Tube side Volume tangki Spesifikasi Tangki

6. Bilangan Reynold N

Re

a. shell side

f s Gs De Re µ × = in 0.08 75 . 12 4 75 . 1 4 De 2 2 = ⋅ π ⋅ ⋅ π × = 481 , 33387 1.2 217 , 500812 08 . Re = × = s

b. tube side

µ × = Gt D Re t D = ID tube = 0.62 in Tabel 10. Kern, 1965 279 , 24120 1,645 568 , 767958 12 62 , Re = × = t Perhitungan Pressure Drop :

a. Shell side

s e 10 2 s s s D 10 22 . 5 1 N D G f 2 1 P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ Kern, 1965 untuk R e 481 , 33387 = , f = 0.0015 ft 2 in 2 Fig.29, Kern, 1965 N+1 = LB Kern, 1965 = 144 2.67 = 53,93 ΔP s ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP s

b. Tube side

dapat diterima. t 10 2 t t s ID 10 22 . 5 N L G f P φ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ Kern, 1965 untuk R e 279 , 24120 = , f = 0.00017 ft 2 in 2 Fig.26, Kern, 1965 461 , 1 1 0,6212 10 22 , 5 4 12 568 , 767958 0.00017 10 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ = ∆ t P psi psi 024 , 2 1 1.2 08 . 10 22 . 5 93 , 53 10 217 , 500812 0015 . 5 . 10 2 = ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅ × = ∆ s P Universitas Sumatera Utara 2 r g 2 V s n 4 P ⋅ = ∆ untuk G t 568 , 767958 = , 2 g 2 V = 0,078 Fig.27, Kern, 1965 624 , 0,078 1 4 4 = ⋅ ⋅ = ∆ r P psi r t T P P P ∆ + ∆ = ∆ psi P T 085 , 1 = ∆ ΔP T ≤ yang diperbolehkan adalah 10 psi, maka ΔP T dapat diterima. LC.14 Tangki Penampung Distilat T-103 Jenis sambungan : Double welded butt joints Tabel LC.11 Komposisi Distilat Komp. F ρ V V ρ camp EtOH 11058,766 0.789 14016,180 0.9682 0.7639 H2O 459,915 0.998 460,837 0.0318 0.0317 Total 11518,681 14477,017 1 0.7956 Kondisi operasi Temperatur = 81.14 °C : Tekanan = 1 atm Laju alir massa = 11518,681 kgjam Kebutuhan perancangan= 5 menit Faktor kelonggaran = 15 Densitas campuran = 0.795 kgL = 49,6301 lbft 3 Perhitungan:

a. Volume tangki

Volume larutan, V l 3 kgm 795 mnt 60 jam 1 mnt x 5 x kgjam 11518,681 = = 1,207 m Volume tangki, V 3 t = 1 + 0.15 × 1,207 m 3 = 1,388 m Fraksi volum = 1,207 1,388 = 0.869 3 Universitas Sumatera Utara Untuk Fraksi volum 0.869 maka HD = 0.815 Tabel 10.64, Perry, 1999 Volume tangki, V t       α α − α cos sin 30 . 57 LR 2 = Perry, 1999 Dimana cos α = 1-2HD cos α = 1-20.815 cos α = -0.63 α = 129,05 derajat Asumsi panjang tangki L t Maka, volume tangki, V = 2 m t       α α − α cos sin 30 . 57 LR 2 = 1,388 =       − 05 , 129 cos 05 , 129 sin 30 . 57 05 , 129 2 2 R R radius = 1,437 m D diameter = 2,874 m = 113,149 in H s tinggi cairan = 2,337 m = 7,667 ft

b. Spesifikasi Tangki

Tebal shell, Cc 1,2P 2SE PD t + − = Peters, 2003 P = P operasi + P h P h 6301 , 49 144 1 - 7,667 × = = 2,283 psi P = 14,696 + 2,283 × 1.15 = 19,526 psi faktor kelonggaran 15 Joint efficiency E = 0.85 Peters, 2003 Allowable stress S = 18750 psi Brownell,1959 Allowable corrosion Cc = 0.125 in10 thn Peters, 2003 Maka, tebal shell: in t 0.243 125 . psi 1,219,526 psi0,85 218750 in 113,149 psi 19,526 = + − = Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in Brownell,1959 psi , 144 1 H Ph s ρ − = Universitas Sumatera Utara Tebal head, Diameter tutup = diameter tangki = 2,874 m Ratio axis = L:D = 1: 4 L h 2,874 4 1 Hh ×       = ×       D D = = 0,718 m L t panjang tangki = L s + L h L s Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup ¼ in. panjang shell = 2 m – 20,718 m = 0,564 m LC.15 Pompa Refluks Destilasi P-105 Jenis : centrifugal pump Temperatur Kondisi operasi = 81,14 C Densitas larutan ρ = 0,7956 kgL = 49,6301 lbmft Viskositas larutan µ 3 = 0,420 cp = 0,00028 lb m Laju alir massa F ft ⋅s = 11164,389 kgjam = 6,202 lb m Laju alir volumetrik, Q = s ρ m = 3 lbmft 49,6301 lbms 6,202 = 0,125 ft 3

1. Perncanaan Pompa

s Diameter pipa ekonomis, D De = 3,9Q e 0,45 ρ = 3,9 0,125 0,13 0,45 49,6301 0,13 Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : = 2,542 in = 0,212 ft • Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 2,5 in = 0,208 ft • Diameter dalam = 2,469 in = 0,206 ft • Diameter luar = 2,875 in = 0,239 ft Luas penampang pipa dalam Ai = 0,03322 ft

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

2 Kecepatan rata-rata fluida, V Universitas Sumatera Utara V = s ft A Q 76 , 3 03322 , 125 , = = NRe = 286 , 137289 00028 , 76 , 3 206 , 6301 , 49 = × × = µ ρ V ID turbulen Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft Kekasaran relatif = 0007 , 206 , 00015 , = = ID ε Untuk aliran turbulen, f = 0041 , 286 , 137289 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 = 16 ft L 2 • 1 buah Tee LD = 30 = 1×13×0,206 = 2,678 ft L 3 • 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 = 1×50×0,206 = 10,3 ft L 4 • 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 58 = 1×28×0,206 = 5,768 ft L 5 ΣL = L = 1×58×0,206 = 11,948 ft 1 + L 2 + L 3 + L 4 + L 5

4. Menentukan Friksi, ΣF

= 46,694 ft ΣF = lbm lbf ft ID gc L V f 816 , 206 , 2 , 32 2 694 , 46 76 , 3 0041 , 4 2 4 2 2 = × × × × × = ∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -W

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ∆ + ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 13,5 ft -Wf = 14,316 lbm lbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 16 , 550 6301 , 49 125 , 316 , 14 550 = × × = − ρ Q Wf hp Universitas Sumatera Utara Jika effisiensi pompa 75 Maka daya aktual motor = 2 , 75 , 16 , = hp LC.16 Pompa I Destilasi P-106 Jenis : centrifugal pump Temperatur Kondisi operasi = 81,14 C Densitas larutan ρ = 0,795 kgL = 49,6301 lbmft Viskositas larutan µ 3 = 0,420 cp = 0,00028 lb m Laju alir massa F ft ⋅s = 354,292 kgjam = 0,197 lb m Laju alir volumetrik, Q = s ρ m = 3 lbmft 49,6301 lbms 0,197 = 0,0039 ft 3

1. Perncanaan Pompa

s Diameter pipa ekonomis, D De = 3,9Q e 0,45 ρ = 3,9 0,0039 0,13 0,45 49,6301 0,13 Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : = 0,534 in = 0,044 ft • Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 0,5 in = 0,042 ft • Diameter dalam = 0,622 in = 0,052 ft • Diameter luar = 0,840 in = 0,069 ft Luas penampang pipa dalam Ai = 0,00211 ft

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

2 Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 85 , 1 00211 , 0039 , = = NRe = 17050 00028 , 85 , 1 052 , 6301 , 49 = × × = µ ρ V ID turbulen Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft Kekasaran relatif = 0029 , 052 , 00015 , = = ID ε Universitas Sumatera Utara Untuk aliran turbulen, f = 0069 , 17050 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 = 20 ft L 2 • 3 buah elbow standart 90 = 1×13×0,052 = 0,676 ft o L LD = 30 3 • 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 = 3×30×0,052 = 4,68 ft L 4 • 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 58 = 1×28×0,052 = 1,456 ft L 5 ΣL = L = 1×58×0,052 = 3,016 ft 1 + L 2 + L 3 + L 4 + L 5

4. Menentukan Friksi, ΣF

= 29,828 ft ΣF = lbm lbf ft ID gc L V f 841 , 052 , 2 , 32 2 828 , 29 85 , 1 0069 , 4 2 4 2 2 = × × × × × = ∑

5. Kerja yang dibutuhkan, -W

-Wf = ΔZ f gc g + ρ P gc V ∆ + ∆ 2 2 + ΣF ΔZ diperkirakan 13 ft -Wf = 13,841 lbm lbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 005 , 550 6301 , 49 0039 , 841 , 13 550 = × × = − ρ Q Wf hp Jika effisiensi pompa 75 Maka daya aktual motor = 007 , 75 , 005 , = hp Universitas Sumatera Utara LC.17 Pompa II Destilasi P-107 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 = 4049,212 kgjam = 2,249 lb m Laju alir volumetrik, Q = s ρ m = 3 lbmft 68,7954 lbms 2,249 = 0,033 ft 3

1. Perncanaan Pompa

s Diameter pipa ekonomis, D De = 3,9Q e 0,45 ρ = 3,9 0,033 0,13 0,45 68,7954 0,13 Dari Appendix A-5 Geankoplis dipilih : = 1,456 in = 0,121 ft • Jenis pipa carbon stell, sch 40 • Diameter nominal = 1,5 in = 0,125 ft • Diameter dalam = 1,610 in = 0,134 ft • Diameter luar = 1,900 in = 0,158 ft Luas penampang pipa dalam Ai = 0,01414 ft

2. Pengecekan bilangan Reynold, NRe

2 Kecepatan rata-rata fluida, V V = s ft A Q 33 , 2 01414 , 033 , = = NRe = 636 , 195263 00011 , 33 , 2 134 , 68,7954 = × × = µ ρ V ID turbulen Untuk commercial stell, ε = 0,00015 ft Kekasaran relatif = 0011 , 134 , 00015 , = = ID ε Untuk aliran turbulen, f = 0037 , 636 , 195263 079 , Re 079 , 25 , 25 , = = N

3. Menentukan panjang ekivalen total pipa, ΣL

kelengkapan pipa Universitas Sumatera Utara • Panjang pipa lurus, L 1 • 1 buah gate valve fully open LD = 13 = 15 ft L 2 • 1 buah elbow standart 90 = 1×13×0,134 = 1,742 ft o L LD = 30 3 • 1 buah sharp edge entrance K= 0,5 ; LD = 28 = 1×30×0,134 = 4,02 ft L 4 • 1 buah sharp edge exit K= 1,0 ; LD = 58 = 1×28×0,134 = 3,752 ft L 5 ΣL = L = 1×58×0,134 = 7,772 ft 1 + L 2 + L 3 + L 4 + L 5

4. Menentukan Friksi, ΣF

= 32,286 ft ΣF = lbm lbf ft ID gc L V f 300 , 134 , 2 , 32 2 286 , 32 33 , 2 0037 , 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 = 5,300 lbm lbf

6. Daya pompa, Ws

Ws = 022 , 550 7954 , 68 033 , 300 , 5 550 = × × = − ρ Q Wf hp Jika effisiensi pompa 75 Maka daya aktual motor = 03 , 75 , 022 , = hp Universitas Sumatera Utara LC.18 Reboiler RB-101 Jenis : shell and tube exchanger Deskripsi : Tabel LC.12 Deskripsi Reboiler DESCRIPTION Unit SHELL SIDE TUBE SIDE Cold Fluid Hot Fluid 1 Fluid Type Camp. etanol steam In Out In Out 2 Temperature T °C 92.61 97.23 200 200 °F 198.698 207 392 392 3 Total Flow W kgh 15567,893 465,868 lbh 31135,786 1024,909 4 Total Heat Transfer Q kkalh 273489,846 Btuh 259217,339 5 Pass 1 2 6 Length L ft - 12 in - 144 7 OD Tubes in - 1 8 BWG - 10 9 Pitch Square in - 1.25 Mencari Δt 1 2 1 2 t t ln t t LMTD ∆ ∆ ∆ − ∆ = Kern, 1965 F LMTD o 190 198.698 392 207 392 ln 198.698 392 207 392 =     − − − − − = Koreksi LMTD CMTD CMTD Δt = LMTD × Ft 1 2 2 1 t t T T R − − = = 198.698 207 392 392 = − − 1 1 1 2 t T t t S − − = = 0.04 198.698 392 198.698 207 = − − R = 0, maka Ft = 1 CMTD Δt = 190 × 1 = 190 F Universitas Sumatera Utara 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