PRARANCANGAN PABRIK Propil Asetat DARI Asam Asetat DAN PROPANOL DENGAN SULPHURIC ACID SEBAGAI KATALIS KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN (Prancangan Reaktor-202 (RE-201)
(2)
ABSTRAK
PRARANCANGAN PABRIK Propil Asetat
DARI Asam Asetat DAN PROPANOL DENGAN SULPHURIC ACID SEBAGAI KATALIS
KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN (Prancangan Reaktor-202 (RE-201)
Oleh Timbo Sibarani
Propil Asetat , yang memiliki rumus kimia CH3COOC3H7, banyak digunakan dalam industri pelarut sintesis sebagai pelarut. Selain itu Propil Asetat dimanfaatkan sebagai Selulosa, yaitu suatu bahan tambahan dalam pembuatan bahan cat/tinta.
Dengan semakin meningkatnya kebutuhan tinta di Indonesia, maka semakin tinggi pula kebutuhan akan Propil Asetat. Sehingga pembangunan pabrik Propil Asetat sangat diperlukan untuk mendukung perkembangan industri di dalam negeri. Propil Asetat dihasilkan dengan cara mereaksikan Asam Asetat dan Propanol dengan bantuan katalis asam sulfat di dalam Reaktor CSTR pada suhu 90 oC dan tekanan 1 atm dengan konversi 75%. Hasil keluaran dari Reaktor dialirkan ke dalam Netralizer dengan memasukan NaOH yang berfungsi menetralisasi kandungan asam sulfat. Produk Propil Asetat dipisahkan dari komponen-komponen lain hasil dari reaksi dengan mengumpankan ke dalam dekanter. Hasil bawah dekanter dialirkan ke UPL dan hasil atas dekanter dimurnikan di dalam Menara Distilasi sehingga dihasilkan Propil Asetatdengan kemurnian 98%. Kapasitas produksi pabrik yang dirancang sebesar 30.000 ton/tahun dengan 330 hari kerja dalam 1 tahun. Lokasi pabrik direncanakan didirikan di daerah kawasan industri Tuban yang terletak di Jawa Timur. Tenaga kerja yang dibutuhkan sebanyak 146 orang dengan bentuk Badan Usaha Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi dan Direktur Keuangan dengan struktur organisasi line and staff.
Penyediaan kebutuhan utilitas pabrik berupa sistem pengolahan dan penyediaan air, sistem penyediaan steam, sistem penyediaan udara instrumen, dan sistem pembangkit tenaga listrik.
(3)
Dari analisis ekonomi diperoleh:
Fixed Capital Investment (FCI) = Rp 71.314.334.437,285
Working Capital Investment (WCI) = Rp 290.022.477.004,60
Total Capital Investment (TCI) = Rp 343.755.687.573,277
Break Even Point (BEP) = 27 %
Shut Down Point (SDP) = 38 %
Pay Out Time before taxes (POT)b = 1,294 tahun Pay Out Time after taxes (POT)a = 1,567 tahun Before taxes Return on Investment (ROI)b = 27,166 % After taxes Return on Investment (ROI)a = 13,933 % Discounted cash flow (DCF) = 29,7346 %
Mempertimbangkan rangkuman di atas, sudah selayaknya pendirian pabrik Propil Asetat ini dikaji lebih lanjut, karena merupakan pabrik yang menguntungkan dan mempunyai prospek yang baik.
(4)
(5)
(6)
(7)
DAFTAR ISI
Halaman DAFTAR ISI
DAFTAR TABEL DAFTAR GAMBAR
I. PENDAHULUAN
A. Latar Belakang ... 1
B. Analisis Pasar ... 2
C. Kapasitas Perancangan ... 3
D. Lokasi Pabrik ... 5
II. PEMILIHAN DAN URAIAN PROSES A. Jenis Proses Berdasarkan Bahan ... 7
B. Pemilihan Proses ... 9
C. Uraian Proses ... 17
III. SPESIFIKASI BAHAN DAN PRODUK A. Bahan Baku Utama ... 19
B. Bahan Baku Pembantu ... 20
C. Produk ………...….21
IV. NERACA MASSA DAN ENERGI A. Neraca Massa ... 23
B. Neraca Energi ... 27
V. SPESIFIKASI PERALATAN A. Peralatan Proses ... 31
B. Peralatan Utilitas ... 45
VI. UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH A. Unit Pendukung Proses ... 66
1. Unit Penyediaan Air ... 66
2. Unit Penyediaan Steam ... 83
3. Unit Penyediaan Listrik ... 84
4. Unit Penyediaan Bahan Bakar ... 84
5. Unit Penyediaan Udara tekan ... 85
B. Laboratorium .. ... 85
(8)
VII. TATA LETAK PABRIK
A. Lokasi Pabrik ... 91
B. Tata Letak Pabrik ... 94
C. Prakiraan Areal Lingkungan ... 95
VIII. SISTEM MANAJEMEN DAN ORGANISASI PERUSAHAAN A. Bentuk Organisasi ... 98
B. Struktur Organisasi ... 98
C. Penggolongan Jabatan ... 103
D. Sistem Pengupahan ... 105
E. Rencana Kerja ... 106
F. Kesejahteraan Karyawan ... 109
IX. INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI A. Investasi ... 110
B. Evaluasi Ekonomi ... 113
C. Angsuran Pinjaman ... 116
D. Discounted Cash Flow ... 116
X. SIMPULAN DAN SARAN A. Simpulan ... 117
B. Saran ... 117 DAFTAR PUSTAKA
(9)
1
I. PENDAHULUAN
A. Latar Belakang
Kemajuan bidang ilmu pengetahuan dan teknologi memaksa manusia untuk selalu melakukan inovasi-inovasi dan berkreasi dalam usahanya untuk memenuhi kebutuhan hidup. Pola inipun diterapkan dalam dunia perindustrian khususnya industri kimia. Industri kimia sangat diperlukan karena hampir setiap kebutuhan primer maupun sekunder dari manusia dipasok dan dihasilkan dari proses sektor ini. Maraknya industri kimia dewasa ini, secara otomatis akan meningkatkan kebutuhan bahan - bahan penunjang guna menjamin kelangsungan proses produksinya. Bahan-bahan penunjang yang digunakan dalam industri kimia sangat beragam dan salah satu yang paling banyak digunakan dan cukup menjanjikan adalah Propil Asetat.
Penggunaan produk Propil Asetat dalam dunia perindustrian sangat luas, antara lain :
1. Sebagai pelarut coating dan tinta cetak (printing link) pada industri percetakan 2. Sebagai pelarut selulosa dan lemak, pada industri lem karet
3. Sebagai pelarut resin sintesis, pada industri thinner
(10)
2
Mengingat banyaknya penggunaan produk Propil Asetat ini pada dunia industri, maka secara otomatis keperluan dari produk ini akan semakin meningkat dari tahun ke tahun seiring dengan meningkatnya jumlah pemakaian produk dari industri-industri pengguna Propil Asetat. Atas dasar pertimbangan inilah dirasa perlu untuk membuat prarancangan pabrik Propil Asetat yang diharapkan dapat menutupi kebutuhan Propil Asetat untuk masa yang akan datang.
B. Analisis Pasar
1. Harga bahan baku dan produk
Harga dari bahan baku dan produk pada pabrik Propil Asetat adalah seperti terlihat pada Tabel 1.1.
Tabel 1.1 Harga bahan baku dan produk Bahan Baku dan Produk Harga ($/kg)
CH3COOH (99%) 0,1
C3H7OH (85-99%) 1
CH3COOC3H7 (98%) 3 Sumber : www.alibaba.com. Tanggal 15 Januari 2013.
(11)
3
2. Kebutuhan pasar dan daya saing produk
Kebutuhan dunia terhadap produksi Propil Asetat terus meningkat dari tahun ke tahun. Diperkirakan untuk tahun-tahun berikutnya kebutuhan industri di Indonesia akan terus meningkat. Oleh karena itu, produksinya mempunyai nilai jual yang baik, baik di dalam maupun luar negeri.
C. Kapasitas Perancangan
Kebutuhan Propil Asetat di Indonesia setiap tahun terus meningkat seiring dengan laju pembangunan di berbagai bidang industri yang semakin pesat. Berikut adalah data impor Propil Asetatmenurut Badan Pusat Statistik dari tahun 2008 – 2012 yang terlihat pada table 1.2
Tabel 1.2 Jumlah impor Propil Asetat di Indonesia (2008 – 2012) Tahun Tahun ke Jumlah Impor (ton)
2008 1 7.639
2009 2 8.586
2010 3 11.055
2011 4 12.991
2012 5 15.654
Sumber: Data Badan Pusat Statistik Tahun 2012
Berdasarkan data pada Tabel 1.2 maka dapat dibuat regresi linier yang menyatakan hubungan antara tahun dengan jumlah impor Propil Asetat.
(12)
4
Gambar 1.1 Jumlah impor Propil Asetat di Indonesia setiap tahun
Persamaan garis hasil regresi linier yang diperoleh adalah sebagai berikut:
y = 2035x + 5062
Pada tahun 2016 saat pembuatan pabrik Propil Asetat, diperkirakan impor sebanyak 27.447 ton/tahun.
Tabel 1.3 Produsen Asam Asetat di Indonesia
Pabrik Kapasitas (Ton/Tahun)
Indo acidatama, PT 20.000
Indo alkohol, PT 4.500
Sarasa nugraha, PT 9.000
Admitra prima lestari, PT 18.000
Sumber . (http://Kemenprin.go.id)
Berdasarkan hasil perhitungan dan daftar produsen dari pabrik propil asetat maka kapasitas rancangan pabrik Propil Asetat yang akan didirikan pada tahun 2016 sebesar 30.000 ton/tahun sangat diharapkan untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan sisanya dapat diekspor, dengan pertimbangan sebagai berikut :
(13)
5
1. Selain dapat memenuhi kebutuhan propil asetat dalam negeri, pabrik propil asetat ini juga diharapkan dapat membantu perekonomian Indonesia dengan mengekspor produk tersebut ke luar negeri, khususnya ke negara-negara ASEAN, seperti Malaysia, Thailand, Vietnam, dan Filipina, mengingat kebutuhan akan propil asetat di negara-negara tersebut yang cenderung meningkat setiap tahunnya. Berikut ini adalah data kebutuhan propil asetat di empat negara besar di ASEAN tersebut:
Negara Tahun Jumlah Kebutuhan Propil Asetat
rata-rata (Ton/tahun)
Malaysia 1998-2008 1103,577
Thailand 1998-2006 760,070
Filipina 2000-2012 266,727
Vietnam 2001-2007 415,567
Jumlah total kebutuhan 4 negara per
tahun 2543,94214
Sumber: http://data.un.org/
2. Dari aspek bahan baku, kebutuhan asam asetat dapat terpenuhi untuk mencapai nilai kapasitas tersebut.
(14)
6
D. Lokasi Pabrik
Lokasi pabrik didirikan di daerah Tuban, Jawa Timur berdasarkan pertimbangan-pertimbangan sebagai berikut :
1. Letak daerah
Daerah pendirian pabrik merupakan kawasan perindustrian yang jauh dari pemukiman penduduk, sehingga masyarakat tidak terganggu oleh limbah dan polusi yang ditimbulkan oleh pabrik dan memiliki struktur tanah yang kering sehingga tidak produktif, akan tetapi sangat cocok apabila digunakan untuk pembangunan proyek.
2. Faktor keamanan
Daerah ini merupakan daerah yang aman, baik ditinjau secara alamiah seperti tekstur tanah, kerawanan gempa, maupun secara sosial politik seperti terjadinya kerusuhan.
3. Ketersediaan tenaga kerja
Tenaga kerja di Indonesia cukup banyak sehingga penyediaan tenaga kerja tidak begitu sulit diperoleh. Tenaga kerja yang berpendidikan menengah atau kejuruan dapat diambil dari daerah sekitar pabrik. Sedangkan untuk tenaga kerja ahli dapat didatangkan dari kota lain.
(15)
117
X. SIMPULAN DAN SARAN A. Simpulan
Berdasarkan hasil analisis ekonomi yang telah dilakukan terhadap
Prarancangan Pabrik Propil Asetat dari Asam Asetat dan propanol dengan kapasitas 30.000 ton/tahun dapat ditarik simpulan sebagai berikut : 1. Percent Return on Investment (ROI) sesudah pajak adalah 27,933 %. 2. Pay Out Time (POT) sesudah pajak adalah 1,567 tahun.
3. Break Even Point (BEP) sebesar 45 % dimana syarat umum pabrik di Indonesia adalah 30 – 60 % kapasitas produksi. Shut Down Point (SDP) sebesar 13 %, yakni batasan kapasitas produksi sehingga pabrik
harus berhenti berproduksi karena merugi.
4. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF) sebesar 29,7346 %, lebih besar dari suku bunga bank sekarang sehingga investor akan lebih memilih untuk berinvestasi ke pabrik ini dari pada ke bank. B. SARAN
Pabrik Propil Asetat dari Asam Asetat dan propanol dengan kapasitas 30.000 ton per tahun sebaiknya dikaji lebih lanjut baik dari segi proses maupun ekonominya.
(16)
DAFTAR PUSTAKA
, “Statistik Perdagangan Luar Negeri (Impor)”, jilid 1, Biro Pusat Statistik, Jakarta.
, “Statistik Perdagangan Dalam Negeri (Ekspor)”, jilid 1, Biro Pusat
Statistik, Jakarta.
Aries, R.S. and Newton, R.D., 1955, “Chemical Engineering Cost Estimation”,
McGraw-Hill Book Company Inc., New York.
Brown, G.G., 1973, “Unit Operations”, 13rd ed., Charles E. Tuttle Co., Tokyo.
Brownell, L.E. and Young, E.H., 1959, “Process Equipment Design”, 1st ed.,
Wiley EasternLimited, New Delhi.
Coulson, J.M. and Richardson, J.F., 1983, “Chemical Engineering”, vol.6,
Pergamon Press, Oxford.
Evans, F.I.,1979, “Equipment Design Hand Book for Refineries and Chemical Proses Plant ”, Vol .2, John Willey and Sons, Inc., New York.
Faith, W.L.,Keyes, D.B., and Clark’s, R.L., 1957, “Industrial Chemical, 2nd ed.,
(17)
Groggin, P.H., 1958, “Unit Process in Organic Chemitry”, 5th ed., McGraw – Hill
BookCompany, Kogakusha.
Himmelblau, D. M., “ Prinsip Dasar dan Kalkulasi dalam Teknik Kimia ”, Jilid 2,
187-189, PT Prenhalindo, Jakarta.
Holland, F. A. and Chapman, F. S., 1966, “Liquid Mixing and Processing in Stired Tang”, 1st ed., Reinhold Publishing Co – Chapman & Hall, Ltd.,
London.
Kern, D.Q., 1988, “Process Heat Transfer”, McGraw-Hill Book Company Inc., New York.
Kirk, R.E., and Othmer, D.F, 1979, “Encyclopedia Of Chemical Engineer’s Hand Book”, Vol VIII, The Inter Science Encyclopedia, Inc., New York.
Lorch, W., 1981, “Handbook of Water Purification”, McGraw – Hill Book Company, UK.
Ludwig, E.E., 1979, “Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants”, Vol.1,2,3. 2nd ed., Jhon Wiley and Sons Inc., New York.
McCabe.W.L. and Smith.J.C., 1985, Operasi Teknik Kimia, Erlangga, Jakarta. Mc. Ketta, J.J., 1976, “ Encyclopedia of Chemical Processing and Petrochemical
Plant”, Vol VIII, Marcel Dekker Inc., New York.
Perry, R.H. and Green, D., 1984, “Perry’s Chemical Engineers’ Handbook”, 6th
(18)
Petters, M.S. and Timmerhous, K.D.,1991, “Plant Design and Economics for Chemical Engineers”, 3th ed., McGraw-Hill Book Company, Singapore.
Powell, S.T., 1954, “Water Conditioning For Industry”, McGraw – Hill Book Company Inc., New York.
Smith, J. M., 1981, “Chemical Engineering Kinetics”, 3rd ed., McGraw - Hill
Book Co – Kogakusha Ltd., Tokyo.
Smith, J.M. and Van Ness, H.C., 1959. “Introduction to Chemical Engineering
Thermodynamics”, 2nd ed., McGraw-Hill Book Company Inc. London.
Treyball, R.E., 1981, “Mass Transfer Operation”, 3th ed., McGraw – Hill Book
Company Inc., Tokyo.
Ulrich.G.D., 1987, A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics. John Wiley & Sons Inc, New York.
Yaws, C.L. 1999. Chemical Properties Handbook. McGraw Hill Company. New York
Wallas. S.M., 1988, Chemical Process Equipment, Butterworth Publishers, Stoneham USA.
www. matche.com, 2012 www. merck.com, 2012
(19)
LAMPIRAN
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas Produksi : 30.000 ton/tahun
Operasi : 330 hari/tahun
Basis Perhitungan : 1 jam operasi
Proses : Kontinyu
Kapasitas Produksi :
: 3.787,8788 kg/jam 36,642 kmol/jam
Bahan Baku : Asam Asetat dan Propanol
Produk : Propil Asetat 98%
Komposisi bahan baku pada fresh feed : Asam Asetat
Tabel A.1. Komposisi Asam Asetat
Komposisi Fraksi Massa (%)
Asam Asetat 99
Air 1
Propanol
Tabel A.2. Komposisi Propanol
Komposisi Fraksi Massa (%)
Propanol 99,8
(20)
Komposisi Katalis H2SO4 (Asam Sulfat)
Tabel A.3. Komposisi H2SO4
Komposisi Fraksi Massa
(%)
Asam Sulfat 98
Air 2
Komposisi Produk : Propil Asetat
Tabel A.4. Komposisi Propil Asetat
Komposisi Fraksi Massa (%)
Propil Asetat 98
Air 2
Sedangkan berat molekul masing-masing komponen yang terlibat pada proses produksi propyl acetate tertera pada tabel berikut :
Tabel A.5. Berat Molekul Komponen-komponen yang Terlibat Komponen Rumus Kimia Berat Molekul (kg/kgmol)
Asam Asetat CH3COOH 60
Propanol C3H7OH 60
Asam Sulfat H2SO4 98
Natrium Hidroksida NaOH 40
Dinatrium Sulfat Na2SO4 142
Air H2O 18
Secara umum, persamaan neraca massa adalah sebagai berikut :
{Massa masuk} – {Massa keluar} + {Massa tergenerasi} – {Massa terkonsumsi} = {Akumulasi massa} (Himmelblau, 1996 : 144)
(21)
Perhitungan neraca massa pada masing-masing alat adalah sebagai berikut :
1.Reaktor I (R-01)
Tugas : Mereaksikan Asam Asetat (CH3COOH) dengan Propanol (C3H7OH)
menjadi Propyl Asetat (CH3COOC3H7).
Gambar A.1. Aliran Masssa Reaktor (R-201) Neraca Massa total :
F1 + F2 + F3 Keterangan :
Aliran 1, 2, 3 = aliran dari tangki Asam Asetat, Propanol dan H2SO4
Tabel A.6. Komposisi yang masuk Reaktor R-01
Aliran 1, 2, 3
(22)
Stoikiometri reaksi : Konversi = 75 %
Asam Asetat yang bereaksi = 40,5197 kmol
= 40,5197 kmol x = 1.231,1796 kg Asam Asetat yang sisa = 10,1226 kmol
= 10,1226 kmol x = 967,355 kg Propanol yang bereaksi = 40,5197 kmol
= 40,5197 kmol x = 1.231,1796 kg Propanol yang sisa = 10,1226 kmol
= 10,1226 kmol x = 967,355 kg
Tabel A.7. Komposisi yang keluar Reaktor
generasi out konsumsi
komponen kg/jam kmol/jam
aliran 5
(kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam
As. Asetat 0 0 604.954 10.0825 1814.8606 30.2476
Propanol 0 0 604.954 10.0825 1814.8606 30.2476
Propil Asetat 3085.2630 30.2476 3085.263 30.2476 0 0
Air 544.4581 30.2476 573.848 31.8804 0 0
H2SO4 0 0 4.839 0.0493 0 0
Total 3629.7212 60.4953 4873.8585 82.3426 3629.7212 60.4953
(23)
2. Netralizer (N-01)
Fungsi : Menetralkan katalis Asam Sulfat dengan Natrium Hidroksida Reaksi :
H2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2H2O
Gambar A.2 Aliran Massa Netralizer (N-301) Dimana :
F6 : Umpan masuk Netralizer
F4 : NaOH dari tangki NaOH
F7: Larutan keluar dari Netralizer
Netraliser merupakan tempat netralisasi H2SO4 menggunakan NaOH
Reaksi yang terjadi di netraliser : H2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2H2O
NaOH yang digunakan berasal dari tangki.
Stoikiometri Reaksi :
1 H2SO4 + 2 NaOH Na2SO4 + 2H2O
Mula : 0,04 0,098
Bereaksi : 0,04 0,098 0,04 0,098 Sisa : 0 0 0,04 0,098
N-01
Aliran 6Aliran 7 Aliran 4 dan 5
(24)
Tabel A. 8. Neraca massa total netralizer
4. Decanter ( DE-01)
Fungsi : Memisahkan produk yang keluar dari netralizer dengan prinsip perbedaan densitas dan kelarutan
Gambar A.3. Aliran massa di Dekanter (DE-301)
Keterangan:
F7 = Aliran umpan masuk ke dekanter
F8 = Produk atas
F9 = Produk bawah ke UPL
Neraca massa total
Massa masuk – Massa keluar + Generasi – Konsumsi = Akumulasi F10 – (F11 + F12) 0 – 0 = 0
F10 = F11 + F12
DE-01
Aliran 7 Aliran 8
(25)
AC - 301 CD-301
RB- 301
12 13
14 15
16 17
8
Propil Asetat dan propanol merupakan fase ringan dimana akan berada di atas sedangkan dinatrium sulfat dan asam asetat merupakan fase berat yang akan berada di bawah dan air merupakan pembatas antara fraksi berat dan ringan
Tabel.A.9. Massa massa total Dekanter DE-01
5. Menara Distilasi (MD -01)
Fungsi : Memisahkan metanol dan air dari komponen beratnya berdasarkan perbedaan titik didih.
(26)
Neraca Massa total : F8 = F10 + F11
Keterangan :
Aliran 8 (F8) = Laju alir bahan masuk menara destilasi (kg/jam) Aliran 10 (F10) = Laju alir bagian atas menara destilasi (kg/jam) Aliran 11 (F11) = Laju alir bagian bawah menara destilasi (kg/jam)
Dipilih : Light key = propanol
Heavy key = air
Menentukan kondisi operasi MD-01
Umpan dalam kondisi cair jenuh. Untuk menentukan temperatur umpan maka perlu ditrial temperatur bubble point feed pada tekanan operasi 1 atm. Tekanan uap tiap komponen dihitung dengan menggunakan persamaan Riedel:
log10(P) = A + B/T + C LogT + DT + ET2 (Yaws, 1996) keterangan:
A, B, C,D,E = konstanta
P = tekanan uap komponen i (mmHg)
T = temperatur (K)
Konstanta untuk tiap – tiap komponen dapat dilihat pada Tabel A.13 berikut: Tabel A.10. Konstanta Tekanan uap
A B C D E
Propanol 30.674 -3429.5 -7.2152 0.00E+00 0.00E+00
Propil Asetat 43.055 -3469.2 -12.217 2.47E-10 3.75E-06
Air 29.8050 -3152.2000 -7.3037 0.0000 0.0000
(sumber: Yaws)
Menentukan Temperatur Bubble point feed
Pada keadaan bubble point, yi = (Ki x xi) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan 1,01 atm hingga yi = 1 maka akan diperoleh temperatur bubble point feed. Dengan menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil seperti pada Tabel A.14 berikut:
(27)
Tabel A.11. Hasil trial untuk penentuan bubble point feed
Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK
Propanol 10.0826 0.0991 3.1825 1,522.1520 1.9788 1.9788 0.1961 1.287680898
Propil Asetat 10.0826 0.0991 3.0726 1,182.0879 1.5367 1.5367 0.1523 1
Air 30.2477 0.8018 2.7956 624.5378 0.8119 0.8119 0.6510 0.528334528
Total 50.4128 1.0000 0.9994
P = 1,01 atm
T trial = 116,6501oC (389,8001K)
Menentukan Temperatur Dew point distilat
Pada keadaan dew point, xi = (yi/Ki) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan 1,01 atm hingga xi = 1 maka akan diperoleh temperatur dew point distilat. Dengan menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil seperti pada Tabel A.15. berikut.
Tabel A.12. Hasil trial untuk penentuan dew point distilat
Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK
Propanol 10.0826 1.0000 2.8862 769.4862 1.0003 1.0003 1.0003 0.650955139
Propil Asetat 0.0000 0.0000 3.0726 1,182.0879 1.5367 1.5367 0.0000 1
Air 0.0000 0.0000 2.7956 624.5378 0.8119 0.8119 0.0000 0.528334528
total 10.0826 1.0000 1.0003
P = 1,01 atm
T trial = 97,5275oC (370,6775K)
Menentukan Temperatur Bubble point bottom
Pada keadaan bubble point, yi = (Ki x xi) = 1. Dengan cara trial T pada tekanan 1,01 atm hingga yi = 1 maka akan diperoleh temperatur bubble point bottom. Dengan menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil sebagai berikut:
(28)
Tabel A.13. Hasil trial untuk penentuan bubble point bottom
Komponen kmol/jam xF Log P Pi (mmHg) Pi (atm) Ki=Pi/p yf = Ki . Zf α = Ki/K HK
Propanol 0.0000 0.0000 3.2430 1,749.7462 2.2747 2.2747 0.0000 1.480216673
Propil Asetat 4.0306 0.1100 3.1109 1,290.7911 1.6780 1.6780 0.1846 1.091958635
Air 32.6116 0.8900 2.8480 704.7562 0.9162 0.9162 0.8154 0.596196099
total 36.6422 1.0000 1.0000
P = 1,01 atm
T trial = 120,8722oC (394,0222K)
Volatilitas relatif rata – rata ( avg) ditentukan dengan persamaan :
bottom top
avg α α
α (Geankoplis, 1993)
keterangan :
avg = Volatilitas relatif rata – rata top = Volatilitas relatif pada distilat bottom = Volatilitas relatif pada bottom
Dengan menggunakan persamaan tersebut diperoleh nilai avg sebagai berikut:
Tabel A.14. Nilai avg tiap komponen
Komponen a top a bottom a avg
Propanol 0.650955139 1.480216673 0.9816
Propil Asetat 1 1.091958635 1.0450
Air 0.528334528 0.596196099 0.5612
Untuk menentukan distribusi komponen maka digunakan metode Shiras (Treybal pers. 9.164) dengan persamaan sebagai berikut :
F x D x F x D x F x D x F HK LK D HK j LK F LK LK D LK j F j D j , , , , , , 1 1 ) 1 (
Keterangan :
D = total distilat, kmol F = total umpan, kmol LK = light key
HK = heavy key x = fraksi mol
(29)
Komponen LK dan HK akan berada diantara nilai -0,01 ≤ (
F x
D x
F j
D j
,
, ) ≤ 1,01
Tabel A.15. Distribusi Komponen
Komponen Xj D Xj F hasil keterangan
Propanol 1 0.099099099 1,0000 Terdistribusi
Propil Asetat 0 0.099099099 1,0000 Terdistribusi
Air 0 0.801801802 1,0000 Terdistribusi
Berdasarkan perhitungan neraca massa pada masing-masing komponen, maka dapat disusun tabel neraca massa komponen sebagai berikut :
Tabel A.16. Neraca massa MD-301
Komponen BM Arus masuk MD 1 Arus keluar MD 1
F 9 F10 (Distilat) F13 (Bottom)
Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam
Propanol 60 4.1667 250 4.1667 250 4.03065E-07 2.41839E-05
Propil Asetat 102 12.5000 1275 0 0 12.5000 1275
Air 18 16.1311 290.3594 3.26116E-07 5.87009E-06 16.1311 290.359
total 32.7977 1815.3594 4.030647394 241.8388299 28.6311 1565.3594
Neraca Massa Condensor
Fungsi : Mengkondensasikan produk atas DC-301
Menentukan Rasio Refluks Minimum (Rm)
Untuk menentukan Rm digunakan persamaan sebagai berikut :
i D i i x,
Rm + 1 (Coulson vol.6, 1989)
keterangan :
Rm = rasio refluks minimum
xi,D = fraksi mol komponen i pada distilat
(30)
mencari nilai
Nilai ditentukan dengan metode trial and error dengan menggunakan persamaan berikut :
i F i i x,
1 – q (Coulson vol.6, 1989) keterangan :
xi,F = fraksi mol komponen i pada umpan
karena umpan masuk pada keadaan bubble point maka q = 1, sehingga:
i F i i x,
0
Nilai ditrial hingga
i F i i x,
0. Nilai harus berada di antara nilai
volatilitas relatif komponen LK dan HK. Dengan menggunakan program solver-excel maka diperoleh hasil sebagai berikut:
Tabel A.17. Hasil trial nilai = 8,493
Komponen avg xi,F avg . xi,F ( )
,
i F i
i x
Propanol 2,594 0,0499 0,1295 -0,035
Propil Asetat 1,000 0,9494 0,9494 -0,118
H2O 2,292 0,000 0,0013 0,071
TOTAL 1,000 0.0000
Menghitung Rm
Rm dihitung dengan persamaan sebagai berikut:
i D i
i x, Rm + 1
(31)
Tabel A.18. Hasil Perhitungan Rm
Komponen avg xi,D avg . xi,D
) (
,
i D i
i x
Propanol 2,594 0,9699 2,5161 -0,306
Propil Asetat 1,000 0,0185 0,0185 -0,001
H2O 2,292 0,0116 0,0267 0,714
TOTAL 1,0000 1,0210
Maka :
i D i i x,
Rm + 1
1,0210 = Rm + 1
Rm = 0, 0210
Menentukan R operasi
R operasi berkisar antara 1,2 – 1,5 Rm (Geankoplis, 1993) diambil R operasi = 1,5 x Rm
R operasi = 1,5 x 0, 0210 R operasi = 0,0315 Neraca massa pada CD-301 :
V = L + D ,dimana R = L/D, maka: V = RD + D
V = D(R+1)
= 4,1667 kmol/jam x (0,0315 + 1) = 4,2979 kmol/jam
L = R x D
= 0,0315 x 4,1667 kmol/jam = 0,1312 kmol/jam
keterangan :
V = umpan vapor masuk CD-301, kmol/jam D = Distilat keluar CD-301, kmol/jam L = liquid refluks, kmol/jam
(32)
Tabel A.19. Komposisi liquid refluks
Komponen L (Kmol/jam) L (Kg/jam) xL
Propanol 0,1312 1,8972 0,9699
Propil Asetat 0,0011 0,2190 0,0185
H2O 0,0007 0,0128 0,0116
Total 0,1330 2,1289 1,0000
Tabel A.20. Komposisi Distilat
Komponen D (kmol/jam) D (kg/jam) xD
Propanol 4,1667 60,2279 0,9699
Propil Asetat 0,0370 6,9514 0,0185
H2O 0,0226 0,4063 0,0116
Total 4,2263 67,5855 1,0000
Komposisi umpan vapor CD-301 (V = L + D):
Tabel A.21. Komposisi Vapor umpan kondensor
Komponen V (Kmol/jam) V (Kg/jam) yV
Propanol 4,2979 257,874 0,9699
Propil Asetat 0,0370 7,1704 0,0185
H2O 0,0233 0,4191 0,0116
Total 4,3582 2 1
Maka Neraca Massa CD-301 adalah: Tabel A.22. Neraca Massa CD-301
Komponen
Masuk Keluar
Destilasi Atas Liquid Refluk Kondensor Bawah Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam Propanol 4,297 257,874 0,1312 7,872 4,166 250,002 Propil Asetat 0,000 0,000 0,001 0,219 0,000 0,000
H2O 0,023 4,19E-01 0,001 0,013 0,023 0,406
(33)
TOTAL 4,320 257,874 4,320 257,874
Neraca Massa Reboiler
Fungsi : menguapkan sebagian liquid keluaran DC-301 L* = F + L
keterangan :
L* = aliran masuk RB-301
F = aliran feed = 50,4128 kmol/jam L = aliran refluks = 0,1330 kmol/jam Maka :
L* = 28,4981 kmol/jam + 0,1330 kmol/jam = 28,6311 kmol/jam
Liquid keluar dari RB-301 = komposisi bottom DC-301
= 36,6422 kmol/jam.
Uap yang keluar RB-301 = V*, dimana: V* = L* - B
= 50,4128 kmol/jam – 36,6422 kmol/jam = 13,7706 kmol/jam Komposisi umpan RB-301:
Tabel A.23. Komposisi umpan RB-301
Komponen L*
(Kmol/jam) L* (Kg/jam) xL*
Propanol 0,0020 0,0637 5,26E-05
Propil Asetat 50,4128 7332,7359 0,99994
H2O 1,2E-04 2,2E-03 3,24E-06
Total 50,4128 7332,8017 1
Komposisi liquid keluar RB-301 = Bottom DC-301:
Tabel A.24. Komposisi Bottom
Komponen B (Kmol/jam) B (Kg/jam) xB
Propanol 0,0019 0,0603 0,0001
Propil Asetat 36,642 6944,437 0,9999
(34)
Total 36,6422 6944,499 1,0000
Komposisi uap yang keluar RB-301: Tabel A.25. Komposisi Vapor
Komponen (Kmol/jam) V* V* (Kg/jam) yV*
Propanol 0,0001 0,0034 5,26E-05
Propil Asetat 13,7705 1.404,540 0,99994
H2O 6,48E-06 1,17E-04 3,24E-06
Total 13,7706 1.404,540 1
Neraca Massa RB-301:
Tabel A.26. Neraca Massa RB-301
Komponen
Masuk Keluar
Destilasi Bawah Uap RB RB Bawah
Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam Kmol/Jam kg/Jam
Propanol 0,002 0,012 0,000 0,003 0,002 0,060
Propil Asetat 50,412 5.142,024 13,770 1.404,540 36,642 3.737,484
H2O 1,22E-04 2,20E-03 0,000 0,000 0,000 0,002
Jumlah 50,412 5.142,024 13,770 1.404,540 36,642 3.737,484 TOTAL 50,412 5.142,024
(35)
LAMPIRAN
PERHITUNGAN NERACA ENERGI
Basis perhitungan : 1 Jam
Satuan : kilo Joule (kJ)
Temperatur referensi (Treff) : 25 oC (298,15 K)
Bahan Baku : Asam Asetat dan Propanol Produk : Propil Asetat 98%
Neraca Energi:
{(Energi masuk ) – (Energi keluar) + (Generasi energi) – (Konsumsi energi)} = {Akumulasi energi}
(Himmelblau,ed.6,1996)
Data yang digunakan
Kapasitas Panas Cairan
3 2 DT CT BT A Cp T T T T p ref ref )dT DT CT BT (A dT
C 2 3
) ( 4 ) ( 3 ) ( 2 )
( reff 2 reff2 3 reff3 4 reff4
T
T
p T T
D T T C T T B T T A dT C ref
Tabel B.1. Data konstanta A, B, C, D untuk Cp cair dalam (KJ/Kmol.K)
Komponen A B C D
Asam Asetat -18,944 1,0971 -2,89E-03 2,93E-06 Propanol 88,081 0,4022 -1,30E-3 1,97E-6 Asam Sulfat 2,60E+01 7,03E-01 -1,39E-03 1,03E-06 Propil Asetat 91,591 7,82E-01 -2,43E-04 3,33E-06 H2O 92,053 4,00E-01 -2,11E-04 5,35E-06
(36)
Kapasitas Panas Cairan 3 2 DT CT BT A Cp T T T T p ref ref )dT DT CT BT (A dT
C 2 3
) ( 4 ) ( 3 ) ( 2 )
( reff 2 reff2 3 reff3 4 reff4
T
T
p T T
D T T C T T B T T A dT C ref
Tabel B.2. Data konstanta A, B, C, D untuk Cp padatan dalam(KJ/Kmol.K)
Komponen A B C D E
NaOH Na2SO4
26,230 32,500 3,91E-01 2,10E-01 2,13E-04 2,73E-04 - - - -
(Carl L. Yaws, 1999)
1. Neraca Energi di Heater 01 (HE-101)
Fungsi : Menaikkan temperatur propanol dari Tanki Propanol (T-101) dari temperatur 30 oC menjadi temperatur 90 oC, agar siap untuk diumpankan ke dalam Reaktor (R-01) melalui pertukaran panas steam.
Aliran 1 : Propanol fresh dari Tanki Propanol (T-01)
Aliran out : Propanol keluaran Heater (HE-101) yang akan diumpanan ke Reaktor (R-01) Steam Out Steam in ∆ ∆
(37)
a. Panas masuk
Aliran 1 (propanol keluaran ST-101)
Tabel B.3. Panas masuk propanol dari ST-101
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Propanol 36.642 723.267 26,502.133
H2O 1.234 377.486 465.722
Total 37.876 1,100.753 26,967.855
b. Panas keluar
Aliran out (propanol keluar HE-101) T2 = 90 °C = 363,15 K
4 4 3 3 2 2 15 , 363 15 , 298 15 , 298 15 , 363 4 15 , 298 15 , 363 3 15 , 298 15 , 363 2 15 , 298 15 , 363 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H kJ/jam 9 357.057,38 kJ/kmol 418 , 744 . 9 kmol/jam 642 , 36 H propanol propanol propanol CpdT n kJ/jam 6.031,521 kJ/kmol 4.888,787 kmol/jam 234 , 1 H H2O H2O
H2O n CpdT
Tabel B.4. Panas keluar HE-101
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Propanol 36.642 9,744.418 357,057.389
H2O 1.234 4,888.787 6,031.521
Total 37.876 14,633.205 363,088.910
T
Treff CpdT
T
(38)
c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan Beban panas heater
∆Hsteam = ∆Hout –∆Hin
= (363.088,910 – 26.967,855) KJ/Jam = 336.121,055 KJ/Jam
Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 10.722,0212 kPa dan T = 316,131 °C, dengan data sebagai berikut:
Hvap = 2.756,700 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)
Hliq = 675,500 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)
= 2.081,200 kJ/kg
Jumlah steam yang dibutuhkan:
steam steam s
Q
m = 161,503kg/jam
kJ/kg 2.081,200
kJ/jam 5
336.121,05
Tabel B.5. Neraca Energi Total HE-101 Aliran Energi Masuk
(kJ/jam)
Aliran Energi Keluar(kJ/jam)
∆Hin 26.967,855 ∆Hin 363.088,910
∆Hsteam 336.121,055
Jumlah 363.088,910 Jumlah 363.088,910 TOTAL 363.088,910 363.088,910
2. Neraca Energi di Heater 02 (HE-102)
Fungsi : Menaikkan temperatur propanol dari Tanki Asam Asetat (ST-102) dari temperatur 30 oC menjadi temperatur 90 oC, agar siap untuk diumpankan ke dalam Reaktor (R-201) melalui pertukaran panas steam.
Aliran 2 : Asam Asetat fresh dari Tanki Propanol (ST-101) Steam
Out Steam in
∆ ∆
(39)
Aliran out : Asam Asetat keluaran Heater (HE-102) yang akan diumpanan ke Reaktor (R-201)
a. Panas masuk
Aliran 2 (Asam asetat keluaran ST-102)
Tabel B.6. Panas masuk asam asetat dari ST-102
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Asam asetat 36.642 645.189 23,641.184
H2O 0.245 377.486 92.398
Total 36.887 1,022.676 23,733.582
b. Panas keluar
Aliran out (asam asetat keluar HE-02) T2 = 90 °C = 363,15 K
4 4 3 3 2 2 15 , 363 15 , 298 15 , 298 15 , 363 4 15 , 298 15 , 363 3 15 , 298 15 , 363 2 15 , 298 15 , 363 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H kJ/jam 7 317.851,46 kJ/kmol 453 , 674 . 8 kmol/jam 642 , 36 H propanol propanol propanol CpdT n kJ/jam 1.196,634 kJ/kmol 4.888,787 kmol/jam 245 , 0 H H2O H2O
H2O n CpdT
T
(40)
Tabel B.7. Panas keluar HE-102
c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan Beban panas heater
∆Hsteam = ∆Hout –∆Hin
= (319,048.102– 23,733.582) KJ/Jam = 295.314,520 KJ/Jam
Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 10.722,0212 kPa dan T = 316,131 °C, dengan data sebagai berikut:
Hvap = 2.756,700 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)
Hliq = 675,500 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)
= 2.081,200 kJ/kg
Jumlah steam yang dibutuhkan:
steam steam s
Q
m = 141,896kg/jam
kJ/kg 2.081,200
kJ/jam 0 295.314,52
Tabel B.8. Neraca Energi Total HE-102 Aliran Energi Masuk
(kJ/jam)
Aliran Energi Keluar(kJ/jam)
∆Hin 23.733,582 ∆Hin 319.048,102
∆Hsteam 295.314,520
Jumlah 319.048,102 Jumlah 319.048,102 TOTAL 319.048,102 319.048,102
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Propanol 36.642 8,674.453 317,851.467
H2O 0.245 4,888.787 1,196.634
Total 36.887 13,563.240 319,048.102
T
(41)
3. Neraca Energi di Heater 03 (HE-301)
Fungsi : Menaikkan temperatur produk dari Decanter (D-01) dari temperatur 50 oC menjadi temperatur 100 oC, agar siap untuk diumpankan ke dalam
Menara Distilasi (MD-01) melalui pertukaran panas steam.
Aliran 9 : propanol,propil asetat, dan air fresh dari Decanter (D-01)
Aliran out : propanol,propil asetat, dan air keluaran Heater (HE-03) yang akan diumpanan ke Menara Distilasi (MD-01)
a. Panas masuk
Aliran 9 (propanol,propil asetat,air keluaran MD-301)
Tabel B.9. Panas masuk produk dari MD-301
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Propanol 4.1667 3.656,201 14.736,857
Propil Asetat 12.5000 4.985,025 162.569,641
H2O 16.1311 1.883,020 48.278,056
Total 32.7977 10.524,246 225.584,554
b. Panas keluar
Aliran out (asam asetat keluar HE-02) T2 = 100 °C = 373,15 K
4 4 3 3 2 2 15 , 363 15 , 298 15 , 298 15 , 363 4 15 , 298 15 , 363 3 15 , 298 15 , 363 2 15 , 298 15 , 363 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H kJ/jam 45.631,118 kJ/kmol 039 , 321 . 11 kmol/jam 031 , 4 H propanol propanol propanol CpdT n Steam Out Steam in ∆ ∆ T
(42)
kJ/jam 9 504.057,96 kJ/kmol 15.456,400 kmol/jam 6 , 32 H asetat propil asetat propil asetat
propil n CpdT
kJ/jam 8 144.679,76 kJ/kmol 5.643,038 kmol/jam 639 , 25 H H2O H2O
H2O n CpdT
Tabel B.10. Panas keluar HE-301
c. Menghitung Jumlah Steam yang Digunakan Beban panas heater
∆Hsteam = ∆Hout –∆Hin
= (694.368,856– 225.584,554) KJ/Jam = 468.784,301KJ/Jam
Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 10.722,0212 kPa dan T = 316,131 °C, dengan data sebagai berikut:
Hvap = 2.756,700 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)
Hliq = 675,500 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)
= 2.081,200 kJ/kg
Jumlah steam yang dibutuhkan:
steam steam s
Q
m = 225,247kg/jam
kJ/kg 2.081,200
kJ/jam 1
468.784,30
Tabel B.11. Neraca Energi Total HE-301
Komponen ni,
(kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Propanol 4.1667 11.321,039 45.631,118
Propil Asetat 12.5000 15.456,400 504.057,969
H2O 16.1311 5.643,038 144.679,768
Total 32.7977 32.420,477 694.368,856
T
(43)
Aliran Energi Masuk (kJ/jam)
Aliran Energi Keluar(kJ/jam)
∆Hin 225.584,554 ∆Hin 694.368,856
∆Hsteam 468,784.301
Jumlah 694.368,856 Jumlah 694.368,856 TOTAL 694.368,856 694.368,856
4. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201)
Fungsi : Mereaksikan Asam asetat dengan Propanol sehingga akan terbentuk produk propil asetat
Fungsi : Mereaksikan Asam Asetat dengan propanol menjadi Propil Asetat dalam kondisi isothermal dengan menggunakan katalis H2SO4.
Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor
Dimana μ ∆H1 = Laju alir panas umpan propanol dari Heater (HE-01) (kJ/jam)
∆H2 = Laju alir panas umpan asam asetat dari Heater(HE-02 (kJ/jam)
∆H3 = Laju alir panas umpan H2SO4 yang keluar dari T-03 (kJ/jam)
∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam)
∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)
∆Hcooling in
∆H4
∆H1
∆H2
R-201
∆H3
∆Hcooling out
(44)
a. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor: Neraca panas umum di Reaktor:
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed)
Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,
Karena sangat kecil dibandingkan dengan maka dapat diabaikan. Reaktor dioperasikan secara isotermal maka = 0 sehingga,
dimana:
Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K)
Data ∆Ho
Rx masing-masing komponen pada keadaan standar
(298,15 K):
ΔHfo CH3COOH(l) = -435.257 kJ/kmol
ΔHfo C3H7OH (l) = -301.0315 kJ/kmol
ΔHfo H2SO4(l) = -811.51 kJ/kmol
ΔHfo CH3COOC3H7 (l) = -466.257 kJ/kmol
ΔHfo H2O (l) = -286.944 kJ/kmol
(Perry, 1997)
∆Ho
Rx 298,15 K = ΔHfo C3H7OH (l) x mol C3H7OH (l)
= -301.0315 kj/kmol x 42.72 kmol = -8931.325588 kj
(45)
298
363.
363
298.
= ΔHfo (CH3COOC3H7 (l) + H2O(l)) - ΔHfo (CH3COOH(l) +
C3H7OH (l))
Tabel B.12 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K
Komponen ΔHf
o
(kJ/kmol) ∆Ho
Rx 298,15 K
(kJ)
CH3COOH -435.257
-8931.325588 C3H7OH -301.0315
-6177.063984
H2SO4 -811.51 0
CH3COOC3H7 -466.257
-9567.435043
H2O -286.944
-5887.993276
Total
-347.0387472
∆H reaktan
Perubahan entalpi reaktan dari 363.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :
ΔHR =
CpReaktan dT
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.13 Perhitungan ∆Ho
reaktan
Komponen ∆H
o reaktan
(kJ/kmol)
n (kmol) ∆H reaktan
(kJ)
CH3COOH 8674.452844 36.64224973 317851.4674
C3H7OH 9744.417759 36.64224973 357057.389
H2SO4 9382.482538 20.51965985 192525.3502
Total 73.28449947 674908.8564
∆H produk
Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 363.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:
ΔHP =
(46)
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.14 Perhitungan ∆Ho
produk
Komponen ∆H
o produk
(kJ/kmol)
n (kmol) ∆H produk
(kJ)
CH3COOC3H7 13300.38955 20.51965985 272919.4694
H2O 4888.78746 20.51965985 100316.2558
Total 41.0393197 373235.7252
Sehingga : ∆Hreaksi = ∆H
o
Rx 298,15 K + ∆Hoproduk - ∆Horeaktan
= (-347.0387472+ 373235.7252- 674908.8564) = -302020.17 kj/jam
b. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan
Karena kondisi operasi temperatur harus dijaga tetap pada 90 ºC sedang reaksi di reaktor merupakan reaksi eksotermis yang melepas panas, Maka panas berlebih tersebut harus diserap atau disebut panas serap.
Qserap = Qin + Qreaksi + Qout
Qserap = 4428.17008 + - 4428.17008+ 302020.17
Qserap = 302020.17 kJ/jam
Qserap merupakan beban panas yang diterima pendingin untuk mendinginkan
reaktor agar suhu tetap terjaga pada 90 ºC adalah 302020.17 kJ/jam Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur di reaktor tetap 90 oC maka dibutuhkan
dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media pendingin yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30 oC (303,15 K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) .
Maka jumlah cooling water yang dibutuhkan adalah:
T in = 30 oC (303,15 K)
(47)
maka Cp H2O dT = 1.129,668 kJ/kmol
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah: m cooling water =
dT Cp
Q
O H2
=
kJ/kg 5265.5517
kJ/jam 76749
. 21651
= 1032.439404 kg/jam
Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 1032.439404 kg dalam 1 jam operasi.
Tabel B.15 Neraca Energi Total Reaktor
Aliran Panas Input (kJ/jam) Panas Output (kJ/jam)
Umpan 4428.17008 0
Produk 0 4428.17008
Cooler 21651.76749 323671.9375
Panas generasi 302020.17 0
Total 328100.1076 328100.1076
4. Neraca Energi di Cooler (CO-301)
Fungsi : Untuk mendinginkan keluaran Reaktor dari temperatur 90 oC menjadi 50oC sehingga siap untuk diumpankan di Netralizer.
Aliran 6 : Aliran keluaran RE-02
Aliran out : Aliran keluaran CL-01yang akan diumpankan ke Netralizer
(48)
a. Panas Masuk
Aliran 6 (Umpan yang berasal dari keluaran RE-02)
Tabel B.16. Panas Masuk Cooler
b. Panas Keluar
Aliran out (Keluaran CL-01) Tout = 50 °C = 323,15 K
4 4 3 3 2 2 15 , 323 15 , 298 15 , 298 15 , 323 4 15 , 298 15 , 323 3 15 , 298 15 , 323 2 15 , 298 15 , 323 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.17. Panas Keluar Cooler
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
∆H (kJ/jam) Asam Asetat 4.031 3,263.173 13,152.710
Propanol 4.03E+00 3,656.201 14,738.146 Asam Sulfat 0.045 3,544.321 159.027 Propil Asetat 27.720 4,985.025 138,184.195
Air 34.095 1,883.020 64,201.767
Total 69.921 8,802.395 92,092.623
c. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan Beban pendingin
Komponen ni, (kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Asam Asetat 4.031 8,674.453 34,963.683
Propanol 4.03E+00 9,744.418 39,279.748
Asam Sulfat 0.045 9,382.483 420.974
Propil Asetat 27.720 13,300.390 368,684.962
Air 34.095 4,888.787 166,683.720
Total 69.921 45,990.530 610,033.087
T
Treff CpdT T
(49)
∆Hcooling water = ∆H21–∆H20
= (92,092.623- 610,033.087) kJ/Jam = -517,940.464 kJ/Jam
Maka dapat diketahui jumlah panas yang harus diserap pendingin sebesar 517,940.464 kJ/Jam
Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur di cooler tetap 50 oC maka dibutuhkan dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media pendingin yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30 oC (303,15 K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K
Maka jumlah cooling water yang dibutuhkan adalah:
T in = 30 oC (303,15 K)
T out = 45 oC (318,15 K)
maka Cp H2O dT = 1.129,668 kJ/kmol
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah: m cooling water =
dT Cp
Q
O H2
=
kJ/kg 1.129,668
kJ/jam 446
1.226.073,
= 8,259.678kg/jam
Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 8,259.678 kg dalam 1 jam operasi.
Tabel B.18. Neraca Energi Total CO-301 Aliran Energi Masuk
(kJ/jam)
Aliran Energi Keluar (kJ/jam)
∆H6 610,033.087 ∆H7 92,092.623
∆Hcw 517,940.464
Jumlah 610,033.087 Jumlah 610,033.087
TOTAL 610,033.087 610,033.087
6. Neraca Energi di Netralizer (NE-301)
(50)
Reaktan Produk
∆Ho F
Aliran 7 : Aliran keluaran dari Cooler (CO-301) Aliran 4 : Aliran keluaran dari Tanki NaOH (ST-301)
Aliran 8 : Aliran keluaran NE-01 yang akan diumpankan ke Dekanter (DE-301)
Reaktor yang digunakan adalah Reaktor Alir Tangki Berpengaduk yang dioperasikan secara adiabatis (Q=0).
Dalam menghitung neraca energi di Netralizer digunakan langkah perhitungan seperti berikut:
∆Htotal = ∆HR + ∆H298 + ∆HF = 0
a. Panas Masuk
Aliran 7 (Keluaran CL-01)
T21 = 90 °C = 363,15 K
4 4 3 3 2 2 15 , 298 15 , 363 15 , 363 15 , 298 4 15 , 363 15 , 298 3 15 , 363 15 , 298 2 15 , 363 15 , 298 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.19. Panas masuk NE-301
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
NE-01
∆H7 ∆H4
∆Hout ∆Ho R ∆Ho 298,15 T
(51)
Asam Asetat 4.031 3,263.173 13,152.710 Propanol 4.03E+00 3,656.201 14,738.146 Asam Sulfat 0.045 3,544.321 159.027 Propil Asetat 27.720 4,985.025 138,184.195
Air 34.095 1,883.020 64,201.767
Total 69.921 8,802.395 92,092.623
Aliran 4 (Keluaran ST-301)
T4 = 30 °C = 300 K
4 4 3 3 2 2 15 , 298 300 300 15 , 298 4 300 15 , 298 3 300 15 , 298 2 00 3 15 , 298 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.20. Panas masuk NE-301
Komponen ni,
(kmol/jam) dT Cp Treff T (kJ/kmol) ∆H (kJ/jam)
NaOH 0,228 -6,520 -1,484
H2O 0,759 -5.637,864 -4.279,094
Total 0,986 -5.644,384 -4.279,094
b. Panas Reaksi 298,15 Reaksi :
H2SO4(l) + 2NaOH(l) Na2SO4(l) + H2O(l)
(52)
Data entalpi standar pada 25°C
∆HF H2SO4 : -813.989 kJ/kmol
∆HF NaOH : -425.609 kJ/kmol
∆HF Na2SO4 : -1.384.150,88 kJ/kmol
∆HF H2O : -285.830kJ/kmol
∆H H2SO4 = ∆HF°(298,15).XA .FAO
= (-813.989) kJ/kmol × 1 × 0,1138 kmol/jam
= -92.639,5302 kJ/Jam
∆H NaOH = ∆HF°(298,15).XA .FAO
= (-425.609) kJ/kmol × 1 × 0,2276 kmol/jam
= -96.876,5372 kJ/Jam
∆H Na2SO4 = ∆HF°(298,15).XA .FAO
= (-1.384.150,880) kJ/kmol × 1 × 0,1138 kmol/jam
= -157.529,2630 kJ/Jam
∆H H2O = ∆HF°(298,15).XA .FAO
= (-285.830) kJ/kmol × 1 × 0,2276 kmol/jam
= -65.060,2328 kJ/Jam
∆H298,15 = Qproduk– Qreaktan
= (Q H2SO4 + Q NaOH) – (Q Na2SO4 + Q H2O)
= -33.073,4284 kJ/Jam c. Panas keluar
∆H25 = - (∆Hin + ∆Hreaksi)
= 207.863,563 kJ/Jam
4 4 25 3 3 25 2 2 25 25 25 15 , 298 15 , 298 4 15 , 298 3 15 , 298 2 15 , 298 T D T C T B T A n dT Cp n H i i i i i T i i kmol kJ CpdT CpdT CpdT n H / 860 , 783 . 18 kmol/Jam 729 , 40 kJ/Jam 3 207.863,56 25 25 25 19 25
(53)
Tabel B.21. Panas keluar NE-301
Komponen ni, (kmol/jam)
(kJ/kmol)
∆H (kJ/jam)
Asam asetat 1,884 1.465,493 2.760,997
Propanol 1,884 6.484,699 12.217,209
Asam sulfat 35,832 5.338,866 191.301,723
H2O 0,986 1.368,082 1.349,404
Propil asetat 0,028 2.758,637 78,529
Na2SO4 0,114 1.368,082 155,700
Total 40,729 18.783,860 207.863,563
Tabel B.22. Neraca Energi Total NE-301 Aliran Energi Masuk
(kJ/jam)
Aliran Energi Keluar (kJ/jam)
∆H7 170.511,041 ∆H298 33.073,428 ∆H8 207.863,563
∆H4 4.279,094
Jumlah 174.790,135 Jumlah 33.073,428 Jumlah 617.863,563
TOTAL 617.863,563 617.863,563
7. Neraca Energi di Decanter (DE-301)
Fungsi : Memisahkan fase ringan dan fase berat yang keluar dari Reaktor dengan prinsip perbedaan densitas dan kelarutan yang rendah.
DE-301
∆H8
∆H9
∆H10
T
(54)
Aliran 8 : Umpan masuk dari NE-01
Aliran 9 : Keluaran Decanter (DE-301) Atas Aliran 10 : Keluaran Decanter (DE-301) Bawah
a. Panas masuk
Aliran 8 (Keluaran NE-01) T8= 323,15 K (50 OC)
Tabel B.23. Nerac a Panas Masuk DE-301
Komponen
BM N Cp dT ∆H
(kg/kmol) Kmol kj/kmol kj/jam
Asam asetat 60 0,0285 2758,6374 0,078528922
Propanol 60 1,8840 1465,4933 2,76099744
Asam Sulfat 98 1,8840 6482,7497 12,21353644
Propil Asetat 102 35,8319 5338,8661 191,3017233
H2O 18 0,9863 2550531,9587 2515,71055
Na2SO4 142 0,1138 4054605,5627 461,4518803
Total 50,6300 6621183,2679 3183,5172
b. Panas Keluar
Aliran 10(Keluaran DE-301)
4 4 3 3 2 2 323,15 15 , 298 15 , 298 15 , 23 3 4 15 , 298 15 , 23 3 3 15 , 298 15 , 23 3 2 15 , 298 323,15 i i i i i i i D C B A n dT Cp n H 4 4 3 3 2 2 323,15 15 , 298 15 , 298 15 , 23 3 4 15 , 298 15 , 23 3 3 15 , 298 15 , 23 3 2 15 , 298 323,15 i i i i i i i D C B A n dT Cp n H
(55)
Tabel B.24. Neraca Panas Keluaran DE-301 Aliran Bawah c. Ali ran 9 (ke lua ran DE-01)
Tabel B.25. Neraca Energi Keluaran DE-01 Aliran Atas
Komponen
BM (kg/kmol)
N Cp dT ∆H
Kmol kj/kmol Kj/jam
Propanol 60 4.1667 1465,4933 2,7610
Propil Asetat 102 12.5000 5338,8661 191,3017
H2O 18 16.1311 2550531,9587 57,8613
Total 32.7977 2566577,7052 251,9241
Tabel B.26. Neraca Energi Total DE-301
Panas Masuk (kj) Panas Keluar (kj)
∆H7 3183,5172 ∆H9 2931,5932
∆H8 251,9241
Total 3183,5172 3183,5172
BM N Cp dT ∆H
Komponen (kg/kmol) Kmol kj/kmol kj/jam
Asam Asetat 60 0,0285 2758,6374 0,0785
Propanol 60 0,0000 1465,4933 0,0000
Asam sulfat 98 1,8840 6482,7497 12,2135
Propil Asetat 102 0,0000 5338,8661 0,0000
H2O 18 0,9637 2550531,9587 2457,8492
Na2SO4 142 0,1138 4054605,5627 461,4519
Total 2,9899 6621183,2679 2931,5932
4 4 3 3 2 2 323,15 15 , 298 15 , 298 15 , 23 3 4 15 , 298 15 , 23 3 3 15 , 298 15 , 23 3 2 15 , 298 323,15 i i i i i i i D C B A n dT Cp n H
(56)
8. Neraca Panas di Destilasi
Fungsi : Memisahkan komponen yang keluar dekanter atas dasar perbedaan titik didih.
AC - 301 CD-301
RB- 301 QSin
out
S
Q
DC - 301
Aliran 9 : aliran masuk ke menara distilasi (MD-01) Aliran 11 : aliran masuk ke condenser (Cd-301) Aliran 14 : aliran masuk ke reboiler (Rb-301)
Tabel B.27 Konstanta tekanan uap
Komponen A B C
Propanol 8,09126 1543,89 239,096 Propil Asetat 7,70841 2379,23 209,14
H2O 8,07131 1730,63 233,426
a. Panas masuk
T9 = 100oC = 373 K
4 4 3 3 2 2 373 T 15 , 298 15 , 298 373 4 15 , 298 373 3 15 , 298 373 2 15 , 298 373 i i i i i T i i D C B A n dT Cp n H
(57)
Tabel B.28.Panas Masuk
Komponen ni, (kmol/jam) (kJ/kmol)
(kJ/jam)
Propanol 4.1667 8.442,628 15.905,954
Propil Asetat 12.5000 29.993,454 1.074.722,490
H2O 16.1311 7.451,736 169,050
Total 32.7977 45.887,817 1.090.797,494
b. Panas distilat
T11 = T dew point distilat = 97,40 oC = 370,551 K
4 4 3 3 2 2 551 , 370 T 15 , 298 15 , 298 551 , 370 4 15 , 298 551 , 370 3 15 , 298 551 , 370 2 15 , 298 370,551 i i i i i T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.29. Perhitungan Panas Distilat
Komponen ni, (kmol/jam)
(kJ/kmol) (kJ/jam)
Propanol 1,882 10.267,377 19.324,448
Propil asetat 3,58E-02 36.147,578 1.295,236
H2O 2,26E-02 8.937,628 201,723
Total 1,941 55.352,583 20.821,408
c. Panas liquid refluks
T12 = T bubble point distilat = 89,24oC = 362,390 K
4 4 3 3 2 2 39 , 362 T 15 , 298 15 , 298 39 , 362 4 15 , 298 39 , 362 3 15 , 298 39 , 362 2 15 , 298 39 , 362 i i i i i T i i D C B A n dT Cp n H T
TreffCpdT
dT C m
Q p
T
(58)
Tabel B.30. Perhitungan ∆H liquid refluks
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol) (kJ/jam) propanol (LK) 0,059 5.342,737 316,754 Propil Asetat
(HK) 1,13E-03 19.231,444 21,707
H2O 7,1E-04 4.831,549 3,435
Total 0,061 29.405,730 341,896
d. Menghitung beban Condensor (CD-301)
Enthalpi Penguapan ( Hvap) dihitung dengan persamaan: Hvap = A.(1 - (T/Tc))n
Dimana:
Hvap : enthalpi penguapan, kJ/mol Tc : temperatur kritis, K
T : suhu operasi, K A,n : konstanta
Tabel B.31. Data Entalpi Penguapan
Komponen A Tc N
Propanol 52,723 512,58 0,377
Propil asetat 85,511 766 0,34
H2O 52,053 647,13 0,321
Tabel B.32.Panas Penguapan
Komponen Hvap
(kJ/mol) kJ/kmol Fraksi(kmol/jam) kJ/Jam
propanol (LK) 3,733 3.733,498 1,941 7.248,242
Propil asetat
(HK) 24,566 24.565,807 3,69E-02 907,967
H2O 13,273 13.272,959 2,32E-02 309,009
Total 41,572 41.572,264 2,002 8.465,218
T
(59)
Menghitung jumlah air pendingin
∆Hvapor = ∆H condenser + ∆H distilat + ∆H refluks
∆H condenser = ∆H vapor– (∆H distilat + ∆H refluks)
∆H condenser = 8.465,218– (20.821,408 + 341,896)
∆H condenser = -12.698,085 kJ/jam
Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur di condenser tetap 143,15 oC maka dibutuhkan dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media pendingin yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30 oC (303,15 K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K
Maka jumlah cooling water yang dibutuhkan adalah:
T in = 30 oC (303,15 K)
T out = 45 oC (318,15 K)
maka Cp H2O dT = 1.129,668 kJ/kmol
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah: m cooling water =
dT Cp Q O H2 = kJ/kg 1.129,668 kJ/jam 085 , 698 . 12
= 202.329,753 kg/jam
Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 202.329,753 kg dalam 1 jam operasi.
e. Menghitung panas bottom
T13 = T bubble point bottom = 111 oC = 384 K
4 4 3 3 2 2 384 T 15 , 298 15 , 298 384 4 15 , 298 384 3 15 , 298 384 2 15 , 298 384 i i i i i T i i D C B A n dT Cp n H
(60)
Tabel B.33. Perhitungan Qbottom
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol) (kJ/jam)
propanol 0,002 18.127,261 34,152
Propil asetat 3,58E+01 60.886,845 2.179.509,759
H2O 1,16E-04 14.923,920 1,729
Total 35,798 93.938,026 2.179.545,640
f. Menghitung beban Reboiler (RB-01)
∆H in = ∆H out
∆H umpan +∆H reboiler = ∆Hbottom + ∆H distilat ∆H condenser
∆Hreboiler = (∆Hbottom+ ∆H distilat ∆H condenser) –∆H umpan
= 1.096.871,468kJ/jam
Steam yang digunakan adalah jenis saturated steam pada P = 3347,8 kPa dan T = 240°C, dengan data sebagai berikut:
Hvap = 2802,2 kJ/kg (enthalpi saturated vapour)
Hliq = 1037,6 kJ/kg (enthalpi saturated liquid)
= 1764,6 kJ/kg
Jumlah steam yang dibutuhkan:
steam steam s
Q
m = 621,598 kg/jam
kJ/kg 1764,6 kJ/jam 465 1.096.871,
Tabel B.34. Neraca panas total DC-301 Panas Masuk (kJ/jam) Panas Generasi (kJ/jam) Panas Konsumsi (kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam)
∆H in
1.090.797,49
7 ∆Hreboiler
1.096.871,46
5 ∆Hcondensor
-12.698,08
5 ∆Hbottom 2.179.545,64
∆Hdestilat 20.821,408
Jumlah 1.090.797,49 7 Jumla h 1.096.871,46 5 Jumla h -12.698,08 5 Jumla h 2.200.367,04 8 TOTA L 2.187.668,96 3 2.187.668,96 3 T
(61)
13.Neraca Panas di Cooler-302 (CO-302)
Fungsi : Untuk mendinginkan keluaran bottom Menara Destilasi dari temperatur 100oC menjadi 35oC sehingga siap untuk disimpan di Storage Tank.
Aliran in : Aliran keluaran bawah Menara Destilasi
Aliran out : Aliran keluaran Cooler yang akan disimpan di tangki penyimpanan.
a. Panas Masuk
Aliran in (Produk keluaran Bawah DC-301) Suhu dari menara distilasi = 100 oC = 490,542 K
4 4 3 3 2 2 490,542 T 15 , 298 15 , 298 490,542 4 15 , 298 490,542 3 15 , 298 490,542 2 15 , 298 490,542 i i i i i T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.35. Panas Masuk Cooler
Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
(kJ/jam)
Propanol 0,002 18.127,261 34,152
Propil Asetat 3,58E+01 60.886,845 2.179.509,759
H2O 1,16E-04 14.923,920 1,729
Total 35,798 93.938,026 2.179.545,640
b. Panas Keluar
Aliran out (Produk Propil Asetat keluaran CO-302) T35 = 35°C = 308,15 K
∆Hr
CO-302
∆HpT
(62)
4 4 3 3 2 2 15 , 308 15 , 298 15 , 298 15 , 308 4 15 , 298 15 , 308 3 15 , 298 15 , 308 2 15 , 298 15 , 308 i i i i i T T i i D C B A n dT Cp n H
Tabel B.36. Panas keluar Cooler
c. Menghitung Jumlah Cooling Water yang Digunakan Beban pendingin
∆Hcooling water = ∆H 35–∆H 34
= -2.074.578,804 KJ/Jam
Maka dapat diketahui jumlah panas yang harus diserap pendingin sebesar 2.074.578,804 kJ.
Menghitung jumlah air pendingin
Untuk menjaga agar temperatur Propil Asetat 35 oC maka dibutuhkan dibutuhkan pendingin yang harus ditransfer ke sistem. Media pendingin yang digunakan adalah cooling water, yaitu masuk pada T = 30 oC (303,15 K) dan keluar pada 45 oC (318,15 K) Cp air = 4,181 kJ/kg.K
Maka jumlah cooling water yang dibutuhkan adalah:
T in = 30 oC (303,15 K)
T out = 45 oC (318,15 K)
maka Cp H2O dT = 1.129,668 kJ/kmol
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah: Komponen ni,
(kmol/jam) (kJ/kmol)
(kJ/jam)
Propanol 0,002 803,655 1,154
Propil Asetat 3,58E+01 3.632,312 104.965,235
Total 35,798 4.490,427 104.966,836
T
(63)
m cooling water =
dT Cp
Q
O H2
=
kJ/kg 1.129,668
kJ/jam 804
2.074.578,
= 33.083,635 kg/jam
Jadi dibutuhkan cooling water sebanyak 33.083,635 kg dalam 1 jam operasi.
Tabel B.37. Neraca Energi total CO-302
Panas Masuk (kJ/jam)
Panas Generasi (kJ/jam)
Panas Konsumsi
(kJ/jam) Panas Keluar (kJ/jam)
∆H
reboiler 2.179.545,640 ∆H produk 104.966,836
∆Hcooling water 2.074.578,804
Jumlah 2.179.545,640 Jumlah Jumlah Jumlah 2.179.545,640
(64)
LAMPIRAN
SPESIFIKASI PERALATAN
Spesifikasi peralatan proses pabrik Propil Asetat dengan kapasitas 30.000 ton/tahun dapat dilihat sebagai berikut:
1. Storage tank C3H7OH (ST-101)
Fungsi : Menyimpan Bahan Baku Propanol cair.
Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical flanged and dished head.
Bahan : Carbon Steel SA-203 Grade C Kondisi Operasi
Temperatur desain = 50 oC Temperatur fluida = 300C
Tekanan = 1 atm
ST-101 LI
(65)
Gambar C.1. Tangki penyimpan Propanol C3H7OH
Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC. Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.
Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut:
a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Tabel C.1. Konstanta Tekanan Uap Masing-masing komponen
Komponen A B C D E
C3H7OH 30,6740 -3429,5000 -7,2125 0 0
H2O 29,8605 -3.152,2000 -7,3037
2,4247E-09 1,8090E-06 Sumber : Yaws, Carl L. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut:
Tabel C.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Kompone
n Kg/Jam
Kmol/Ja
m Zi
Log Po
Po (mmHg)
Ki=Po/ P
Y = Ki*Xi C3H7OH 2419,814 40,3322 0,9934 1,962 91,66508 72,393 71,91341
(66)
2 4 8 4 H2O 4,4059 0,2448 0.0066
1,911 4
81,53967 7
64,397 1
0,427319 9
Total 2423,9409 36,8870 1 72,3407
T = 50 oC
P = 0,0016 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC
P = 1 atm + 0.0016 atm = 1,0016 atm
= 14,7202 psi
b. Menghitung densitas campuran
Tabel C.8. Konstanta Densitas Masing-masing Komponen
Komponen A B Tc n
C3H7OH 0,2768 0,2720 536,7100 0,2494
H2O 0,3471 0,2740 647,1300 0,2857
Sumber : Yaws, Carl L.
Dengan T = 50 oC = 323,15 K
Tabel C.3. Perhitungan Densitas Campuran
Komponen Kg/Jam Kmol/Jam wi ρ (kg/m3) wi/ρ
C3H7OH 2419,814 40,6422 0,9980 792,8065 0,0013
H2O 4,4059 0,2448 0,0020 1018,2706 0
Total 2423,9409 40,8870 1 0,0013
liquid =
liquid = 792,8065 kg/m3 = 49,5151 lb/ft3 c. Menghitung Kapasitas Tangki
(67)
Jumlah C3H7OH = 2419,814 kg/jam x 24 jam x 15 hari
= 871.133,0399 kg
=
= 499.1743 m3 = 233.369,5697 ft3
Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37) Vtangki = (100/20) x Vliquid
= (100/20) x 499,1743 m3 = 249.5871 m3
= 88.272,4223 ft3 d. Menentukan Rasio Hs/D
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2 H + 0,000049 D3+ ¼ π D2 sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2+ π D H) + 0,84β D2
Keterangan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
D Hs
(68)
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.10. berikut.
Tabel C.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki
trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 Vsf, ft3 Vtotal (ft3)
1 0.4 60.33371965 24.13348786 10494.57473 68962.0163 18596.02499 714.38095 88272.422 2 0.5 56.84248283 28.42124141 10329.72393 72087.3032 15551.022 634.09707 88272.422 3 0.6 54.04130657 32.42478394 10253.74495 74335.87 13363.41143 573.14083 88272.422 4 0.62 53.54386244 33.19719471 10245.88877 74712.0125 12997.77177 562.638 88272.422 5 0.64 53.06426081 33.96112692 10239.99565 75068.1974 12651.62104 552.60385 88272.422 6 0.66 52.60141054 34.71693096 10235.9009 75405.9755 12323.44096 543.00577 88272.422 7 0.68 52.15431342 35.46493312 10233.45641 75726.741 12011.86702 533.81421 88272.422 8 0.7 51.72205411 36.20543787 10232.52862 76031.7505 11715.66948 525.00229 88272.422 9 0.71 51.51122308 36.57296839 10232.5953 76178.706 11572.98536 520.73095 88272.422 10 0.72 51.30379143 36.93872983 10232.99679 76322.1397 11433.7371 516.54551 88272.422 11 0.73 51.09966434 37.30275497 10233.71979 76462.177 11297.80203 512.44323 88272.422 12 0.74 50.89875073 37.66507554 10234.75157 76598.9375 11165.06324 508.4215 88272.422 13 0.76 50.50621721 38.38472508 10237.69367 76863.0787 10908.73382 500.6098 88272.422 14 0.78 50.12553003 39.09791342 10241.73278 77115.4138 10663.91689 493.09162 88272.422 15 0.8 49.75607713 39.8048617 10246.78659 77356.7189 10429.85367 485.84969 88272.422 16 0.9 48.05878425 43.25290582 10284.85695 78420.6625 9398.491625 453.26817 88272.422 17 1 46.57184401 46.57184401 10339.32103 79293.9329 8552.835527 425.65382 88272.422 18 1.1 45.25348537 49.77883391 10405.2678 80023.666 7846.860271 401.89605 88272.422
Dari tabel diatas terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang
paling kecil yaitu 0,6-0,8.
Sehingga untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7.
D = 51,7221 ft = 620,6646 in = 15,7651 m
Dstandar = 60 ft (720 in)
H = 36,2054 ft = 434,4653 in
(69)
= 11,0354 m
Hstandar = 36 ft (432 in)
Cek rasio H/D : Hs/D = 30/43
= 0,6977 (Memenuhi)
e. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 6 ft (Appendix E, item 2, Brownwll & Young)
Jumlah courses =
= 3 buah
f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell = ¼ π D2 H
= ¼ π (45 ft)2.30 ft = 102.453,0840 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (60)3 = 10,5840 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf
= ¼ π.(720)2.3 = 1.220.832 in3
(70)
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 101.736 + 10.584 + 706,5 = 102.453,084 ft3
= 15.434,7163 m3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 102.453,084 – 70.617,9387 = 31.835,1462 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong– (Vdh + Vsf)
= 31.835,1462 – (10.584 + 706,5) = 31.118,0622 ft3
Hshell kosong =
=
= 11,0113 ft Hliquid = Hshell– Hshell kosong
= 30 – 11,0113 = 24,9887 ft
g. 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
(71)
Menentukan tekanan hidrostatis
camp = 999,0738 kg/m3
= 62,3700 lb/ft3
Phidrostatis =
=
= 8,5925 psi
Pabs = 8,5925 psi + 14,7202 psi
= 23,3127 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 23,3172 psi = 25,6439 psi = 6,205 atm
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) Pabsolut(psi)
Pdesain
(psi)
1 20 24,989 8,592 23,317 25,643
2 14 12,183 5,277 19,830 21,613
3 8 6,183 2,678 15,231 18,755
h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts = (Brownell & Young,1959.hal.256)
(72)
ts = Tebal shell, in
P = Tekanan dalam tangki, psi f = Allowable stress, psi d = Diameter shell, in E = Efisiensi pengelasan c = Faktor korosi, in
Dari Tabel Appendix D, item 4 & 13.2 pada 200 oF, Brownell and Young, 1959 diperoleh data :
f = 12.650 psi
E = 75 % (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed) C = 0,125 in/10 tahun (tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
ts =
= 1,0996 in (1,7 in)
Tabel C.6. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts(in) standar
1 36.0000 25.6439 1.0996 0.7000
2 30.0000 23.3745 1.0133 0.6300
3 24.0000 21.1050 0.9269 0.6000
Panjang Shell
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L = (Brownell and Young,1959)
(1)
D = Outside diameter menara = 5,0625 ft = 60,75 in H = Tinggi vessel temasuk penyangga = 15,00 ft
w = Berat vessel, lb/ft tinggi = 12.268,5501 lb/ft tinggi t = Ketebalan shell, in = 0,375 in
Sehingga: T 5 , 0 375 , 0 0625 , 5 1 12.268,550 2 0625 , 5 00 , 15 5 10 . 65 , 2
T = 0,0320 detik
b. Menghitung periode maksimum vibrasi
Periode maksimum vibrasi dirumuskan dengan (Megysey, 1983) :
Vg WH 0,80
Ta
V = CW
Keterangan :
W = Total shear, lb = 14.722,2602 lb g = 32,2 ft/s2, percepatan gravitasi
C = koefisien seismic ( C ) = 0,1, Tabel 9.3 hal 167 Brownell & Young,
32,2 ) lb 3668 , 604 . 4 1 (0,1 15,00 lb 8 14.604,366 0,80 a T
= 1.7267 detik
c. Cek Vibrasi
Periode vibrasi yang dihasilkan lebih rendah dari peride maksimum vibrasi (T < Ta) sehingga periode vibrasi diijinkan.
(2)
XII.Perancangan Pondasi
Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi pondasi beton terdiri dari : semen : kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi berbentuk limas terpancung, dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada pondasi. Asumsi tanah pondasi adalah clay dengan safe bearing maksimal 10 ton/ft2 (Tabel 12,2 Hess & Rushton). Pondasi dibuat dari beton dengan specific gravity 2,65 dan densitas 140 lb/ft3 (Dirjen Bina Marga DPU & Tenaker).
a. Menentukan volume pondasi
Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2) Keterangan :
a = Luas bagian atas b = Luas bagian bawah Digunakan tanah dengan :
Luas bagian atas (a) = 9.025 in2 (95 in × 95 in)
Luas bagian bawah (b) = 10.000 in2 (100 in x 100 in)
Tinggi pondasi = 30 in
Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2)
= 285.250 in3
= 165,0752 ft3
b. Menentukan berat pondasi
(3)
= 165,0752 ×140 = 23.110,5323 lb
c. Menentukan berat total yang diterima tanah Berat yang diterima pondasi
Berat yang diterima pondasi = berat menara + berat 1 beam
Berat menara = 14.722,2602 lb
Berat I-Beam yang diterima oleh base plate adalah = 4.001,2473 lb Jadi berat total yang diterima pondasi adalah = 18.723,5075 lb
= 8.492,8401 kg Berat yang diterima tanah
Berat yang diterima tanah = berat yang diterima pondasi + berat pondasi Wtotal = 18.723,5075 lb + 23.110,5323 lb = 41.834,0398 lb
= 18,9756 ton
d. Menentukan tegangan karena beban
Tegangan tanah karena beban ( ) = P/F < 10 ton Keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb) F = luas alas (ft2)
= 41.834,0398 lb / 10.000 in2
= 4,1834 lb/in2 = 0,2723 ton/ft2 < 10 ton/ft
Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, karena tegangan tanah karena beban ( ) kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.
(4)
RE-202
LC TC
FC FC
FC
FC
PC CW
Gambar F.15. Sistem pengendalian reaktor Tabel F.15. Sistem Pengendalian Reaktor
Simbol Keterangan
FC Flow Control
LC Level Control
TC Temperatur Control
PI Pressure Indicator
Steam Steam
Tujuan pengendalian adalah agar reaktor bekerja pada kondisi yang
diharapkan. Unit Proses ini bekerja secara kontinyu. Instrumen pengendali yang digunakan yaitu:
a. Flow Controller (FC)
Dengan alat berupa venturimeter, mengatur laju umpan masuk sehingga selalu sesuai dengan komposisi yang diinginkan. FC yang digunakan merupakan pengendali tipe feedforward jenis PI.
b. Temperatur Controller (TC)
Dengan alat ukur berupa radiation pyrometer, yang menunjukkan temperatur reaktor dan mengatur laju alir air pendingin. TC yang digunakan merupakan pengendali tipe feedback jenis PID.
(5)
c. Level Controller (LC)
yang bertujuan untuk menjaga ketinggian cairan dalam reaktor agar tidak meluap dengan mengatur valve keluaran reaktor. LC yang digunakan merupakan tipe feedback jenis P.
d. Pressure Controller (PC)
yang menjaga tekanan dalam reaktor agar tetap aman. Tekanan dalam reaktor yang bereaksi pada fase cair tidak akan mengalami perubahan yang sensitive. Oleh karena itu, tekanan reaktor akan berada pada kondisi konstan. Besarnya nilai tekanan pada reaktor dapat dipantau dengan memasang alat ukur tekanan. (Coulson, 1983).
(6)