,494 Btu/ft.hr.F Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi sebagai berikut : Nama katalis : Rhodium (Rh) Bentuk Diameter : Pellet : 1 mm

C-7 Densitas : 60 kg/m 3 Spesific surface : 110 m /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, 0,5 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 = D p 0,5cm = 3,3333 cm = 0,0333 in 0,15 0,15 Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS = 1,5 in ID = 1,610 in OD = 1,90 in

C-8 a =,04 in 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 pusat pipa PT = 1,5 OD (coulson vol.6, p. 646) =,375 C = Clearance = PT-OD = 0,475 inchi = 0,011 cm CD = PT sin 60 O C 60 o PT A 60 o D 60 o C' Gambar F. Susunan pipa model triangular pitch B Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A total). A total =.N.(A pipa + A antar pipa) =.N.(luas segitiga ABC) luasδabc = 1 O P sin 60 1 0, 866 T PT PT /4.IDS =.N.( 1.PT.sin 60)

C-9 IDS Jumlah pipa N = 4 luas ABC IDS 4 1 P 0,866 T IDs 4 N P T 0.866 IDS = diameter dalam shell,m Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung dengan rumus : De 4 (0.5 P T 0.866 P T 0.5 OD 0.5 OD 4) 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. 65) Luas penampang shell (As) : As IDs Bs C' P T Medium Pendingin Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut : Tin = 30 o C Tout = 45 o C

C-30 µ = 0.691 cp k = 0.645 W/m.K ρ = 99.5 kg/m 3 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 = 0,15 (K/Dt). (G.Dp/μ) 0,75 dengan : hi K Dt Dp G μ = koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m jamk = konduktivitas gas, joule/mjamk = diameter pipa, m = diameter partikel, m = kecepatan aliran massa gas, g/m jam = viskositas gas, g/m jam Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan persamaan : ho 0,36 Kp Des Des Gp p 0,55 CpP. p Kp 1 3 (Kern,1950) dengan :

C-31 Des = diameter ekivalen pipa, m Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m.j Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m. 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 = 0,000 hr.ft.f/btu Pendingin = 0,00017 hr.ft.f/btu Rd total = 0,00037 hr.ft.f/btu Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus : U C hio ho (F.44) hio ho dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : U D 1 (Kern,1950)(F.45) 1 R Uc d dengan : hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube, kcal/j.m. K. ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m. K.

C-3 Rd = fouling factor, j.m.k/kcal Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode Runge Kutta dengan cara sebagai berikut: Kondisi Masuk Reaktor Suhu masuk reaktor Tekanan = 403 K = 5 atm Konversi reaksi = 0 Tinggi katalis Diameter reaktor Kecepatan aliran masuk BM campuran = 5,85 meter =,98 m = 303,019 kg/jam = 101,333 kg/kmol Densitas = 665,6631 kg/m 3 Viskositas = 0,119 cp Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor Komponen BM kg/jam Massa Masuk kmol/jam Metil asetat 74.035,607 7,508 H O 18 6,1768 1,5653 CO 8 770,4 7,508 Total 303,0078 67,5813

C-33 Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed Persamaan-persamaan diferensial yang ada : a). b). dxa dw dp dz -6 1,4158 x 10 (5,03) F G' g D c P A0 1 150 1 1,75 DP 3 G ' 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 + k + k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + l + l3 + l4) Dengan: k1 l1 k = f1 (wi, Xi) w = f (wi, Pi) w w k = f1 (wi +, Xi + 1 ) w l w l = f (wi +, Pi + 1 ) w k3 w k = f1 (wi +, Xi + ) w l3 w l = f (wi +, Pi + ) w k4 l4 = f1 (wi+ w, Xi + k3) w = f (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 5,549 0,094 4,9994 50,5098 0,0576 4,9988 75,7648 0,0849 4,9983 101,0197 0,1111 4,9977 16,746 0,1364 4,997 151,595 0,1607 4,9967 176,7845 0,1841 4,9961 0,0394 0,066 4,9957 7,943 0,83 4,995 5,549 0,49 4,9947 77,8041 0,693 4,9943 303,0591 0,886 4,9938 38,3140 0,307 4,9934 353,5689 0,351 4,9930 378,838 0,344 4,996 404,0788 0,3590 4,99 49,3337 0,3749 4,9918 454,5886 0,3903 4,9914 479,8435 0,405 4,9911 505,0984 0,4195 4,9907 530,3534 0,433 4,9903 555,6083 0,4465 4,9900 580,863 0,4593 4,9897 606,1181 0,4716 4,9894 631,3731 0,4835 4,9890 656,680 0,4950 4,9887 681,889 0,5061 4,9884 707,1378 0,5168 4,9881 73,397 0,571 4,9878 757,6477 0,5371 4,9875 78,906 0,5467 4,9873 808,1575 0,5560 4,9870 833,414 0,5650 4,9867 858,6674 0,5737 4,9865 883,93 0,58 4,986 909,177 0,5903 4,9860 934,431 0,598 4,9857 959,6870 0,6058 4,9855 984,940 0,613 4,985 1.010,1969 0,604 4,9850

C-35 1.035,4518 0,673 4,9848 1.060,7067 0,6340 4,9845 1.085,9617 0,6406 4,9843 1.111,166 0,6469 4,9841 1.136,4715 0,6530 4,9839 1.161,764 0,6590 4,9837 1.186,9813 0,6648 4,9835 1.1,363 0,6704 4,9833 1.37,491 0,6758 4,9831 1.6,7461 0,6811 4,989 1.88,0010 0,6863 4,987 1.313,560 0,6913 4,985 1.338,5109 0,6961 4,983 1.363,7658 0,7009 4,981 1.389,007 0,7055 4,980 1.414,756 0,7099 4,9818 1439,5306 1464,7855 1490,0404 1515,953 1540,5503 1565,805 1591,0601 1616,3150 1641,5699 1666,849 169,0798 1717,3347 174,5896 1767,8446 1793,0995 1818,3544 1843,6093 1868,864 1894,119 1919,3741 1944,690 1969,8839 1995,1389 00,3938 045,6487 070,9036 096,1585 11,4135 0,7143 0,7185 0,77 0,767 0,7306 0,7345 0,738 0,7418 0,7454 0,7488 0,75 0,7555 0,7587 0,7618 0,7649 0,7679 0,7708 0,7737 0,7765 0,779 0,7819 0,7845 0,7871 0,7896 0,790 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 4,978 4,9781 4,9779 4,9778 4,9777

C-36 146,6684 171,933 197,178,433 47,6881 7,9430 98,1979 33,458 348,7078 373,967 399,176 44,475 449,775 474,984 500,373 55,49 550,7471 576,001 601,570 66,5119 651,7668 677,018 70,767 77,5316 75,7865 778,0414 803,964 88,5513 853,806 879,0611 904,3161 99,5710 954,859 980,0808 3005,3357 3030,5907 3055,8456 3081,1005 3106,3554 3131,6104 3156,8653 318,10 307,3751 33,6300 0,8013 0,8035 0,8057 0,8078 0,8099 0,8119 0,8139 0,8158 0,8177 0,8196 0,815 0,833 0,850 0,868 0,885 0,830 0,8318 0,8334 0,8350 0,8366 0,8381 0,8396 0,8411 0,846 0,8440 0,8454 0,8468 0,8481 0,8495 0,8508 0,851 0,8534 0,8546 0,8558 0,8571 0,858 0,8594 0,8606 0,8617 0,868 0,8639 0,8650 0,8661 0,867 4,9776 4,9775 4,9773 4,977 4,9771 4,9770 4,9769 4,9768 4,9767 4,9765 4,9764 4,9763 4,976 4,9761 4,9760 4,9759 4,9758 4,9757 4,9756 4,9755 4,9754 4,9753 4,975 4,9751 4,9750 4,9749 4,9748 4,9747 4,9747 4,9746 4,9745 4,9744 4,9743 4,974 4,9741 4,9740 4,9739 4,9739 4,9738 4,9737 4,9736 4,9735 4,9734 4,9734

C-37 357,8850 383,1399 3308,3948 3333,6497 3358,9047 3384,1596 3409,4145 3434,6694 3459,943 3485,1793 3510,434 3535,6891 3560,9440 3586,1990 3611,4539 3636,7088 3661,9637 3687,186 371,4736 3737,785 376,9834 3788,383 3813,4933 3838,748 3864,0031 3889,580 3914,519 3939,7679 3965,08 3990,777 4015,536 4040,7876 4066,045 4091,974 4116,553 4141,807 4167,06 419,3171 417,570 44,869 468,0819 493,3368 0,868 0,869 0,870 0,871 0,87 0,873 0,8741 0,8750 0,8760 0,8769 0,8778 0,8787 0,8795 0,8804 0,8813 0,881 0,889 0,8837 0,8845 0,8853 0,8861 0,8869 0,8877 0,8884 0,889 0,8899 0,8906 0,8913 0,891 0,898 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 4,973 4,9731 4,9730 4,9730 4,979 4,978 4,977 4,977 4,976 4,975 4,974 4,974 4,973 4,97 4,97 4,971 4,970 4,9719 4,9719 4,9718 4,9717 4,9717 4,9716 4,9715 4,9715 4,9714 4,9713 4,9713 4,971 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 = 4.93,3368 kg. 1. Menghitung volume total tumpukan katalis V W katalis 4.93,3368 kg V 60 kg/m 3 16,518m 3. 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 = 0,134 ft Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis Z 4 W ID katalis Dengan : Z = tinggi tumpukan katalis (m) V = volume katalis dalam tube (m 3 ) w = berat katalis (kg) ρkatalis = densitas katalis (kg/m 3 ) ID = diameter dalam tube (m) Maka tinggi katalis keseluruhan : 4 x 4.93,3368 Z 1.574,93m.0,0409 x 60 Dipilih tinggi tube standar 4 ft = 7,315 m Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

C-39 Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih = 80% x 4 ft = 19, ft = 5,85 m 3. Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan : Nt = tinggi katalis keseluruhan tinggi katalis per tube Nt = 1.574,93.149 tube 5,85 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 = 0,134 ft Schedule number = 40 Luas penampang =,04 in = 0,0013 m Tinggi tumpukan katalis = 5,85 meter Panjang pipa (L) = 7,315 meter Tebal pipa = (OD-ID)/ = (1,90-1,61)/ = 0,145 in = 0,0037 m Jarak antar pusat pipa (PT) PT = 1,5 x OD = 1,5 x 1,90

C-40 =,375 inchi = 0,0603 m Jarak antar pipa (Clearance) C = PT-OD =,375 1,900 = 0,475 inchi = 0,011 cm Jumlah pipa =.149 buah Koefisien transfer panas dalam pipa 0,8 0,33 7,8.0,01. k f. Re. Pr. w hi ID t 0,14 (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) a t N a ' t t (F.5). ID = 50. ( t 4 ) = 3,148 m Mass velocity (Gt) Gt Wt a t 5.135,0803 31,4167 = 800,055 lb/jam.ft

C-41 Maka,. Shell Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316 Ukuran Shell Diameter dalam shell (IDs) IDs = = 4 0,866 Nt P T 0,5 4 0,866.149,375 0,5 (Brownell & Young, 1979) = 79,1985 in = 6,5999 ft =,0116 m Jarak Buffle Bs = IDs x 0,3 (F.56) =,0116 x 0,3 = 0,6035 m

C-4 = 3,7956 in = 1,99 ft Koefisien transfer panas dalam shell Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as) a s a s (P t OD) ID P t s B 0,475 79,1985 3,7956,375 as = 376,344 in =,6135 ft Mass Velocity (Gs) G s W a' s Dimana : W = 5.068,9059 lb/jam Gs = 5.068,87/,6135 Gs = 9.59,077 lb/jam.ft Equivalent Diameter (De) ` De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m Reynold Number (Re) Re DeG s pendingin Re = Re = 605,0893

C-43 Maka, (Kern, hal 137) Dengan : Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,363 Btu/hr.ft. o F Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb. o F p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam Dirt Factor (Rd) - Liquid organik = 0,001 hr.ft.f/btu - Pendingin = 0,003 hr.ft.f/btu - Rd total = 0,004 hr.ft.f/btu Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus : = = 41,8561 Btu/h.ft.F Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : (Kern,1950) = = 35,8534 Btu/hr.ft.F = 03,5861 J/s. m.k Pressure drop di shell

C-44 dimana Ds = diameter shell (IDs) = 6,5999 ft Mass velocity (Gs) = 9.59,077 lb/jam.ft Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft s correctedcoefficients = 1,0 (Hal.11 Kern, 1950) untuk Re = 605,0893 maka diperoleh : s = specific gravity = 1 f = shell side friction factor = 0,0018 ft/in (Fig.9 Kern, 1950) Ps 0,8404 psi 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 = 0,5 in Tebal shell dihitung dengan persamaan ( Brownell & Young) dengan ts = tebal shell, inchi P = tekanan dalam reaktor, psi ε = efisiensi sambungan ri f = jari-jari dalam shell, inchi = tekanan maksimum yang diijinkan, psi C = Corrosion allowance = 0,5 Tekanan dalam shell Tekanan desain diambil 0% diatasnya, maka: Pd = 1, x P

C-45 = 1, x 5 atm = 6 atm Pd = 80,879 psi maka, t s 80,879 1,004/ 18.750 0,8-0,680,879 = 0,4641 in 0,5 diambil tebal standar 0,5 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs = IDs + ts = 79,1985 + ( 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.. Torispherical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 00 psig. 3. Elliptical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan tekanan diatas 00 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 00 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama

C-46 dengan bahan shell Carbon Steel SA 83 grade C. Tebal head dapat dihitung dari persamaan : Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc). OD = ID + t = 119,9719 in Dibulatkan menjadi 10 in untuk menetukan icr & rc Diketahui tebal t = 1 1/4 in Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,15 in rc = 114 in maka: 1 w. 3 4 W = 1,75 r c icr (Pers. 7.76, Brownel&Young) Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut: t h P. rc. w c f 0,P = 0,7878 in (Pers. 7.77, Brownell&Young) dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 1 in sf = in = 0,1667 ft

C-47 Spesifikasi head : OD OA icr B b=depth of dish A sf a ID r t Gambar F.3 Desain head pada reaktor Keterangan : th icr r sf OD ID b OA = Tebal head (in) = Inside corner radius ( in) = Radius of dish( in) = Straight flange (in) = Diameter luar (in) = Diameter dalam (in) = Depth of dish (in) = Tinggi head (in) ID = OD th = 10 () = 116 in Depth of dish (b) b rc rc icr ID icr (Brownell and Young,1959.hal.87) = 1,178 in

C-48 Tinggi Head (OA) OA = th + b + sf = (1 + 1,178 + ) in = 15,178 in = 0,3855 m AB = ID/ icr (Brownell and Young,1959) = (116/) in 7,15 in = 50,8750 in BC = rc icr = 114 in 7,15 in = 106,8750 in AC = BC AB = 93,5873 in Jadi tinggi head = 0,0106 inchi = 0,508 m 4. Tinggi Reaktor Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,85 m. Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan = 4 ft = 7,315 m Tinggi reaktor = tinggi shell +.(tinggi head) = 7,315 + ( x 0,508) = 8,316 m = 7.0064 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 4 = 497,6199 ft - luas head dan bottom bagian dalam Ahbi = x (π x IDs x sf + π/4 x IDs ) = x (3,14 x 6,5999 x 0,5 + ((3,14/4) x 6,5999 )) = 75,983 ft Jadi luas reaktor bagian dalam : = 497,6199 ft + 75,983 ft = 57,918 ft o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Asho = π x ODs x tinggi shell = 3,14 x 6,683 x 4 = 503,901 ft - luas head dan bottom bagian luar Ahbo = x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs )) = x (3,14 x 6,683 x 0,5 + ((3,14/4) x 6,683 )) = 77,131 ft Jadi luas reaktor bagian luar : = 503,901 ft + 77,131 ft = 581,05 ft

C-50 Algoritma perancangan reaktor multitubular 1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas. 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 : dxa k CA dw F A0 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 1. 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-01) Fungsi Kode RE 01 Jenis Kondisi Operasi Mereaksikan aseton dengan hidrogen untuk membentuk metil isobutil keton Reaktor Fixed Bed Multitubular T = 130 o C P = 5 atm Dimensi Diameter =,0116 m Tinggi = 8,0863 m Jumlah tube =.149 tube Tinggi bed = 5,85 m Diameter tube = 0,0409 m Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-40) Tebal dinding = 1 in Posisi alat = vertikal Jumlah 1 Buah

C-5 4. Cooler (CO-01) Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 o C menjadi 30 o C. Jenis : Double Pipe heat exchanger Alasan pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang dari 00 ft. Data desain Inner Pipe : Fluida panas = Produk keluaran reaktor Laju alir, W = 3.03,0145 kg/jam (6.701,5931 lb/jam) T1 = 130 o C (66 o F) T = 30 o C (86 o F) Annulus : Fluida dingin = Air pendingin Laju alir, w = 10.33,7399 kg/jam (.879,469 lb/jam) t1 = 30 o C (86 o F) t = 45 o C (113 o F) 1. Menentukan jenis Cooler Jenis cooler yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A). Bila A > 00 ft, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube. Area perpindahan panas (surface area) : A = Q U.Δt D Beban panas cooler Q = 651.756,1849 kj/jam = 617.743,4 Btu/jam

C-53 Menghitung Δt LMTD Fluida Panas ( o F) Fluida Dingin( o F) Δt ( o F) 66 Temperatur Tinggi 86 180 113 Temperatur Rendah 86 7 153 Difference 0 153 Δt LMTD = T 1 t T t1 T1 t ln T t = 80,563 o F 1 Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk : hot fluid = light organics cold fluid = steam Range UD = 100-00 Btu/jam ft F dipilh UD = 00 Btu/jam ft F Area perpindahan panas (surface area) A = = Q U.Δt D 617743,4 Btu / jam 00Btu / jam ft o F 80,563 = 38,3566 ft Karena A < 00 ft, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965): Annulus Inner Pipe IPS (in) 3 IPS (in) Sch. No. 40 Sch. No. 40 OD (in) 3,500 OD (in),380 ID (in) 3,068 ID (in),067 a' (ft ) 0,917 a'' (ft ) 0,6 o F

C-54. Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan Uc Ud Rd = UcUd 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 o F µ = 0,11 cp Annulus : Pada t = 86 o F µ = 0,95 cp Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp, maka : Tc = Tavg tc = tavg Tavg = = tavg = T1 T ( 66 113) o F = `189,5 o F = t1 t ( 86 86) O F = 86 o F

C-55 Menghitung Uc (Clean over all coefficient ) h Uc h io io. h o h o Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan algoritma sebagai berikut : Annulus : air pendingin Flow area, aa D = 3,068 in = 0,557 ft D1 =,38 in = 0,1983 ft Menggunakan Pers.6.3 Kern, aa = (D 4 D 1 3,14(0,3355 = 4 ) 0,917 = 0,004 ft Equivalent diameter, De Menggunakan persamaan.6.3 Kern, 1965 De = ( D D D 1 = 0,131 ft 1 ) ) Inner pipe : keluaran reaktor Flow area, ap Dp =,067 in = 0,173 ft ap = = D 4 3,14 x0,173 4 = 0,033 ft Laju Alir Massa, Ga Ga = W a a.879,469 lb/jam 0,004 ft = = 1.11.54,63 lb/jam ft Laju Alir Massa, Gp Gp = w a p 6.701,5931 lb/jam 0,033 ft = = 87.6,015 lb/jam.ft

C-56 Reynold number, Rea Pada tav = 86 o F = 0,7076 lb/jam ft Rea = D x e G a 0,131 x 1.11.54,63 = 0,7076 = 07.951,3739 Reynold Number, Rep Pada Tav = 189,5 o F = 0,661 lb/jam.ft Rep = = Dp Gp 0,173 x 87.6,015 0,661 = 186.35,591 jh = 400 (Gambar.4, Kern) Pada tav = 86 o F k = 0,3538 Btu/jam ft. o F cp = 1,0541 Btu/lb o F 1 3 c = k ho/φa = jh 1 3 1,0541 0,7076 0,3538 = 1,8 k D c k 1 3 0,3538 = 400 x x 1,8 0,131 = 1.38,84 Btu/jam ft o F jh = 380 (Gambar.4, Kern) Pada Tav k = 189,5 o F = 0,0838 Btu/jam ft. o F cp =,4915 Btu/lb o F 1 3 c = k hi/φp = jh 1 3,4915 0,661 0,0838 = 1,710 k D c k 1 3 0,0838 = 380 x x 1,710 0,173 =316,407 Btu/jam ft o F ID hio/φp = hi/φp x OD = 74,7955 Btu/jam ft o F Temperatur dinding Tw a Tw= t xt t = c ho/ hio / ho/ p 1.38,84 189,5 x189,5 86 74,7955 1.38,84 a c c

C-57 = 93,834 o F Pada tw = 93,834 o F μw = 0,3084 lb/jam ft. Φa = (μ/μw) 0,14 = (0,7076/0,3084) 0,14 = 1,133 Pada Tw = 93,834 o F μw = 0,931 lb/jam ft. Φp = (μ/μw) 0,14 = (0,661/0,931) 0,14 = 0,9866 Koreksi koefisien (ho) ho = ( ho/φa). Φa = 1.38,84 x 1,133 = 1.553,344 Btu/jam ft o F Koreksi koefisien (hio) hio = ( hio/φp). Φp = 74,7955 x 0,9866 = 71,113 Btu/jam ft o F Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc h Uc h io io. h o h o 71,113 x1.553,344 Uc 71,113 1.553,344 = 30,86 Btu/jam ft. o F Menghitung Ud (Design Overall Coefficient) Rd = 0,001 hr.ft. o F/btu (Tabel 8. Kern, 1965) 1 1 = Rd Ud Uc 1 1 = 0, 001 Ud 30,86 1 = 0,0053 Ud Ud = 188,679 Btu/hr.ft. o F

C-58 Menghitung A (surface area) required Q A = UD. t 617.743,4 = 188,679 80,563 = 40,658 ft Menghitung jumlah hairpin External surface / lin ft, a'' = 0,917 ft (Tabel.11 Kern, 1965) Required length, L = = A a" 40,658 0,9170 = 44,338 ft Panjang hairpin = 1, 15, 0 ft (Kern, 1965) Diambil Lh = 0 ft 1 hairpin terdiri dari pipa (n = ), maka jumlah hairpin yang diperlukan : L Hairpin =.L h = 44,338 0 = 1,1085 Maka jumlah hairpins yang digunakan = buah Koreksi panjang pipa : Lkor =.Lh x hairpin = x 0 x = 80 ft linier

C-59 Menghitung luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya A = Lkor x a = 80 x 0,6 = 49,76 ft Menghitung actual Design Overall Coeffesient, UD act Udact = = Q A t 617.743,4 49,76 80,563 = 154,1665 Btu/jam ft o F (asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain) Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd : Rd = = Uc Ud UcUd 30,86 154,1665 30,86 154,1665 = 0,00 hr.ft. o F/Btu Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft. o F/btu (Tabel 8. Kern, 1965). Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi) 3. Menghitung Pressure drop Annulus : air Pendingin 1) De' = (D D1) ( pers. 6.4, Kern) Rea' = = 0,0574 ft De'Ga = 90.978,761 Fanning Factor untuk Turbulen Inner pipe : keluaran reaktor 1 ) Rep = 186.35,591 0,64 f = 0,0035 0, 4 (Re ) p

C-60 0,64 f = 0,0035 0, 4 (Re = 0,0057 ρ = 4,8783 lb/ft 3 ) Fa = a' ) 4 f Ga L g De =,8443 ft ( pers. 3.47b Kern ) (pers. 6.14, kern) = 0,0051 ft /in ρ = 60,9575 lb/ft 3 1'). ΔFp = Pp = ( pers. 3.47b Kern ) 4 f Gp L g D = 1,0490 ft Fp 144 = 0,4441psi < 10 psi (memenuhi) Ga Va = 3600 F1 = 7,657 ft/det = V 1 x g = 0,8197 ft Pa = Fa Fi 144 = 1,091 psi < 10 psi (memenuhi)

C-61 Tabel. Spesifikasi Cooler Nama Alat Fungsi Cooler Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 o C menjadi temperatur 30 o C dengan media air pendingin pada temperatur 30 o C dengan keluaran 45 o C. Bentuk Double pipe Heat Exchanger Dimensi pipa Annulus Inner (air pendingin) (keluaran reaktor) IPS 3 in IPS in Sch. No 40 Sch. No. 40 OD 3,500 in OD,38 in ID 3,068 in ID,067 in a' 0,917 ft a'' 0,6 ft Pa 1,091 psi Pp 0,4441 psi Panjang pipa 0 Ft Δt 80,563 o F A 40,658 ft Uc 30,86 Btu/jam.ft F Ud 154,1665 Btu/jam.ft F Rd 0,00 jam ft o F/ Btu Jumlah Hairpin Bahan konstruksi buah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

C-6 5. STORAGE TANK ASETAT ANHIDRIT (ST-301) Fungsi : Menyimpan Asetat Anhidrit selama 15 hari dengan kapasitas 1.063.797,115 kg. Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk Torispherical Roof Bahan : Carbon Steel SA-83 Grade C Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar Harganya relatif murah Tahan terhadap korosi Kondisi Operasi : Temperatur design : 35 o C Temperatur fluida : 30 o C Tekanan : 1,760 atm LI ST-301 Gambar C..1. Tangki penyimpan aseton k. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 o C. 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 o C. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 o C, maka diperoleh hasil sebagai berikut: Tabel C..1 Tekanan uap Asetat Anhidrid Komponen A B C D E Metil Asetat 33,740 -.704E+03-3,118E+00-3,4310E-11 3,310E-06 Asetat anhidrid 11.353-643.4-0.785 0.0000E+00 0.0000E+00 Air 9,8605-315E+03-7,304E+00,45E-09 1,809E-06 Tabel C... Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmhg) Ki = Pi/P yf = Ki. zf C3H6O 03,5607,7508 0,0686 558,8980,774 0,1904 C4H6O3 55,53 4,7574 0,6178 6866,57 31,5993 198,6830 HO 6,1786 1,5655 0,3136 9,6550 0,4365 0,1369 Jumlah 594,993 40,0737 1,0000 68948,4058 34,8101 34,8101 T P = 35 o C = 0,760 atm Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T P = 35 o C = 1 atm + 0,760 atm = 1,760 atm = 18,7514 psi l. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 15 hari Jumlah produk asetat anhidrid yang harus disimpan dalam 15 hari sebanyak 1.063.797,115 kg yang disimpan di dalam satu buah tangki.

C-64 Digunakan waktu tinggal 15 hari karena faktor distribusi dan pemasaran produk. Jumlah C6H1O Volume liquid = = 303,019 kg/jam x 4 jam x 15 hari = 1.063.797,115 kg m ρ liquid liqud Menghitung densitas campuran : Tabel.C..3. Densitas campuran Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/ C3H6O 03,5607 0,0689 914,893 0,0001 C4H6O3 55,53 0,8546 1064,4498 0,0008 HO 6,1786 0,0765 1018,4091 0,0001 Jumlah 954,993 1,0000 0,0010 liquid = wi wi 1 = 0,0010 liquid = 1048,954 kg/m 3 = 65,4838 lb/ft 3 Sehingga dapat dihitung volume liquid : Volume liquid = m ρ liquid liqud 1.063.797,115 kg 1048,954 kg/m = 3 = 1.014,150 m 3 = 35.813,1341 ft 3 Over Design = 0 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37) Vtangki = (100/80) x Vliquid = 1,1 x 1.014,150 m 3

C-65 m. Menentukan Rasio Hs/D = 1.67,6900 m 3 = 44.766,4176 ft 3 Vtangki = Vshell + Vtutup = ¼ π D H + 0,000049 D 3 + ¼ π D sf Atangki = Ashell + Atutup = (¼ π D + π D H) + 0,84 D Keterangan : D sf = diameter tangki, in = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-7 Ulrich 1984, dimana : H s < (Ulrich, 1984) D 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..4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki trial H/D D (ft) H (ft) A (ft ) Vsilinder, ft 3 Vhead, ft 3 Vsf, ft 3 Vtotal (ft 3 ) 1 0,5 44,6589.395 6376,6094 34959.3803 7541.6068 391.4044 489.3915 0,6 4,7440 5.6464 6414,4057 3678.9359 661.494 358.5585 43753.9886 3 0,7 4,300 9.6790 6.875,4511 41881.5018 6453.4859 35.7871 48687.7748 4 0,74 41.105 30.49 6.680,1534 40390.496 5887.839 331.838 46609.3717 5 0,8 39,6608 31.786 6.510,639 39178.1617 58.314 308.6971 44769.1730 6 0,9 39,588 35.5760 6910,8967 43636.930 59.7610 306.6463 49173.3375 Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,8 D = 39,6608 ft = 475,996 in

C-66 = 1,0888 m Dstandar = 43 ft (516 in) H = 31,786 ft = 380,7437 in = 9,6709 m Hstandar = 3 ft (384 in) Cek rasio H/D : Hs/Ds = 3/43 = 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 3 ft = 8 ft = 4 = 4 buah o. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell = ¼ π D H = ¼ π (43 ft) x 3 ft = 46.446,8800 ft 3 Vdh = 0,000049 D 3 = 0,000049 (43) 3 = 3,8958 ft 3 Vsf = ¼ π D sf = ¼ π.(516) x 3

C-67 = 67.03,8800 in 3 = 36,8663 ft 3 Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf = 46.446,8800 + 3,8958 + 36,8663 = 46.813,641 ft 3 = 135,619 m 3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid = 46.813,641-35.813,1341 = 11.000,5080 ft 3 Vshell kosong = Vruang kosong (Vdh + Vsf) = 11.000,5080 (3,8958 + 36,8663) = 10.633,7459 ft 3 4. V shell kosong Hshell kosong =. D 410.633,7459 43 = = 7,36 ft Hliquid = Hshell Hshell kosong = 3 7,36 = 4,6738 ft p. 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 :

C-68 Pabs = Poperasi + Phidrostatis Phidrostatis = g H g c 144 65,4838 lb/ft = = 11,04 psi Poperasi = 14,6960 x 1,760 = 18,7514 psi Pabs L 3 9,81 9,81 144 = 18,7514 psi + 11,04 psi = 9,9718 psi 4,6738 ft 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 9,9718 psi = 3,9690 psi Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C..5. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses H (ft) HL (ft) P hid (psi) P absolut(psi) P desain (psi) 1 3,0000 4,6738 11,04 9,9718 3,9690 4,0000 18,6738 8,4919 7,433 9,9676 3 16,0000 1,6738 5,7634 4,5146 6,9663 4 8,0000 6,6738 3,0349 1,7863 3,9650 q. Menentukan Tebal dan Panjang Shell Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

C-69 ts = P d. d c.( f. E 0,6 P) (Brownell & Young,1959.hal.54) keterangan : ts Pd D f = ketebalan dinding shell, in = tekanan desain, psi = diameter tangki, in = nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-83 Grade C 1.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:51) E = efisiensi sambungan 0,75 C jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed) = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,5 in/0 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:54) Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts = x((1.650 3,9690 = 1,1484 in (1,15 in) psi x psi x 0,75 ) - 516in + 0,5 in (0.6 3,9690) Tabel C..6. Ketebalan shell masing-masing courses Courses H (ft) P desain (psi) t s (in) ts standar (in) 1 3,0000 3,9690 1,1450 0,8500 4,0000 9,9676 1,0655 0,8000 3 16,0000 6,9663 0,9846 0,7500 4 8,0000 3,9650 0,907 0,7000 Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L π. D weld = o - ( length) 1. n (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 Do n = 0,5 in = Di +.ts = 516 + ( x 0,8500) = 517,7000 in = 4 buah butt welding = 5/3 in (Brownell and Young,1959,hal. 55) weld length = n. butt welding = 4. 5/3 = 0,650 in (3,14).(517,7000 in) - (0,650) L = 1 x 4 = 30,461 ft Tabel C..7. Panjang shell masing-masing courses. Plat ts, (in) do (in) L (ft) 1 0,8500 517,7000 33,853 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 (1,007 atm) sampai dengan 00 psig (13,609 atm) (Brownell and Young, 1959). OD OA icr B b = tinngi dish A sf a ID r t Gambar C... Torispherical flanged and dished head. C Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w = 1 3 4 Diketahui : rc = 516 in rc icr icr = 0,06 x 516 in Maka : = 30,96 in (Brownell and Young,1959.hal.58) 1 w = 516. 3 4 30, 96 = 1,7706 in Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 58):

C-7 th = P.r c.w C fe 0,P 3,6990 516 1,7706 = 0, 5 (1.650 0,75) (0, 3,6990) = 1,8374 in (dipakai plat standar,5 in) Untuk th =,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 = rc ID ( rc icr) icr 516 = 516 (516 30,96) 30,96 = 87,378 in Tinggi Head (OA) OA= th + b + sf OA= 1,7 + 87,378 + 3 = 9,0954 in = 7,6846 ft (Brownell and Young,1959.hal.87)

C-73 s. Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal = Hshell + Hhead = 360 + 9,0954 in = 45,0954 in = 37,674 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 = w 1 4 D i (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) S1 =.345.83,6515 lb 1 (3,14)(516 in) 4 = 11,09 psi

C-74 Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S Xρ s (Brownell and Young,1959.hal.156) 144 Keterangan : S = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft) s = Densitas shell = 490 lbm/ft 3 untuk material steel = konstanta (= 3,14) S = 37,6843 490 144 = 135,0366 psi Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S = 11,09 psi + 135,0366 psi = 146,575 psi Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 146,575 psi < (1.650 psi) x (0,75) 146,575 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

C-75 Tabel. C..8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301) Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit Kode ST-301 Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 1.063.797,115 kg Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical. Kapasitas 1.35,619 m 3 Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft Tinggi shell (Hs) = 3 ft Tebal shell (ts) = 0,85 in Tinggi atap = 7,6846 ft Tinggi total = 39,684 ft Tekanan Desain 3,6990 psi Bahan Carbon Steel SA-83 Grade C

C-76 6. Heater 101 (HE-101) Fungsi : Memanaskan temperatur fresh feed (Metil Asetat) dari temperatur 30 o C menjadi temperatur 130 o C dengan media pemanas berupa steam pada temperatur 150ºC dengan tekanan steam 469,6 kpa. Jenis : Double Pipe heat exchanger Return Bend Gland Gland Gland Return Head Tee Gambar C.17.1. Double pipe exchanger (Kern, hal.10, 1965) Data desain Inner Pipe : Fluida dingin = Metil Asetat Laju alir, w = 61,7709 kg/jam (4986,3113 lb/jam) (Lampiran B) t1 = 30 o C (86 o F) (Lampiran B) t = 130 o C (66 o F) (Lampiran B) Annulus : Fluida panas = steam Laju alir, W = 43,6198 kg/jam (537,0855 lb/jam) (Lampiran B) T1 = 150 o C (338 o F) (Lampiran B) T = 150 o C (338 o F) (Lampiran B) Menentukan jenis Heater Jenis Heater yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A). Bila A > 00 ft, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube

C-77 Area perpindahan panas (surface area) A = Q U.Δt D Beban panas Heater 101 (HE-101) Q = 569193,47 kj/jam (Lampiran B) = 539489,154 Btu/jam Menghitung Δt LMTD Fluida Panas ( o F) Fluida Dingin( o F) Δt ( o F) 30 Temperatur Tinggi 66 36 30 Temperatur Rendah 86 16 0 Difference 180-180 Δt LMTD = T 1 t T t1 T1 t ln T t = 100,578 o F 1 Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk : hot fluid = steam cold fluid = light organics Range UD = 100-00 Btu/jam ft F dipilh UD = 00 Btu/jam ft F Area perpindahan panas (surface area) A = = Q U.Δt D 539489,154 Btu / jam 00Btu / jam = 6,808 ft ft o F 100,578 o F

C-78 Karena A < 00 ft, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965): Annulus Inner Pipe IPS (in) 3 IPS (in) Sch. No. 40 Sch. No. 40 OD (in) 3,500 OD (in),380 ID (in) 3,068 ID (in),067 a' (ft ) 0,917 a'' (ft ) 0,6 Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan Uc Ud Rd = UcUd 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 = 86 o F µ = 0,3390 cp Annulus : Pada T = 338 o F µ = 0,11 cp Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp, maka : Tc = Tavg tc = tavg

C-79 Tavg = = tavg = T1 T (30 30) o F = 30 o F = t1 t (86 93) O F = 176 o F Menghitung Uc (Clean over all coefficient ) h Uc h io io. h o h o Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan algoritma sebagai berikut : Annulus : steam Flow area, aa D = 3,068 in = 0,557 ft D1 =,38 in = 0,1983 ft Menggunakan Pers.6.3 Kern, aa = (D 4 D 1 3,14 (0,557 = 4 = 0,004 ft ) 0,1983 ) Inner pipe : Metil asetat Flow area, ap Dp =,067 in ap = = 0,173 ft = D 4 3,14 x 0,173 4 = 0,033 ft Laju Alir Massa, Gp w Gp = ap Equivalent diameter, De 4986,3114 lb/jam 0,033 ft =

C-80 Menggunakan persamaan.6.3 Kern, 1965 De = ( D D D 1 = 0,131 ft 1 Laju Alir Massa, Ga Ga = W a a 537,0855 lb/jam 0,004 ft ) = = 685,168 lb/jam ft = 14087,4839 lb/jam.ft Reynold Number, Rep Pada tav = 176 o F = 0,5597 lb/jam.ft Rep = Dp Gp 0,173 x 14087,4839 = 0,5597 = 65884,177 jh = 500 (Gambar.4, Kern) Reynold number, Rea Pada Tav = 30 o F = 0,184 lb/jam ft Rea = D x e G a 0,131 x 685,168 = 0,184 = 7814,1563 ho = = 1500 Btu/jam ft o F Pada tav = 176 o F k = 0,1761 Btu/jam ft. o F cp = 3,1357 Btu/lb o F 1 3 c = k hi/φp = jh 1 3,4915 0,4473 0,0838 =,150 k D c k 1 3 0,1761 = 500 x x,150 0,173 = 1099,3416 Btu/jam ft o F ID hio/φp = hi/φp x OD = 954,7644 Btu/jam ft o F Temperatur dinding tw

C-81 = a tw= t xt t c ho/ hio / ho/ 1500 176 x30 176 954,7644 1500 = 5,9931 o F p a c c Pada tw = 5,9931 o F μw = 0,3967 lb/jam ft. 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 ft o F Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc h Uc h io io. h o h o 1001,9187 x1500 Uc 1001,9187 1500 = 600,690 btu/jam ft. o F Menghitung Ud (Design Overall Coefficient) Rd = 0,001 hr.ft. o F/btu (Tabel 8. Kern, 1965) 1 Ud 1 Ud 1 Ud 1 = Rd Uc 1 = 0, 001 600,690 = 0,007

C-8 Ud = 375,695 Btu/hr.ft. o F Menghitung A (surface area) required A = = Q U. D t 539989,1541 375,695 100,568 = 14,94 ft Menghitung jumlah hairpin External surface / lin ft, a'' = 0,60 ft (Tabel.11 Kern, 1965) Required length, L = = A a" 14,94 0,60 =,9810 ft Panjang hairpin = 1, 15, 0 ft (Kern, 1965) Diambil Lh = 0 ft 1 hairpin terdiri dari pipa (n = ), maka jumlah hairpin yang diperlukan: L Hairpin =.L h =,9810 0 = 0,5745 1 Maka jumlah hairpins yang digunakan = 1 buah Koreksi panjang pipa: Lkor =.Lh x hairpin = x 0 x 1 = 40 ft linier

C-83 Menghitung Luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya A = Lkor x a = 40 x 0,60 = 4,88 ft Menghitung Actual Design Overall Coeffesient, Ud act Udact = = Q A t 539489,154 4,88 100,578 = 15,6015 Btu/jam ft o F (asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain) Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd : Rd = = Uc Ud UcUd 600,690 600,690 15,6015 15,6015 = 0,0031 hr ft o F/ Btu Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft. o F/btu (Tabel 8. Kern, 1965). Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi) Menghitung Pressure drop Annulus, steam 3). De' = (D D1) ( pers. 6.4, Kern) Rea' = = 0,0573 ft De'Ga = 3413,6733 Fanning Factor untuk Turbulen 0,64 f = 0,0035 0, 4 (Re a' ) Inner pipe,aseton '). Rep = 65884,177 0,64 f = 0,0035 0, 4 (Re ) p

C-84 = 0,01 ρ = 54,1784 lb/ft 3 ( pers. 3.47b Kern ) ( pers. 3.47b Kern ) = 0,0060 ft /in s = 0,79 ft 3 //lb (table 6 Kern) ρ = 54,735 lb/ft 3 ). Fa = 4 f Ga L g De ). ΔFp = 4 f Gp L g D 3). Va = = 3,6 ft Ga 3600 = 0,138 ft/det V 1 x Fi = g = 0,0003 ft Pa = Fa Fi 144 = 0,051 psi < psi (pers. 6.14, kern) (memenuhi) Pp = = 3,8 ft Fp 144 = 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 Bentuk Memanaskan temperatur fresh feed (metil asetat) dari temperatur 30 o C menjadi temperatur 130 o C dengan media pemanas berupa steam pada temperatur 149,5 ºC dengan tekanan steam 469,6 kpa Double pipe Heat Exchanger Dimensi pipa Annulus Inner (steam) (aseton) IPS 3 in IPS in Sch. No 40 Sch. No. 40 OD 3,500 in OD,380 in ID 3,068 in ID,067 in a' 0,917 ft a'' 0,6 ft Pa 0,0014 psi Pp 0,0145 psi Panjang pipa Δt 15 Ft 100,578 o F A 14,94 ft Uc 600,690 Btu/jam.ft F Ud 15,6015 Btu/jam.ft F Rd 0,0031 jam ft o F/ Btu Jumlah Hairpin 1 buah Bahan konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti HE-301, didapatkan spesifikasi untuk Heater pada proses selanjutnya.

C-86 Tabel. Spesifikasi Heater (HE-10) Nama Alat Heater Fungsi Memanaskan temperatur CO dari temperatur 30 o C menjadi temperatur 130 o C dengan media pemanas berupa steam Bentuk Double pipe Heat Exchanger Dimensi pipa Annulus Inner (steam) (gas CO) IPS 3 in IPS in Sch. No 40 Sch. No. 40 OD 3,500 in OD,380 in ID 3,068 in ID,067 in a' 0,917 ft a'' 0,6 ft Pa 0,001 psi Pp 0,0091 psi Panjang pipa Δt 0 Ft 99,7 o F A 45,7649 ft Uc 18,1015 Btu/jam.ft F Ud 16,365 Btu/jam.ft F Rd 0,0059 jam ft o F/ Btu Jumlah Hairpin Bahan konstruksi buah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316

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 T 1 P 1 z 1 F V 1 T P z F V 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 = 968,570 kg/m 3 feed = 0,137 cp = 0,0001 kg/m.s Suction : Discharge : T1 = 30 o C P1 = 1 atm FV = 61,7709 kg/jam T = 30 o C P = 5 atm GV = 61,7709 kg/jam a. Menghitung Debit Cairan Diambil over design = 10% FV design = 1,1 x 61,7709 kg/jam Gv Q = 487,9480 kg/jam = 0,6911 kg/detik 487,948 968,570 =,5688 m 3 /jam = 1,510 ft 3 /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 = 60 G 0,5-0,37 Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G = Laju alir massa (kg/s) = Densitas larutan (kg/m 3 ) Dopt = 60 (,0610kg/s) 0,5 (968,570 kg/m 3 ) -0,37 = 18,788 mm = 0,7196 in Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993), dipilih pipa commercial steel dengan ukuran : Karakteristik In Meter NPS 1 0,054 Sch 40,0000 1,0160 OD 1,315 0,0334 ID 1,049 0,066 c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, ρ x ID x v 1993, pers.4.5-5) : NRe = μ Keterangan : NRe = Bilangan Reynold = Densitas larutan (kg/m 3 ) ID = Diameter dalam pipa (m) v = Kecepatan aliran (m/s)

C-90 = Viskositas larutan (kg/m.s) Dimana : Qtangki = Qpipa 4 = Dpipav pipa vpipa = 4Q D tan gki pipa 4 0,0007 0,066 vpipa = = 1,804 m/detik 3 968,57kg/m 0,066 m 1,804m/s NRe = 0,0001 kg/m. s = 67.119,5674 (Aliran turbulen, NRe > 100) d. Menghitung Panjang Equivalent Faktor koreksi, = 1 Diameter pipa = 1,0490 in = 0,066 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) /D = 0,0017 Dari gambar..10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0060 Untuk panjang equivalent, dari gambar. 17 Brown, 1950, diperoleh : Komponen Jumlah Le (ft) Le (m) Total (m) Pipa lurus 1 39,3696 0,0000 0,0000 Standard elbow 3,5000 1.540 4,570 Globe valve 1 35,0000 15.40 15,40 Gate valve fully open 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 = 0 A,55 1 A 1 Keterangan : V = K c V hc V : friction loss : kecepatan pada bagian downstream : faktor koreksi, aliran turbulen =1 A A1 : luas penampang yang lebih kecil : luas penampang yang lebih besar Dimana : A/A1 = 0 Kc = 0,55 hc = V Kc (Pers..10-16, Geankoplis, 1993) (1,804) = 0,55 x 1 = 0,4508 J/kg. Friksi pada pipa lurus NRe = 67.119,5674 /ID = 0,0017 f = 0,0060 (Gambar..10-3, Geankoplis,1993) Ff = L V 4f ID = (0,0000) (1,804) 4 x 0,0060 (0,066) ( 1) = 581,3558 J/kg

C-9 3. Friksi pada sambungan (elbow) Jumlah elbow = 3 Kf = 0,75 (tabel.10-1, Geankoplis) hf = K V f = = 1,8443 J/kg (1,804) 4 0,75 ( 1) 4. Friksi karena pipa tee Jumlah tee = 0 Kf = 1 hf = K f V = 0,00 J/kg 5. Friksi karena ekspansi Kex = A A A 1 1 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A/A1 = 0 Kex = 1 he = V (1,804) K ex = 1 (1) = 0,8197 J/kg 6. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel.10-1, Geankoplis, 1993)

C-93 Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel.10-15, Geankoplis, 1993) V hf = K f = (1,804) ((1 9,5) (1 0,17)) (1) = 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 = 59,536 J/kg 7. Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernoulli (pers..7-8 Geankoplis, 1993) : V V p p1 1 (-Ws).η = gz Z1 1,804 1,804 1 = 9,8 6 = 1.011,0068 J/kg F 405,300-101,35 968,570 59,536 Dari Gambar 10,6 hal. 380 (Coulson, 1993), untuk Q =,5688 m 3 /jam maka η = 59 %. (-Ws) = 1.011,0068 J/kg (-Ws) = 1.011,0068 0,59 J/kg = 1.713,5708 J/kg

C-94 Power, P = G. (-Ws ) = 0.6911 kg/s x 1.713,5708 J/kg = 1.184,431 J/s = 1,5811 hp Jadi digunakan pompa dengan daya hp. 8. Menghitung NSPH Cek Kavitasi: Pv = 0,48151 atm NPSH (Net Positive Suction Head) available : NPSH A Fsuction = P P g 1 V Hsuction Fsuction f v L g ID 0,006 (1,804) 4,7069 9,811,03 = 0,317 m 10,4539 NPSH 0,5 0, 317 968,570 x9,81 NPSH A =,003 m NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7. b Walas : N = 3.500 S Q = 7.900 (single suction) = 11,3114 gal/menit

C-95 NPSH = N Q S 0,5 4 / 3 (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) Pompa Alat Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank Fungsi (ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101) Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Kapasitas 4,198 gpm Efisiensi Pompa 59% Dimensi NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,00 m Power motor hp NPSHA,0033 m Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya. Tabel. Spesifikasi Pompa (PO 01) Alat Pompa Fungsi Mengalirkan produk dari reaktor (RE-01) menuju ke cooler (CO-01) Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Kapasitas 13,5170 gpm Efisiensi Pompa 59% Dimensi NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,047 m Power motor,5 hp NPSHA,4033 m

C-97 Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya. Tabel. Spesifikasi Pompa (PO 301) Alat Pompa Fungsi Mengalirkan keluaran dari Expander Valve (EV- 301) menuju ke Tangki Produk (ST-301) Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Kapasitas 13,5170 gpm Efisiensi Pompa 59% Dimensi NPS = 1 ¼ in Sch = 40 in Beda ketinggian : 6,00 m Power motor,5 hp NPSHA 1,7657 m

C-98 8. Blower (BL-101) Fungsi : Mengalirkan CO menuju Heater (HE-10) Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Gambar. Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Menentukan jumlah gas masuk (GG) kg (GG) = 770,4 jam = 1,8371 kg/menit Menentukan Densitas (ρ) Temperatur gas masuk (TG1) = 30 o C Komponen Massa X ρ (kg/m 3 ) (kg/jam) CO 770,4 1,0000 76,4398 Total 770,4 1,0000 Menentukan Laju Alir Volumetrik Gas (Q) Q digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, Fig. 14-50 : 531) G Q G = 0,168 m 3 /menit = 5,939 ft 3 /menit

C-99 Menentukan Daya Blower (P) Poperasi = 41 in. HO Daya (P)teoritis = 1,57 x 10-4. Q. Poperasi (Perry s 7 ed, Hal. 10-46) Keterangan: ft Q = laju alir volumetrik gas, 3 menit Pop = Daya operasi (in HO) Maka daya teoritis blower adalah: Pteoritis = 1,57.10-4 x 5,939 x 41 = 0,1 hp Efisiensi blower = 40 % - 80 % (Perry s 7 ed, Hal. 10-46) Nilai efisiensi diambil 80 %, maka daya aktual blower adalah : Paktual = P teoritis = 0,653 hp 0,5 hp Tabel. Spesifikasi Blower 101 Fungsi Mengalirkan CO menuju Heater (HE-10) 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 01 Fungsi Tipe Power Motor Mengalirkan CO menuju Mix Point Centrifugal Blower 0,5 hp

C-100 8. Exvander Valve (EV-101) Fungsi : Menurunkan tekanan keluaran tangki CO dari 0 atm menjadi 5 atm. Jenis : Globe Valve Kondisi : Tin Pin Pout = 30 o C = 0 atm = 5 atm Tabel. Komponen masuk Komponen kg/jam kmol/jam μ ρ CO 770,4 7,5080 0,0183 73,3537 Total 770,4 7,5080 Menentukan diameter valve : Diameter optimum dapat ditentukan berdasarkan persamaan berikut : (Pers.15, Peters & Timmerhaus, 1991) Dimana : Di,opt = diameter, in qf = laju alir, ft 3 /s ρ = densitas fluida, lb/ft 3 Diketahui : G = 770,4 kg/jam = 0,161 kg/s = 1.711,514 lb/jam ρmix = 73,3537 kg/m 3 = 17,0486 lb/ft 3 μmix = 0,0183 cp = 0,0445 lb/ft.jam = 0,0647 kg/m.jam

C-101 qf = =,8489 m 3 /jam = 0,6458 ft 3 /s = 0,0007 m 3 /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 =,5 in Schedul number = 40 ID =,4690 in = 0,057 ft OD =,8750 in a t = 0,030 ft = 1,796 in kecepatan (v) = Q/a t = 0,553 m/s = 0,844 ft/s Menentukan Bilangan Reynold (NRE) : Bilangan Reynold (NRE) = ID. G a' t.μ NRE = = 38.97,7074 (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.10-1 hal.93, Geankoplis) v = kecepatan fluida = 0,844 ft/s gc = 3,174 lbm.ft/lbf.s Maka :

C-10 hf = = 0,105 ft.lbf/lbm Menentukan Pressure Head : Pressure Head = Dimana : P1 = 148 atm = 15,9136 kg/cm P = 5 atm = 5,166 kg/cm ρ = 73,0937 kg/m 3 = 0,007 kg/cm 3 Pressure Head = = 54.71,3333 cm = 547,133 m

C-103 Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 101 Nama Alat Fungsi Jenis Kapasitas Dimensi Expansion Valve Menurunkan tekanan CO dari tangki penyimpanan dari 0 atm hingga 5 atm Globe Valve Half Open 770,4 kg/jam ID =,4690 in OD =,8750 in a't = 0,030 ft 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 01 Nama Alat Expansion Valve Menurunkan tekanan liquid keluaran separator dari 5 Fungsi atm hingga 1 atm Jenis Globe Valve Half Open Kapasitas.954,9894 kg/jam Dimensi ID =,4690 in OD =,8750 in a't = 0,030 ft Bahan Konstruksi Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316