Volume Tangki Spesifikasi Tangki Silinder

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