shell side tube side shell side tube side shell side tube side Shell side Tube side

Caloric Temperature T c dan t c 392 2 392 392 2 T T T 2 1 c = + = + = 202.85 2 198.698 207 2 t t t 2 1 c = + = + = F Menghitung jumlah tubes yang digunakan F Dari Tabel 8. Kern, 1965, reboiler untuk fluida dingin light organic dan fluida panas steam, diperoleh U D =100 – 200, faktor pengotor R d Diambil U = 0,003 D = 100 Btujam ⋅ft 2 a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, ⋅°F 2 D ft 643 , 13 190 100 259217,339 Δt U Q A = × = × = Luas permukaan luar a ″ = 0.2618 ft 2 Jumlah tube, ft Tabel 10. Kern, 1965 343 , 4 ft ft 0,2618 ft 12 ft 643 , 13 a L A N 2 2 t = × = × = buah Nilai terdekat adalah 16 buah dengan ID shell = 8 in Tabel 9. Kern, 1965 b. Koreksi U D Koefisien menyeluruh kotor t A Q U D ∆ ⋅ = dimana, Nt L a A × × = A = 0,2618 × 12 × 16 = 50,266 ft 2 142 , 27 190 266 , 5 259217,339 = ⋅ = D U Btu h ft 2 Penentuan R F D

1. Flow Area a

design:

a. shell side

Pt 144 B C ID a s × × × = Kern, 1965 Keterangan: C’ = 1.25 – 1 = 0.25 in B = 4 in Universitas Sumatera Utara 0,055 1 144 4 25 , 8 = × × × = s a ft

b. tube side

2 n 144 a Nt a t t × × = a’t = 0,421 Tabel 10, Kern, 1965 0.0234 2 144 0,421 16 = × × = t a ft

2. Mass Velocity G

2

a. shell side

s a W Gs = Kern, 1965 2 , 66105 5 0,055 31135,786 = = Gs lbh ft

b. tube side

2 t a W Gt = Kern, 1965 529 , 43799 0,0234 1024,909 = = Gt lbh ft

3. Koefisien Perpindahan Panas

2

a. shell side

asumsi awal h o = 300 Btuhr ft 2

b. tube side

F untuk steam, h io = 1500 Btu ft 2 Temperatur dinding T F w T w c c c t T ho hio ho t − + + = T w 234.38 202.85 392 300 1500 300 202.85 = − + + = o Δt F w = T w – t c = 234.38 – 202.85 = 31,53 o dari fig. 15.11, Kern, 1965, nilai h F o 300, maka ; h o = 300 Btuhr ft 2 F Universitas Sumatera Utara

4. Koefisien perpindahan panas menyeluruh bersih Uc

o io o io h h h h Uc + × = 250 300 1500 300 1500 Uc = + × = Btu h ft 2

5. Faktor Pengotor R

F D D C D C D U U U U R ⋅ − = 0.033 142 , 27 250 142 , 27 250 = ⋅ − = D R R D ≥ hitung R D

6. Pengecekan nilai flux

ketentuan, maka spesifikasi dapat diterima. 20000 A Q 19000,025 643 , 13 259217,339 = nilai flux 20000, maka perhitungan memenuhi. Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side

ΔP s

b. Tube side

diabaikan µ × = Gt D Re t D = ID tube = 0,732 in Tabel 10. Kern, 1965 771 , 2671 0.041 529 , 43799 0,73212 Re = × = t untuk R e 771 , 2671 = , f = 0.0004 ft 2 in 2 Fig.26, Kern, 1965 t 10 2 t t s ID 10 22 . 5 N L G f P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ Kern, 1965 Universitas Sumatera Utara 007 , 1 0,857 0,73212 10 22 . 5 2 12 529 , 43799 0.0004 10 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ t P psi 2 r g 2 V s n 4 P ⋅ = ∆ untuk G t 529 , 43799 = , 2 g 2 V = 0.02 Fig.27, Kern, 1965 0,187 0,02 857 , 2 4 = ⋅ ⋅ = ∆ r P psi r t T P P P ∆ + ∆ = ∆ psi P T 194 , 0,187 007 , = + = ∆ ΔP T ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s dapat diterima. LC.19 Pompa Reboiler P-108 Jenis : centrifugal pump Temperatur Kondisi operasi = 92,61 C Densitas larutan ρ = 1,102 kgL = 68,7954 lbmft Viskositas larutan µ 3 = 0,171 cp = 0,00011 lb m Laju alir massa F ft ⋅s = 15567,893 kgjam = 8,649 lb m Laju alir volumetrik, Q = s ρ m = 3 lbmft 68,7954 lbms 8,649 = 0,126 ft 3

1. Perncanaan Pompa

s Diameter pipa ekonomis, D De = 3,9Q e 0,45 ρ = 3,9 0,126 0,13 0,45 68,7954 0,13 Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : = 2,661 in = 0,222 ft • Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 3 in = 0,250 ft • Diameter dalam = 3,068 in = 0,256 ft • Diameter luar = 3,500 in = 0,292 ft Luas penampang pipa dalam Ai = 0,05130 ft 2 Universitas Sumatera Utara

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 46 , 2 05130 , 126 , = = NRe = 545 , 393854 00011 , 46 , 2 256 , 68,7954 = × × = µ ρ V ID turbulen Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft Kekasaran relatif = 0006 , 256 , 00015 , = = ID ε Untuk aliran turbulen, f = 0031 , 545 , 393854 079 , Re 079 , 25 , 25 , = = N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL

kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L 1 • 1 buah gate valve fully open LD = 13 = 15 ft L 2 • 1 buah elbow standart 90 = 1×13×0,256 = 3,328 ft o L LD = 30 3 • 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 = 1×30×0,256 = 7,68 ft L 4 • 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 58 = 1×28×0,256 = 7,168 ft L 5 ΣL = L = 1×58×0,256 = 14,848 ft 1 + L 2 + L 3 + L 4 + L 5

4. Menentukan Friks i, ΣF

= 48,024 ft ΣF = lbm lbf ft ID gc L V f 218 , 256 , 2 , 32 2 024 , 48 46 , 2 0031 , 4 2 4 2 2 = × × × × × = ∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -W

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ∆ + ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 5 ft -Wf = 5,218 lbm lbf Universitas Sumatera Utara

6. Daya pompa, Ws

Ws = 082 , 550 7954 , 68 126 , 218 , 5 550 = × × = − ρ Q Wf hp Jika effisiensi pompa 75 Maka daya aktual motor = 1 , 75 , 082 , = hp LC.20 Bak Penampung cake Filter Press I B-101 Bentuk : persegi panjang Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 25 Laju alir massa : 270,591 kgjam C ρ bahan : 1333.33 kgL Faktor Kelonggaran : 20 Perhitungan : a. Volume Bak Volume fltrat, V l 3 33 , 1333 1 270,591 m kg jam jam kg × = = 0,203 m Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,203 = 4,872 m 3 3 Volume bak, V b = 1 + 0,2 × 4,872 m 3 = 5,846 m b. Ukuran Bak Penampung 3 Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 23 Vb = p × l × t = 23 × x x = 3 846 , 5 2 3 3 × x = 2,062 m maka, panjang = 2,062 m lebar = 2,062 m tinggi = 1,381 m Universitas Sumatera Utara LC.21 Bak Penampung cake Filter Press II B-102 Bentuk : persegi panjang Kondisi Operasi : Tekanan : 1 atm Suhu : 25 Laju alir massa : 742,016 kgjam C ρ bahan : 1204,819 kgL Faktor Kelonggaran : 20 Perhitungan : a. Volume Bak Volume fltrat, V l 3 819 , 1204 1 742,016 m kg jam jam kg × = = 0,616 m Volume cake 1 hari proses = 24 × 0,616 = 14,784 m 3 3 Volume bak, V b = 1 + 0,2 × 14,784 m 3 = 17,741 m c. Ukuran Bak Penampung 3 Direncanakan, p : l : t = 1 : 1 : 23 Vb = p × l × t = 23 × x x = 3 17,741 2 3 3 × x = 2,985 m maka, panjang = 2,985 m lebar = 2,985 m tinggi = 1,999 m Universitas Sumatera Utara LC.22 Heater H-101 Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi HE : Tabel LC.13 Deskripsi Heater DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. Etanol Steam In Out In Out 2 Temperature T °C 30.00 80.00 200 200 o 86.00 F 176.00 392 392 3 Total Flow W kgh 4403,504 1758,315 lbh 8807,008 3868,293 4 Total Heat Transfer Q kkalh 1032225,933 Btuh 978357,565 5 Pass 1 2 6 Length L ft - 16 in - 192 7 OD Tubes in - 0.75 8 BWG - 10 9 Pitch Square in - 1 Mencari Δt 1 2 1 2 t t ln t t LMTD ∆ ∆ ∆ − ∆ = Kern, 1965 F LMTD o 84 86 392 176 392 ln 86 392 176 392 =     − − − − − = Koreksi LMTD CMTD CMTD Δt = LMTD × Ft 1 2 2 1 t t T T R − − = = 86 176 392 392 = − − 1 1 1 2 t T t t S − − = = 0,29 86 92 3 86 176 = − − Dikarenakan R = 0, maka F t CMTD Δt = 84 × 1 = 84 = 1 F Universitas Sumatera Utara Caloric Temperature T c dan t c 3925 2 392 92 3 2 T T T 2 1 c = + = + = 219 2 86 176 2 t t t 2 1 c = + = + = F Menghitung jumlah tubes yang digunakan F Dari Tabel 8. Kern, 1965, untuk heater fluida dingin medium organic- fluida panas steam, diperoleh U D = 50 – 100, faktor pengotor R d Diambil U = 0.003. D = 77 Btujam ⋅ft 2 a. Luas permukaan untuk perpindahan panas, ⋅°F 2 D ft 018 , 8 5 219 77 978357,565 Δt U Q A = × = × = Luas permukaan luar a ″ = 0.1963 ft 2 Jumlah tube, ft Tabel 10. Kern, 1965 47 , 18 ft ft 0.1963 ft 16 ft 018 , 8 5 a L A N 2 2 t = × = × = buah Nilai terdekat adalah 32 buah dengan ID shell = 8 in Tabel 9. Kern, 1965 b. Koreksi U D Dirt Overall Heat Transfer Coefficient t A Q U D ∆ ⋅ = A = 0.1963 × 16 × 32 = 100,506 ft 2 885 , 115 84 100,506 978357,565 = ⋅ = D U Btu h ft 2 Penentuan R F D

1 Flow Area a

design:

a. shell side