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