Tebal shell, t =
929 ,
16 6
, 9
, 17500
2 1590
, 5
929 ,
16 −
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ 15 × 0,0125 =
0,19 in
Digunakan tebal shell standart 316 in.
b. Tebal tutup Tebal tutup dianggap sama dengan tebal shell karena terbuat dari bahan yang
sama = 316 in.
LC.5 Tangki Penyimpanan Etanol T-104
Jenis Sambungan : double welded butt joints
Jumlah :
2 unit
Kondisi Operasi :
Tekanan : 1 atm
Suhu : 25
C Laju alir massa
: 118,036 kgjam ρ bahan
: 318 kgm
3
Perry, 1999
19,852 lbmft³
Kebutuhan rancangan : 15 hari Faktor Kelonggaran : 20
Perhitungan:
a. Volume Tangki
Volume larutan, V
l
=
3
318 24
15 036
, 118
m kg
jam hari
jam kg
× ×
= 133,6257 m
3
Volume larutan untuk 1 tangki = 133,6257 2 = 66,8129 m
3
Volume tangki, V
t
= 1 + 0,2 × 66,8129 m
3
= 80,1755 m
3
b. Spesifikasi Tangki Silinder
Shell
V
s
= H
4 D
2
π , diambil D = H
Brownell, 1959
maka, V
s
= 4
D
3
π
Tutup Elipsoidal elipsoidal head
minor ratio axis = 2: 1 V
h
= 24
D
3
π Brownell,
1959 H
h
= 16
D Brownell,
1959
Tangki
V
t
= V
s
+ V
h
Vt =
4 D
3
π +
24 D
3
π
V
t
= 0,9812 D3 80,1755
= 0,861 D
3
– 0,0048 D
= 4,5326 m = 178,4485 in H
= 4,5326 m H
h
= 0,2833 m
Tebal Silinder dan Tutup Tangki
Tinggi cairan dalam tangki, H
s
=
2
5326 ,
4 66,8129
4 ×
× π
= 4,1428 m = 13,5917 ft
Tebal shell, Cc
1,2P 2SE
PD t
+ −
= Peters, 2003
P = P
operasi
+ P
h
psi ,
144 1
H Ph
s
ρ −
=
P
h
= 852
, 19
144 1
- 13,5917
× = 1,7359 psi
P = 14,696 + 1,7359 × 1,2 = 19,7183 psi faktor
kelonggaran 20
Joint efficiency E = 0,85 Peters, 2003
Allowable stress S = 18.750 psi Brownell,1959
Allowable corrosion Cc = 0,02 inthn Perry, 1999
= 0,2 in untuk 10 tahun Maka, tebal shell:
in t
0,310 2
. psi
3 1,219,718
psi0,85 218.750
in 178,4485
psi 19,7183
= +
− =
Tebal shell standar yang digunakan = 38 in Brownell,1959
Tebal elips head,
Cc 0.2P
2SE PD
t +
− =
Walas, 1988
in t
0,310 2
. psi
3 1,219,718
psi0,85 218.750
in 178,4485
psi 19,7183
= +
− =
Tebal head standar yang digunakan = 38 in Brownell,1959
LC.6 Filter Press I FP-101
Jenis :
plate and
frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25
o
C, P = 1 atm Laju umpan
: 445 kgjam
1. Filtrat • laju filtrat, Ff = 354,802 kg
• densitas filtrat, ρ
f
Komponen Massa kg
xi ρ kgm
3
Glukosa 96,565
0,2722 1180
Sukrosa 152,145
0,4288 1514
Air 106,092 0,2990 998
Σ 354,802 1
ρ
camp
=
998 2990
, 1514
4288 ,
1180 2722
, 1
+ +
= 1250 kgm
3
volume filtrat, V
f
=
3
2838 ,
1250 802
, 354
m F
f f
= =
ρ
2. Cake • laju alir cake, Fc = 90,197 kg
• densitas cake, ρ
c
Komponen Massa kg
xi ρ kgm
3
Abu 78,409 0,8693 1395,5 Air 11,788
0,1307 998 Σ 90,197 1
ρ
camp
= 998
1307 ,
5 ,
1395 8963
, 1
+ = 1428,5714 kgm
3
= 89,1826 lbmft
3
volume cake, V
c
=
3
0631 ,
5714 ,
1428 197
, 90
m F
c c
= =
ρ Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A1-
ε ρ
c
= V
f
+ ε × L × A ρ
f
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
− W W
1
Prabhudesai, 1984 Dimana:
L : tebal cake pada frame
A : luas efektif penyaringan
ρ
c
: densitas cake, kgm
3
ρ
f
: densitas filtrat, kgm
3
W : fraksi massa cake dalam umpan
ε : porositas
cake Waktu proses, t
p
direncanakan selama 1 jam • tebal cake, L = 200 mm 20 cm
Ulrich, 1984 diasumsikan tebal cake, L = 5 cm = 0,05 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m
3
• W = 2027
, 445
197 ,
90 =
= umpan
alir laju
cake massa
alir laju
• Porositas cake, ε = 1725
, 1826
, 89
8 ,
73 1
8 ,
73 1
= −
= −
cake
ρ Luas efektif penyaringan, A
0,05 A 1 – 0,1725 1428,5714 =
{ }
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
− ×
+ 2027
, 1
2027 ,
1250 05
, 1725
, 2838
, A
59,1071 A = 7913
, 317
10 .
625 ,
8 2838
,
3
A
−
+ 59,1071 A = 90,1892 + 2,7409 A
A = 1,6000 m
2
Faktor keamanan, fk = 10
Maka luas plate = 1 + fk A = 1,7600 m
2
Jumlah plate yang dibutuhkan =
= 2
, 7600
, 1
8,8 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 9 buah
LC.7 Filter Press II FP-102
Jenis :
plate and
frame filter
Kondisi penyimpanan : T = 25
o
C, P = 1 atm Laju umpan
: 1715,1100 kgjam
1. Filtrat • laju filtrat, Ff = 1467,774 kg
• densitas filtrat, ρ
f
Komponen Massa kg
xi ρ kgm
3
Glukosa 25,676
0,0175 1180
Etanol 118,036
0,0804 789
Air 1324,062 0,9021 998
Σ 1467,774 1
ρ
camp
=
998 9021
, 789
0804 ,
1180 0175
, 1
+ +
= 990,0990 kgm
3
volume filtrat, V
f
=
3
4824 ,
1 0990
, 990
774 ,
1467 m
F
f f
= =
ρ
2. Cake • laju alir cake, Fc = 247,336 kg
• densitas cake, ρ
c
Komponen Massa kg
xi ρ kgm
3
Saccharomyces 100,219 0,4052
1670,1 Air 147,117
0,5948 998 Σ 247,336 1
ρ
camp
= 998
5948 ,
1 ,
1670 4052
, 1
+ = 1250 kgm
3
= 78,0348 lbmft
3
volume cake, V
c
=
3
1979 ,
1250 336
, 247
m F
c c
= =
ρ Perhitungan :
Luas penyaringan efektif, A dihitung menggunakan persamaan : L×A1-
ε ρ
c
= V
f
+ ε × L × A ρ
f
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
− W W
1
Prabhudesai, 1984 Dimana:
L : tebal cake pada frame
A : luas efektif penyaringan
ρ
c
: densitas cake, kgm
3
ρ
f
: densitas filtrat, kgm
3
W : fraksi massa cake dalam umpan
ε : porositas
cake Waktu proses, t
p
direncanakan selama 1 jam • tebal cake, L = 200 mm 20 cm
Ulrich, 1984 diasumsikan tebal cake, L = 1 cm = 0,01 m
• luas permukaan plate direncanakan = 0,2 m
3
• W = 1442
, 1100
, 1715
336 ,
247 =
= umpan
alir laju
cake massa
alir laju
• Porositas cake, ε = 0543
, 0348
, 78
8 ,
73 1
8 ,
73 1
= −
= −
cake
ρ Luas efektif penyaringan, A
0,05 A 1 – 0,0543 1250 =
{ }
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
− ×
+ 1442
, 1
1442 ,
0990 ,
990 01
, 0543
, 4824
, 1
A 11,8212 A =
8317 ,
166 10
. 43
, 5
4824 ,
1
4
A
−
+ 11,8212 A = 247,3113 + 0,0906 A
A = 21,0825 m
2
Faktor keamanan, fk = 10 Maka luas plate
= 1 + fk A = 23,1907 m
2
Jumlah plate yang dibutuhkan =
= 2
, 1907
, 23
115,95 buah Digunakan jumlah plate sebanyak 116 buah
LC.8 Pompa I P-101
Jenis :
centrifugal pump
Laju alir masuk : 445 kgjam : 0,2472 lbms
Densitas, ρ
: 1248,439 kgm
3
= 77,94 lbmft
3
Viskositas, μ
: 14,8851 cp : 0,00998 lbmft s Laju alir volumetrik,Q:
Q = s
ft m
3
00317 ,
94 ,
77 2472
, =
= ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
e
De = 3,9Q
0,45
ρ
0,13
= 3,9 0,00317
0,45
77,94
0,13
= 0,516 in = 0,0430 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : • Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 0,5 in = 0,0416 ft
• Diameter dalam = 0,622 in
= 0,0518 ft • Diameter luar
= 0,840 in = 0,0699 ft
Luas penampang pipa dalam Ai = 0,00211 ft
2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V V
= s
ft A
Q 5023
, 1
00211 ,
00317 ,
= =
NRe =
738 ,
607 00998
, 5023
, 1
0518 ,
94 ,
77 =
× ×
= μ
ρ V
ID laminar
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif =
0029 ,
0518 ,
00015 ,
= =
ID ε
Untuk aliran laminar, f = 026
, 738
, 607
16 Re
16 =
= N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L
1
= 10 ft
• 2 buah gate valve fully open LD = 13 L
2
= 2×13×0,0518 = 1,3468 ft
• 3 buah elbow standart 90
o
LD = 30 L
3
= 3×30×0,0518 = 4,662 ft
• 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 L
4
= 1×28×0,0518 = 1,4504 ft
• 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 58 L
5
= 1×58×0,0518 = 3,0044 ft
ΣL = L
1
+ L
2
+ L
3
+ L
4
+ L
5
= 20,4636 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbm
lbf ft
ID gc
L V
f 4398
, 1
0518 ,
2 ,
32 2
4636 ,
20 5023
, 1
026 ,
4 2
4
2 2
= ×
× ×
× ×
= ∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
f
-Wf =
ΔZ gc
g +
ρ P
gc V
Δ +
Δ 2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 2 ft -Wf
= 3,4398
lbm lbf
6. Daya pompa, Ws
Ws =
0015 ,
550 94
, 77
00317 ,
4398 ,
3 550
= ×
× =
− ρ
Q Wf
hp Jika effisiensi pompa 75
Maka daya aktual motor = 002
, 75
, 0015
, =
hp
LC.9 Pompa II P-102
Jenis :
centrifugal pump
Laju alir masuk : 1727,944 kgjam
: 0,9599 lbms Densitas,
ρ : 1025,0452 kgm
3
= 63,9913 lbmft
3
Viskositas, μ
: 0,9004 cp : 0,0006 lbmft s
Laju alir volumetrik,Q:
Q = s
ft m
3
015 ,
9913 ,
63 9599
, =
= ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
e
De = 3,9Q
0,45
ρ
0,13
= 3,9 0,015
0,45
63,9913
0,13
= 1,0118 in = 0,0843 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : • Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in
= 0,0874 ft • Diameter luar
= 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam Ai = 0,00600 ft
2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V V
= s
ft A
Q 5
, 2
00600 ,
015 ,
= =
NRe =
4984 ,
23303 0006
, 5
, 2
0874 ,
9913 ,
63 =
× ×
= μ
ρ V
ID turbulen
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif =
0017 ,
0874 ,
00015 ,
= =
ID ε
Untuk aliran turbulen, f = 00639
, 4984
, 23303
079 ,
Re 079
,
25 ,
= =
N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L
1
= 10 ft • 2 buah gate valve fully open LD = 13
L
2
= 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90
o
LD = 30 L
3
= 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 39 L
4
= 1×39×0,0874 = 3,4086 ft
• 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 78 L
5
= 1×78×0,0874 = 6,8172 ft
ΣL = L
1
+ L
2
+ L
3
+ L
4
+ L
5
= 30,3642 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbm
lbf ft
ID gc
L V
f 8616
, 0874
, 2
, 32
2 3642
, 30
5 ,
2 00639
, 4
2 4
2 2
= ×
× ×
× ×
= ∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
f
-Wf =
ΔZ gc
g +
ρ P
gc V
Δ +
Δ 2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf
= 4,3614
lbm lbf
6. Daya pompa, Ws
Ws =
0076 ,
550 9913
, 63
015 ,
3614 ,
4 550
= ×
× =
− ρ
Q Wf
hp Jika effisiensi pompa 75
Maka daya aktual motor = 0101
, 75
, 0076
, =
hp
LC.10 Pompa III P-103
Jenis :
centrifugal pump
Laju alir masuk : 1614,891 kgjam
: 0,8971 lbms Densitas,
ρ : 976,7791 kgm
3
= 60,9782 lbmft
3
Viskositas, μ
: 1,0512 cp : 0,0007 lbmft s
Laju alir volumetrik,Q: Q =
s ft
m
3
0147 ,
9782 ,
60 8971
, =
= ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
e
De = 3,9Q
0,45
ρ
0,13
= 3,9 0,0147
0,45
60,9782
0,13
= 0,9964 in = 0,0830 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : • Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in
= 0,0874 ft • Diameter luar
= 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam Ai = 0,00600 ft
2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V V
= s
ft A
Q 45
, 2
00600 ,
0147 ,
= =
NRe =
2314 ,
18653 0007
, 45
, 2
0874 ,
9782 ,
60 =
× ×
= μ
ρ V
ID turbulen
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif =
0017 ,
0874 ,
00015 ,
= =
ID ε
Untuk aliran turbulen, f = 00676
, 2314
, 18653
079 ,
Re 079
,
25 ,
= =
N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L
1
= 10 ft • 2 buah gate valve fully open LD = 13
L
2
= 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90
o
LD = 30 L
3
= 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 L
4
= 1×28×0,0874 = 2,4472 ft
• 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 78 L
5
= 1×58×0,0874 = 5,0692 ft
ΣL = L
1
+ L
2
+ L
3
+ L
4
+ L
5
= 27,6548 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbm
lbf ft
ID gc
L V
f 7975
, 0874
, 2
, 32
2 6548
, 27
45 ,
2 00676
, 4
2 4
2 2
= ×
× ×
× ×
= ∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
f
-Wf =
ΔZ gc
g +
ρ P
gc V
Δ +
Δ 2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf
= 4,2975
lbm lbf
6. Daya pompa, Ws
Ws =
007 ,
550 9782
, 60
0147 ,
2975 ,
4 550
= ×
× =
− ρ
Q Wf
hp Jika effisiensi pompa 75
Maka daya aktual motor = 009
, 75
, 007
, =
hp
LC.11 Pompa IV P-104
Jenis :
centrifugal pump
Laju alir masuk : 1467,774 kgjam
: 0,8154 lbms Densitas,
ρ : 984,3814 kgm
3
= 61,4528 lbmft
3
Viskositas, μ
: 1,0831 cp : 0,00073 lbmft s
Laju alir volumetrik,Q: Q =
s ft
m
3
0132 ,
4528 ,
61 8154
, =
= ρ
1. Perncanaan Pompa
Diameter pipa ekonomis, D
e
De = 3,9Q
0,45
ρ
0,13
= 3,9 0,0132
0,45
61,4528
0,13
= 0,9502 in = 0,0792 ft
Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : • Jenis pipa carbon stell, sch 40
• Diameter nominal = 1 in = 0,0833 ft
• Diameter dalam = 1,049 in
= 0,0874 ft • Diameter luar
= 1,315 in = 0,096 ft
Luas penampang pipa dalam Ai = 0,00600 ft
2
2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe
Kecepatan rata-rata fluida, V
V =
s ft
A Q
2 ,
2 00600
, 0132
, =
=
NRe =
4991 ,
16186 00073
, 2
, 2
0874 ,
4528 ,
61 =
× ×
= μ
ρ V
ID turbulen
Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft
Kekasaran relatif =
0017 ,
0874 ,
00015 ,
= =
ID ε
Untuk aliran turbulen, f = 0017
, 4991
, 16186
079 ,
Re 079
,
25 ,
= =
N
3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL
kelengkapan pipa • Panjang pipa lurus, L
1
= 10 ft • 2 buah gate valve fully open LD = 13
L
2
= 2×13×0,0874 = 2,2724 ft
• 3 buah elbow standart 90
o
LD = 30 L
3
= 3×30×0,0874 = 7,866 ft
• 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 L
4
= 1×28×0,0874 = 2,4472 ft
• 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 78 L
5
= 1×58×0,0874 = 5,0692 ft
ΣL = L
1
+ L
2
+ L
3
+ L
4
+ L
5
= 27,6548 ft
4. Menentukan Friksi, ΣF
ΣF = lbm
lbf ft
ID gc
L V
f 6658
, 0874
, 2
, 32
2 6548
, 27
2 ,
2 007
, 4
2 4
2 2
= ×
× ×
× ×
= ∑
5. Kerja yang dibutuhkan, -W
f
-Wf =
ΔZ gc
g +
ρ P
gc V
Δ +
Δ 2
2
+ ΣF
ΔZ diperkirakan 3,5 ft -Wf
= 4,1658
lbm lbf
6. Daya pompa, Ws
Ws =
0061 ,
550 4528
, 61
0132 ,
1658 ,
4 550
= ×
× =
− ρ
Q Wf
hp
Jika effisiensi pompa 75 Maka daya aktual motor =
008 ,
75 ,
0061 ,
= hp
LC.12 Menara Destilasi KD-101
Jenis : sieve-tray
Kondisi Operasi : Temperatur :
92.61 C
Tekanan : 1 atm
Data : Dari perhitungan neraca massa, didapat:
light key LK = etanol
heavy key HK = air
R
DM
= 20,977 X
HF
= 0,965 R
D
= 31,466 X
LF
= 0,034 X
LW
= 0,002 D = 118,036 kgjam
X
HW
= 0,997 W = 1349,738 kgjam
X
HD
= 0,096 α
LD
= 2.301 X
LD
= 0,904 α
LW
= 2.239
Mencari tahap minimum dengan menggunakan persamaan :
log ]
W X
W X
D X
D X
log[ N
av ,
L LW
HW HD
LD m
α =
Geankoplis, 1997
dimana
LW LD
av ,
L
. α
α =
α 2.27
2.239 301
. 2
av ,
L
= ⋅
= α
3134 ,
10 27
. 2
] 002
. 997
. 096
. 904
. log[
= =
m
N ≈ 11 tahap
⎥⎦ ⎤
⎢⎣ ⎡
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛ −
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ +
− =
+ −
=
5 .
m
X 1
X X
2 .
117 11
X 4
. 54
1 exp
1 1
N N
N Y
Walas, 1988
dimana,
1 R
R R
X
d dm
d
+ −
=
0.3231 1
31,466 977
, 20
31,466 =
+ −
= X
0.4206 0.3231
1 0.3231
0.3231 2
. 117
11 0.3231
4 .
54 1
exp 1
5 .
= ⎥⎦
⎤ ⎢⎣
⎡ ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ −
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
⋅ +
⋅ +
− =
Y
tahap 20
711 .
19 0.4206
1 0.4206
11 1
1
= =
− +
= −
+ =
+ −
=
N Y
Y N
N N
N N
Y
m m
Maka, jumlah tahap teoritis = 20 tahap = 19 tray teoritis + 1 reboiler Efisiensi tray 85, maka jumlah tray =
353 .
22 85
. 19 =
≈ 23 trays = 24 tahap
Penentuan Umpan Masuk dengan persamaan:
⎥ ⎥
⎦ ⎤
⎢ ⎢
⎣ ⎡
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
=
2 HD
LW LF
HF
X X
D W
X X
log 206
. Ns
Ne log
Geankoplis, 1997
⎥ ⎥
⎦ ⎤
⎢ ⎢
⎣ ⎡
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
=
2
0.096 0.002
036 ,
118 738
, 1349
0.034 0.965
log 206
. log
Ns Ne
-0.1762 log
= Ns
Ne
0.931 =
Ns Ne
N
e
= 0.728 N
s
N = N
e
+ N
s
24 = 0.728 N
s
+ N
s
N
s
= 13 N
e
= 24 – 13 = 11 Jadi, umpan masuk pada piring ke – 11 dari atas.
Disain kolom Destilasi
Direncanakan :
Jarak tray t = 0.4 m
Treybal, 1984 Hole diameter d
o
= 6 mm Treybal, 1984
Space between hole center p’= 12 mm Treybal, 1984
Weir height h
w
= 5 cm Treybal, 1984
Pitch = triangular ¾ in Treybal,
1984 Data :
Suhu dan tekanan pada destilasi adalah 365.610 K dan 1 atm
Tabel Komposisi bahan pada alur Vd
Komponen alur Vdkmoljam
mol Mr
mol x Mr EtOH
79,859 0.904 46.070
41.647 H2O
8,481 0.096 18.016
1.729 Avg.mol wieght
88,34 43.376
Laju alir gas G` = 88,34 kmoljam = 0.0245 kmols ρ
v
=
610 .
365 273
4 .
22 376
. 43
×
= 1.446 kgm
3
Laju alir volumetrik gas Q =
273 610
. 365
4 .
22 0245
. ×
×
= 0.7349 m
3
s
Tabel Komposisi bahan pada alur Lb
bahan F kgjam N kmoljam
Ρ kgm3 V m
3
vol ρ kgm3
EtOH 18,123 0,3934 511.79 0,0354 0.0102 5,2215
H2O 5064,283 281,0992 1614.23 3,1373 0.9039
1459,111 Glukosa 98,557
0.5475 330.63 0,2981 0.0859 28,3960
Total 5180,964 282,0401 3,4708 1 1492,7286
Laju alir massa cairan L` = 5180,964 kgjam = 1.4391 kgs Laju alir volumetrik cairan q =
7286 ,
1492 1.4391
= 0.00096 m
3
s
Surface tension σ = 0.04 Nm
Lyman, 1982
2 o
a o
p d
907 .
A A
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
=
2 a
o
0.0120 0.006
907 .
A A
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
=
= 0.2268
2 1
2 1
V L
1.446 1492.7286
0.7349 0.00096
ρ ρ
Q q
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
= ⎟⎟⎠
⎞ ⎜⎜⎝
⎛
= 0.04 ≈ 0.1
dikarenakan nilainya kurang dari 0.1, maka digunakan 0.1 Treybal,1984.
α = 0.0744t + 0.01173 = 0.07440.4 + 0.01173 = 0.04149 β = 0.0304t + 0.05 = 0.03040.4 + 0.05 = 0.02716
C
F
=
2 ,
V L
0.02 σ
β ρ
qQ ρ
1 log
α ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ ⎥
⎦ ⎤
⎢ ⎣
⎡ +
⋅
=
2 ,
0.02 0.04
0.02716 1.342
1 log
0.04149 ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ ⎥⎦
⎤ ⎢⎣
⎡ +
= 0.02511 V
F
=
5 ,
V V
L F
ρ ρ
ρ C
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛ −
=
5 ,
1.446 1.446
1492.7286 0.02511
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
−
= 0,8064 ms Asumsi 80 kecepatan luapan
Treybal, 1984 V = 0.8 × 0,8064 = 0,6451 ms
A
n
=
0,6451 0.7349
= 1,1392 m
2
Untuk W = 0,7T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas daerah semburan bawah sebesar 8,8.
A
t
=
1,2491 088
, 1
1,1392 = −
m
2
Column Diameter T = [41,2491 π]
0.5
= 1,2614 m = 49,6613 in Weir length W = 0.71,2614 = 0.883 m
Downsput area A
d
= 0.0881,2491 = 0.1099 m
2
Active area A
a
= A
t
– 2A
d
= 1,2491 – 20.1099 = 1,0293 m
2
Tinggi puncak h
1
Misalkan h
1
= 0.025 m h
1
T = 0.0251,2614 = 0.0198
2 1
5 ,
2 2
2 eff
W T
T h
2 1
W T
W T
W W
⎪⎭ ⎪
⎬ ⎫
⎪⎩ ⎪
⎨ ⎧
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ ⎥
⎥ ⎦
⎤ ⎢
⎢ ⎣
⎡ −
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
− ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ =
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
Treybal,1984
2 5
, 2
2 2
eff
0.883 1,2614
1,2614 0.025
2 1
0.883 0.2614
0.883 1,2614
W W
⎪⎭ ⎪
⎬ ⎫
⎪⎩ ⎪
⎨ ⎧
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ ⎥
⎥ ⎦
⎤ ⎢
⎢ ⎣
⎡ −
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
− ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ =
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
{ }
2 2
eff
1.4285 0.0198
2 0201
, 1
2,0407 W
W +
− =
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
0.8815 W
W
eff
= ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛
3 2
eff 3
2 1
W W
W q
666 .
h ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛ =
3 2
3 2
1
0.9388 0.883
0.00096 666
. h
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
=
m 0.0067
h
1
=
perhitungan diulangi dengan memakai nilai h
1
= 0.0067 m hingga nilai h
1
konstan pada nilai 0.0069 m.
Perhitungan Pressure Drop
Dry pressure drop A
o
= 0.2268 × 1,0293 = 0.2334 m
2
u
o
=
1487 ,
3 0.2334
0.7349 A
Q
o
= =
C
o
=
25 .
o
l d
09 .
1 ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛
untuk h
o
= 6 mm, ld
o
= 0.32 Tabel 6.2, Treybal, 1984 C
o
=
1.4492 32
. 1
09 .
1
25 .
= ⎟
⎠ ⎞
⎜ ⎝
⎛
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
=
L v
2 o
2 o
d
ρ ρ
C u
. 51
h
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
= 1492,7286
1.446 1.4492
3,1487 .
51 h
2 2
d
m 00023
. mm
2332 ,
h
d
= =
Hydraulic head
1,0293 0.7349
A Q
V
a a
= =
= 0,7140 ms
2 0.883
1,2614 2
W T
z +
= +
=
= 1,0722 m
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ −
+ =
z q
225 .
1 ρ
V h
238 .
h 725
. 0061
. h
5 ,
V a
w w
L
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
+ −
+ =
1,0722 0.00096
225 .
1 1401.446
0.050,7 238
, 0.05
725 .
0061 .
h
5 ,
L
m 0.0332
h
L
=
Residual pressure drop
g d
ρ g
σ 6
h
o L
c R
=
8 0.0069.
1492,7286 1
0.04 6
h
R
=
= 0.0027 m Total gas pressure drop
h
G
= h
d
+ h
L
+ h
R
h
G
=
00023 .
+ 0.0332 + 0.0027 h
G
= 0.03613 m Pressure loss at liquid entrance
A
da
= 0.025 W = 0.022 m
2 2
da 2
A q
g 2
3 h
⎟⎟⎠ ⎞
⎜⎜⎝ ⎛
=
2 2
0.022 0.00096
g 2
3 h
⎟ ⎠
⎞ ⎜
⎝ ⎛
=
= 0.00029 m Backup daerah semburan bawah
h
3
= h
G
+ h
2
h
3
= 0.03613 + 0.00029 h
3
= 0.03642 m
Pengecekan luapan h
w
+ h
1
+ h
3
= 0.05 + 0.0069 + 0.03642 h
w
+ h
1
+ h
3
= 0.09332 m t2 = 0.42 = 0.2 m
karena nilai h
w
+ h
1
+ h
3
lebih kecil dari t2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi luapan.
Spesifikasi kolom destilasi
Tinggi kolom = 24 × 0.4 m = 9.6 m
Tinggi tutup =
2614 ,
1 4
1
= 0.3153 m
Tinggi total = 9.6 + 20.3153 = 10,2306 m
Tebal tray =
o o
d d
l ×
=
6 167
. ×
= 1,002 mm Tekanan operasi = 1 atm = 14.694 psi
Faktor kelonggaran = 20 Maka, P
design
= 1.2 14.694 = 17,6352 psi Joint efficiency
= 0.85 Brownell,1959
Allowable stress = 12650 psia
Brownell,1959 Tebal shell tangki:
1,2P -
2SE PD
t =
2 1.217,635
- .85
2126500 49,6613
17,6352 t
= = 0.0407 in
Faktor korosi = 0.125 in Maka tebal shell yang dibutuhkan
= 0.0407 in + 0.125 in = 0.1657 in Tebal shell standar yang digunakan = 316 in Brownell,1959
LC.13 Kondensor K-101
Jenis : shell and tube exchanger
Deskripsi :
Tabel Deskripsi
Kondensor
DESCRIPTION Unit
SHELL SIDE TUBE SIDE
Hot Fluid Cold Fluid
1
Fluid Type Camp. etanol
Cold water In Out In Out
Temperature T °C 92.61
81.14 25 50
2 °F
199 178 77 122 3
Total Flow W
kgh 3831.230 9528,40
lbh 8428.706 20962,48 kJh
99571,679 4
Total Heat Transfer Q
Btuh 94375,371
5
Pass
1 4
Length L
Ft - 12
6 In
- 144
7 OD Tubes
In - 0.75
8
BWG -
16
9 Pitch Square
In - 1
Mencari Δt
1 2
1 2
t t
ln t
t LMTD
Δ Δ
Δ −
Δ =
Kern, 1965
untuk aliran
counter :
1 2
2 2
1 1
t T
t t
T t
− =
Δ −
= Δ
Keterangan : T
1
T
2
= Suhu masuk dan keluar fluida panas, F
t
1
t
2
= Suhu masuk dan keluar fluida dingin, F
F 88.32
77 178
122 199
ln 77
178 122
199 LMTD
o
= ⎟⎟⎠
⎞ ⎜⎜⎝
⎛ −
− −
− −
=
Koreksi LMTD CMTD CMTD
Δt = LMTD × Ft
1 2
2 1
t t
T T
R −
− =
= 0.46
77 122
178 199
= −
−
1 1
1 2
t T
t t
S −
− =
= 0.37
178 199
77 122
= −
−
Dari Fig. 18, Kern, 1988 didapat Ft = 0.97 CMTD
Δt = 88.32 × 0.97 = 85.67 F
Caloric Temperature T
c
dan t
c
188.5 2
178 199
2 T
T T
2 1
c
= +
= +
=
F
5 .
99 2
122 77
2 t
t t
2 1
c
= +
= +
=
F
Menghitung jumlah tubes yang digunakan
Dari Tabel 8. Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh U
D
=75 – 150, faktor pengotor R
d
= 0,003 Diambil U
D
=90 Btujam ⋅ft
2
⋅°F a. Luas permukaan untuk perpindahan panas,
2 D
ft 2402
, 12
85.67 90
94375,371 Δt
U Q
A =
× =
× =
Luas permukaan luar a ″ = 0.1963 ft
2
ft Tabel 10. Kern, 1965
Jumlah tube, 20
, 5
ft ft
0.1963 ft
12 ft
12,2402 a
L A
N
2 2
t
= ×
= ×
= buah
Nilai terdekat adalah 20 buah dengan ID shell = 8 in Tabel 9. Kern, 1965 b. Koreksi U
D
Koefisien menyeluruh kotor t
A Q
U
D
Δ ⋅
= A = 0.1963 × 12 × 20 = 47,112 ft
2
383 ,
23 85,67
47,112 94375,371 =
⋅ =
D
U Btu h ft
2
F Penentuan R
D
design:
1. Flow Area a
a. shell side