1. Home
  2. Lainnya

Centrifuge CF-301 Rotary Dryer RD-301

  1950 , 9 . 13 pers ..... .......... .......... .......... .......... 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 Kern L V K Y L L V L K V L Y V L V Y L V Y          Suhu keluaran reactor = 210 o C Tekanan Operasi flash drum = 1 atm Suhu Operasi flash drum = 210 o C Menentukan komposisi point to point Tabel A.13. Penentuan komposisi point to point Komponen PimmHg Ki=PiP Yi Kmoljam wi VL trial K.VL 1+K.VL Li = Yi1+K.VL Vi = Yi-Li Kgjam Kmoljam Kgjam Kmoljam C 8 H 10 3839,7147 5,0523 29,8601 0,1546 2,9131 14,7175 15,7175 201,3786 1,8998 2963,7955 27,9603 CH 3 COOH 7507,4024 9,8782 11,9605 0,0619 2,9131 28,7757 29,7757 24,1012 0,4017 693,5288 11,5588 HBr 7507,4024 9,8782 0,5775 0,0030 2,9131 28,7757 29,7757 1,5711 0,0194 45,2102 0,5582 CH 3 COO 2 Co 7507,4024 9,8782 0,0852 0,0004 2,9131 28,7757 29,7757 0,5036 0,0029 14,4920 0,0823 CH 3 COO 2 Mn 7507,4024 9,8782 0,0758 0,0004 2,9131 28,7757 29,7757 0,4407 0,0025 12,6809 0,0733 H 2 O 14738,3578 19,3926 105,3547 0,5456 2,9131 56,4917 57,4917 32,9853 1,8325 1863,3994 103,5222 193,0946624 1 7760,965339 49,33944 5593,122083 143,7552 VL 2,9136 ∆ VL 0,0005 harus ≈ 0 Persamaan Mencari Fasa Vapor dan Liquid A-15 Dengan demikian neraca masa pada flash drumFD-301 adalah sebagai berikut : Tabel A.14 Neraca massa pada flash drum FD-301 Komponen Aliran 15 Aliran 16 Aliran 17 Kgjam Kgjam Kgjam C8H10 3165,1741 201,3786 2963,7955 CH3COOH 717,6301 24,1012 693,5288 HBr 46,7813 1,5711 45,2102 CH3COO2Co 14,9956 0,5036 14,4920 CH3COO2Mn 13,1216 0,4407 12,6809 H2O 2275,1658 32,9853 1863,3994 Sub total 260,9653 5593,1221 Total 5854,0874 5854,0874

7. Menara Distilasi DC-401

Fungsi : Memisahkan air dari paraxylen, asam asetat, cobalt asetat, mangan asetat dan asam bromida berdasarkan titik didihnya gambar A.7 aliran pada distillation column Neraca massa : F17 = F18 + F19 Keterangan : Aliran 17 : Aliran dari flash drum FD-301 Aliran 18 : Aliran menuju waste water treatment WWT Aliran 19 : Aliran recycle menuju reactor RE-201 Menentukan kondisi operasi DC-401 Umpan dalam kondisi uap jenuh jenuh. Sehingga T bubble feed = T feed yaitu 210 o C. A-16 Menentukan temperatur dew point distilat T dew Untuk mendapatkan Tdew distilat, dilakukan trial T pada tekanan 1 atm sehingga didapat KHK = Σyiα Dengan menggunakan program solver- excel didapatkan hasil sebagai berikut : Tabel A.17. Hasil perhitungan dew point Komponen kmoljam yi P o ; mmHg Ki αKiKhk yiα xi=yiα jumlahyiα C 8 H 10 0,0000 0,00000 238,23951 0,31347 0,56298 0,00000 0,00000 CH 3 COOH 0,0012 1,662E-05 423,17616 0,55681 1,00000 1,117E-05 2,007E-05 HBr 0,0000 0,0000 423,17616 0,55681 1,00000 0,0000 0,0000 CH 3 COO 2 Co 0,0000 0,0000 423,17616 0,55681 1,00000 0,0000 0,0000 CH 3 COO 2 Mn 0,0000 0,0000 423,17616 0,55681 1,00000 0,0000 0,0000 H 2 O 103,5118 0,99998 760,65602 1,00086 1,79749 0,55632 0,99998 Total 103,5130 1 0,55634 1 T dew distilat : 100,021 o C Tekanan : 1 atm Menentukan temperatur bubble point bottom T bubble Untuk mendapatkan T bubble bottom , dilakukan trial T pada tekanan 1 atm sehingga didapatkan K HK = 1Σxiα Dengan menggunakan program solver-excel didapatkan hasil sebagai berikut: Tabel A.18. hasil perhitungan bubble point bottom Komponen kmoljam xi P o ; mmHg Ki α xi α yi C 8 H 10 27,96033 0,69480 609,09631 0,80144 0,55062 0,38257 0,55607 CH 3 COOH 11,55766 0,28720 1106,20946 1,45554 1,00000 0,28720 0,41745 HBr 0,55815 0,01387 1106,20946 1,45554 1,00000 0,01387 0,02016 CH 3 COO 2 Co 0,08234 0,00205 1106,20946 1,45554 1,00000 0,00205 0,00297 CH 3 COO 2 Mn 0,07330 0,00182 1106,20946 1,45554 1,00000 0,00182 0,00265 H 2 O 0,01035 0,00026 2060,98334 2,71182 1,86310 0,00048 0,00070 Total 40,24223 6,41372 0,68799 T bubble bottom : 130,363 o C Tekanan : 1 atm Menentukan Light Key dan Heavy Key Light Key : air Heavy Key : asam asetat Untuk menentukan distribusi komponen maka digunakan metode Shiras Treybal pers. 9.164 dengan persamaan sebagai berikut :

Dokumen yang terkait

PRARANCANGAN PABRIK ISOPROPIL ALKOHOL DARI PROPILEN DAN AIR KAPASITAS 35.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi 1 (MD-301))

42 166 43

PRARANCANGAN PABRIK METIL ETIL KETON DARI 2-BUTANOL DENGAN PROSES DEHIDROGENASI KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (MD-301))

4 25 8

PRARANCANGAN PABRIK METIL ETIL KETON DARI 2-BUTANOL DENGAN PROSES DEHIDROGENASI KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (MD-301))

56 156 146

PRARANCANGAN PABRIK TEREPTHALIC ACID DENGAN PROSES OKSIDASI PARAXYLEN KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi 401(DC-401))

46 177 509

PRARANCANGAN PABRIK DEKSTROSA DARI Manihot utilissima DENGAN PROSES HIDROLISIS ENZIMATIS KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN (Perancangan Reaktor Sakarifikasi (RS-201))

10 31 61

PRARANCANGAN PABRIK AKROLEIN DARI OKSIDASI PROPILEN KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN (Perancangan Heater -102 (HE-102))

2 10 20

PRARANCANGAN PABRIK TEREPTHALIC ACID DENGAN PROSES OKSIDASI PARAXYLEN KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN (Perancangan Reactor 201(RE-201))

0 8 11

PRARANCANGAN PABRIK EPICHLOROHYDRIN DARI DICHLOROHYDRIN DAN SODIUM HIDROKSIDA KAPASITAS 50.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (DC-301))

31 120 40

PRARANCANGAN PABRIK ISOPROPANOLAMIN DARI PROPILEN OKSIDA DAN AMONIAK KAPASITAS 15.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (DC-301))

15 54 64

PRARANCANGAN PABRIK KALSIUM HIDROKSIDA DARI KALSIUM OKSIDA DAN AIR KAPASITAS 30.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (D-201))

68 180 51