Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Butiraldehid Dari Propena Dan Gas Campuran Hidrogen-Karbon Monoksida Dengan Reaksi Hidroformilasi Katalis Rhodium Termodifikasi PPH3 Dan Silika Dengan Kapasitas 33.000 Ton/Tahun

  

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

LA.1 Perhitungan Pendahuluan

  Perancangan pabrik pembuatan butiraldehid dilaksanakan untuk kapasitas produksi 33000 ton/tahun dengan ketentuan sebagai berikut: 1 tahun operasi = 340 hari kerja 1 hari kerja = 24 jam Basis = 1 jam operasi Maka kapasitas produksi tiap jam adalah:

  = 33 . 000 ton 1 tahun x

  1.000 kg 1 ton x 1 tahun

  340 hari x 1 hari 24 jam

  = 4.044,1183 kg/jam Berat molekul (Merk, 2008; Wikipedia, 2012);

  Propena = 42,0804 kg/kmol Propana = 44,0962 kg/kmol Karbon Monoksida = 28,01 kg/kmol Hidrogen = 2,0158 kg/kmol n-butiraldehid = 72,1062 kg/kmol i-butiraldehid = 72,1062 kg/kmol Rhodium = 102,9055 kg/kmol Triphenilphosphine = 262,29 kg/kmol

  LA.2 Laju Komposisi Umpan

  Reaktan yang digunakan untuk menghasilkan n- dan i-butiraldehid adalah propena. Dari perhitungan mundur diperoleh laju alir propena pada alur 1 adalah 55,0995 kmol. Komposisi umpan masuk (N

  1

  ) adalah 96,5% propena dan 3,5% propana. Basis perhitungan : N = 55,0995 kmol

  N

  = 55,0995 kmol x 0,035/0,965 = 1,9984 kmol

  2CH CH=CH + 2CO + 2H CH CH CHO + (CH ) CHCHO

  3

  2

  2

  

3

  2

  2

  3

  2

  → CH

  2CH

  3 H 8 + 2CO

  3 CH

  2 CH

  2 CHO + (CH 3 )

  2 CHCHO

  → CH Menurut reaksi diatas maka kebutuhan CO adalah:

  N = N N +

  = 55,0995 kmol + 1,9984 kmol = 57,0980 kmol

  Perbandingan : = 49 : 51 maka :

  N N

  =

  N N x

  = 57,0980 kmol x 51/49 = 59,4285 kmol

  LA.3 Reaktor 101

  Fungsi reaktor packed bed untuk mereaksikan propena dan gas campuran (CO dan H 2 ) menjadi gas n-butiraldehid dan iso butiraldehid.

  7 R-101

  6

  5 Laju Alir Mol Masuk Reaktor:

  = 55,0995 kmol

  N N = 1,9984kmol

  = 57,0980 kmol

  N

  Laju Alir Keluar: Konversi propena dan propana 100% (Kim, dkk. 2010) dengan reaksi pembentukan butiraldehid seperti berikut:

  2CH CH=CH + 2CO + 2H CH CH CHO + (CH ) CHCHO

  3

  2

  2

  

3

  2

  2

  3

  2

  → CH Propena gas campuran n-butiraldehid i-butiraldehid

  2CH

  3 H 8 + 2CO

  3 CH

  2 CH

  2 CHO + (CH 3 )

  2 CHCHO

  → CH Propana karbon monoksida n-butiraldehid i-butiraldehid

  R

  1 (Laju pembentukan n- dan i-butiraldehid) = 1 x 55,0995 kmol

  = 55,0995 kmol R (Laju pembentukan n- dan i-butiraldehid) = 1 x 1,9984 kmol

  2

  = 1,9984 kmol =

  N N R

  − σ = 55,0995 kmol – (1)(55,0995 kmol) = 0

  N = N R

  − σ = 1,9984 kmol – (1)(1,9984 kmol) = 0 =

  N N R R

  − σ − σ = 57,0980 kmol – (1)(55,0995 kmol) – (1)(1,9984 kmol) = 0 =

  N N R

  − σ = 59,4285 kmol – (1)(55,0995 kmol) = 4,3290 kmol

  = R + R

  N

  1

  2

  = 55,0995 kmol + 1,9984 kmol Perbandingan pembentukan n- dan iso-butiraldehid = 14 : 1 (Kim, dkk. 2010), maka: =

  N N x 14 15

  ⁄ = 57,0980 kmol x 14/15 = 53,2914 kmol =

  N N x 1 15

  ⁄ = 57,0980 kmol x 1/15 = 3,8065 kmol

  Tabel LA.1 Neraca Massa Reaktor

  Alur Masuk Alur keluar Alur 5 Alur 6 Alur 7 Komponen N F N F N F (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

  C

  3 H 6 55,0995 2318,6103 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000

  C H 1,9984 88,1231 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000

  3

8 CO 0,0000 0,0000 57,0980 1599,3138 0,0000 0,0000

  H 0,0000 0,0000 59,4285 119,7959 4,3290 8,7263

  2

  n-C

  4 H

  8 O 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 53,2914 3842,6424

  i-C H O 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 3,8065 274,4745

  4

  8 Sub Total 57,0980 2406,7334 116,5264 1719,1098 61,4269 4125,8431

Total 173,6244 kmol/jam 4125,8431 kg/jam 61,4269 4125,8431

LA.4 Vertical Knockout Drum

  Fungsi memisahkan n-butiraldehid dan iso butiraldehid dengan gas hidrogen (H ). Vertical Knockout Drum dilengkapin wire mesh deentrainer sehingga produk

  2 dan reaktan dapat terpisah sempurna.

  11

9 KO-201

  6

  5 Laju Alir Mol Masuk Separator (N =N ) N = 4,3290 kmol

  = 53,2914 kmol

  N N = 3,5678 kmol

8 Laju Alir Mol Keluar Produk Atas (N )

  N = 4,3290 kmol

7 Laju Alir Mol Produk Bawah (N )

  N = - N N

  = 4,3290 kmol – 4,3290 kmol = 0 kmol = 53,2914 kmol

  N

  = 3,5678 kmol

  N

  Tabel LA.2 Neraca Massa Separator Tekanan Tinggi

  Alur Masuk Alur Keluar Alur 9 Alur 10 Alur 11 Komponen N F N F N F (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

  H 4,3290 8,7263 0,0000 0,0000 4,3290 8,7263

  2

  n-C

  4 H

  8 O 53,2914 3842,6424 53,2914 3842,6424 0,0000 0,0000

  i-C H O 3,8065 274,4745 3,8065 274,4745 0,0000 0,0000

  4

  8 Sub Total 61,4269 4125,8431 57,0980 4117,1168 4,3290 8,7263

Total 61,4269 4125,8431 61,4269 kmol/jam 4125,8431 kmol/jam

  LA.5 Kolom Destilasi

  Fungsi memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid di berdasarkan perbedaan titik didihnya.

  9

7 Laju Alir Mol Masuk (N =N )

  N = 53,2914 kmol N = 3,5678 kmol

  Fraksi mol produk bawah(Bottom) yang diinginkan:

  X = 0,95 X = 0,05

  Fraksi mol produk atas(Destilat) yang diinginkan:

  X = 0,99

  = 0,01

  X Dari persamaan F = D + W dan X if .F = Y id .D + X ib .W diperoleh: W = 56,0856 kmol dan D = 1,0124 kmol.

  Maka:

  15 N = X . N

  = 0,95 x 56,0856 kmol

  15

  = . N

  N

  X

  = 0,05 x 56,0856 kmol = 2,8043 kmol

15 Laju Alir Mol Produk Atas (N )

• N = N N = 3,8065 kmol – 2,8043 kmol = 1,0023 kmol

  N - = N N

  = 53,2914 kmol – 53,2813 kmol = 0,0101 kmol

  Tabel LA.3 Neraca Massa Kolom Destilasi

  Alur Masuk Alur Keluar Alur 13 Alur 15 Alur 19 Komponen N F N F N F (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

  n-C

  4 H

  8 O 53,2914 3842,6424 53,2813 3841,9124 0,0101 0,7300

  i-C H O 3,8065 274,4745 2,8043 202,2059 1,0023 72,2685

  4

  8 Sub Total 57,0980 4117,1168 56,0856 4044,1183 1,0124 72,9985

Total 57,0980 4117,1168 57,0980 kmol/jam 4117,1168 kg/jam

  LA.5.1 Kondensor

  Fungsi untuk memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid sehingga dihasilkan kadar i-butiraldehid 99% dan n-butiraldehid 1% akan dikembalikan ke kolom destilasi.

  Tekanan uap komponen, dapat dihitung berdasarkan persamaan Antoine: B

• – Log P = A .......................... (Yaws, 2007)

  (T+C) Keterangan: P = Tekanan (mmHg)

  A, B, C = Konstanta Antoine

  o

  T = Temperatur (

  C) Tabel LA.4 Tabel Konstanta Antoine

  Komponen A B C

  i-C

  4 H

  8 O 7,2763 1294,6300 230,4350

  n-C

  4 H

  8 O 7,2174 1317,9400 229,1150

  (Sumber: Yaws, 2007) Suhu Umpan Masuk Kolom Destilasi

  o Trial T = 73,947 C

  P = 760 mmHg Tabel LA.5 Suhu Umpan Masuk Kolom Destilasi I

  Komponen Xif Pa Ki(Pa/P) Ki.Xif αiF

  i-C H O 0,0667 1054,4192 1,3874 0,0925 1,4269

  4

  8

  n-C

  4 H

  8 O 0,9333 738,9463 0,9723 0,9075 1,0000

  Total 1,0000 1,0000 Dari hasil perhitungan diperoleh harga .X = 1, maka trial T dapat diterima.

  ∑ K

  i if Penentuan Titik Embun Destilat

  o

  T = 64,228 C

  Trial

  Tabel LA.6 Titik Embun Kolom Destilasi

  Komponen Yid Pa Ki(Pa/P) Yid/Ki αid(Ki/Kj)

  i-C H O 0,9900 763,3516 1,0044 0,9857 1,4394

  4

  8

  n-C

  4 H

  8 O 0,0100 530,3112 0,6978 0,0143 1,0000

  Total 1,0000 1,0000 Dari hasil perhitungan diperoleh harga /K = 1, maka trial T dapat diterima.

  ∑ Y i d i Penentuan Titik Gelembung Destilat

  o

  T = 74,16 C

  Trial

  Tabel LA.7 Titik Gelembung Kolom Destilasi

  Komponen Xib Pa Ki(Pa/P) Xib.Ki αib(Ki/Kj)

  i-C H O 0,0500 1061,6652 1,3969 0,0698 1,4267

  4

  8

  n-C

  4 H

  8 O 0,9500 744,1614 0,9792 0,9302 1,0000

  Total 1,0000 1,0000 Dari hasil perhitungan diperoleh harga .X = 1, maka trial T dapat diterima.

  ∑ K i ib Refluks Minimum Destilat Umpan masuk berupa cairan yang berada pada titik didihnya, maka q = 1 . R + 1=

  Dm Σ

  − .

  1 =

  − Σ − .

  Sehingga = 0 ∑

  Trial

  θ = 1,387434 Tabel LA.8 Omega Point Kolom Destilasi

  , Komponen Xif αiF αiF,Xif αiF-θ

  − i-C H O 0,0667 1,4269 0,0951 0,0395 2,4090

  4

  8

  n-C

  4 H

  8 O 0,9333 1,0000 0,9333 -0,3874 -2,4090 ,

  Total 1,0000 = 0,0000 ∑ .

  Oleh Karena = 0 ; sehingga trial ∑ θ = 1,387434 dapat diterima. Tabel LA.9 Perhitungan R Dm X .

  α id i

  Komponen Yid αid αid.Yid αid-θ α θ

• - i

  i-C H O 0,9900 1,4394 1,4250 0,0520 27,4011

  4

  8

  n-C

  4 H

  8 O 0,0100 1,0000 0,0100 -0,3874 -0,0258 , = 27,3753 Total 1,0000 .

  R + 1=

  Dm Σ

  = 27,3753 R Dm = 26,3753 R D = L D /D L D = R D x D

  = 26,3753 x 1,0124 kmol = 26,7017 kmol

15 Laju Alir Mol Destilat (N )

  = 1,0023 kmol

  N N = 0,0101 kmol

14 Laju Alir Mol Refluks (N )

  N = Y id x L D

  = 0,99 x 26,7017 kmol = 26,4347 kmol

  N = Y id x L D

  = 0,01 x 26,7017 kmol = 0,2670 kmol

13 Laju Alir Mol Masuk Kondensor (N )

  = +

  N N N

  = 26,4347 kmol + 1,0023 kmol = 27,4370 kmol

  = +

  N N N

  = 0,2670 kmol + 0,0101 kmol = 0,2771 kmol

  Tabel LA.10 Neraca Massa Kondensor Kolom Destilasi I

  Alur Masuk Alur Keluar Alur 17 Alur 18 Alur 19 Komponen N F N F N F (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

  n-C

  4 H

  8 O 0,2771 19,9836 0,2670 19,2536 0,0101 0,7300

  i-C

  4 H

  8 O 27,4370 1978,3750 26,4347 1906,1064 1,0023 72,2685

Sub Total 27,7141 1998,3585 26,7017 1925,3600 1,0124 72,9985

Total 27,7141 1998,3585 27,7141 kmol/jam 1998,3585 kg/jam

  = 53,2813 kmol + 26,3284 kmol

  )

  N

  =

  N

  )

  10

  Laju Alir Mol Alur 10 (N

  = 0,05 x 27,7141 kmol = 1,3857 kmol

  N = X ib x V B

  = 0,95 x 27,7141 kmol = 26,3284 kmol

  N = X ib x V B

  12

  LA.5.2 Reboiler

  Laju Alir Mol keluar Reboiler (N

  V B = L B – W = 83,7997 kmol – 56,0856 kmol = 27,7141 kmol

  = 26,7017 kmol + (1 x 57,0980 kmol) = 83,7997 kmol

  B

  Laju alir massa yang dikembalikan ke kolom destilasi L B = L D + (q x f) ..................................................(Geankoplis,1997) q = 1 L

  N = 53,2813 kmol N = 2,8043 kmol

  )

  11

  Laju alir massa keluar sebagai Bottom (Produk Bawah) kolom Destilasi I (N

  Fungsi untuk memurnikan campuran n- dan i-butiraldehid sehingga dihasilkan kadar n-butiraldehid 95% dan n-butiraldehid 5% akan dikembalikan ke kolom destilasi dengan cara memanaskan.

• N
• =

  N N N

  = 2,8043 kmol + 1,3857 kmol = 4,1900 kmol

  Tabel LA.11 Neraca Massa Reboiler Kolom Destilasi

  

Alur Masuk Alur Keluar

Alur 14 Alur 16 Alur 15 Komponen N F N F N F (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (kg/jam)

  n-C

  4 H

  8 O 79,6097 5740,3530 26,3284 1898,4406 53,2813 3841,9124

  i-C H O 4,1900 302,1238 1,3857 99,9179 2,8043 202,2059

  4

  8 Sub Total 83,7997 6042,4768 27,7141 1998,3585 56,0856 4044,1183

Total 83,7997 6042,4768 83,7997 kmol/jam 6042,4768 kg/jam

  

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

  Basis Perhitungan : 1 jam operasi Satuan Operasi : kJ/jam

  o

  Temperatur Referensi : 25 C = 298,15 K Kapasitas Produksi : 33.000 ton/tahun Perhitungan neraca panas menggunakan rumus sebagai berikut : Perhitungan beban panas pada masing-masing alur masuk dan keluar.

  Q = H = (Smith, dkk. 1996) ∫

  Data-data kapasitas panas, panas perubahan fasa dan panas reaksi komponen:

  2

  3

  4 Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas Cpv TK = a + bT + cT + dT + eT (J/mol K) Komponen a b c d

  C H 3,1298,E+01 7,2449,E-02 1,9841,E-04 -2,1580,E-07

  3

6 C

  3 H 8 2,8277,E+01 1,1600,E-01 1,9597,E-04 -2,3270,E-07

  H

  2 1,7639,E+01 6,7006,E-02 -1,3149,E-04 1,0588,E-07

  CO 2,9556,E+01 -6,5807,E-03 2,0130,E-05 -1,2230,E-08 n-C H O 6,4374,E+01 6,4776,E-02 3,5143,E-04 -3,5370,E-07

  4

  8

  i-C H O -1,3600,E+00 4,0519,E-01 -2,5176,E-04 6,0500,E-08

  4

8 H O 3,4047,E+01 -9,6506,E-03 3,2998,E-05 -2,0447,E-08

  2

  (Reklaitis, 1983; Yaws, C, 1998)

  2

  3 Tabel LB.2 Kapasitas Panas Cairan Cpl TK = a + bT + CT + dT (J/mol K) Komponen a b c d

  C

  3 H 6 5,47180,E+01 3,45120,E-01 -1,63150,E-03 3,87550,E-06

  C

  3 H 8 5,96420,E+01 3,28310,E-01 -1,53770,E-03 3,65390,E-06

  n-C

  4 H

  8 O 7,00630,E+01 7,25660,E-01 -2,35480,E-03 3,30650,E-06

  i-C H O 7,41340,E+01 6,21240,E-01 -1,95110,E-03 2,89840,E-06

  4

  8 H O 1,82964,E+01 4,72118,E-01 -1,33878,E-03 1,31424,E-06

  2

  (Yaws, C, 1998)

  Tabel LB.3 Data Panas Perubahan Fasa Komponen Komponen Titik Didih (

  3 H 8 -104,7000

  8 O -215,8000

  H

  

2 O -241,6040

  C

  3 H 6 19,7000

  C

  H

  i-C

  2

  0,0000 (Reklaitis, 1983) Tabel LB.5 Data Panas Air

  Suhu (T) Hl (kJ/kg)

  28 C 117,43

  33 C 138,33

  60 C 251,13 (Geankoplis, 2003) Tabel LB.6 Data Panas Steam

  4 H

  8 O -207,0000

  

o

  8 O 74,8 31,7900

  C) Panas Laten (kJ/mol) C

  3 H 6 -47,72 18,4900

  C

  3 H 8 -42,04 18,8000

  n-C

  4 H

  i-C

  4 H

  4 H

  8 O 64,1 30,7400

  H

  2 O 100 40,5652

  (Yaws, C, 1998) Tabel LB.4 Data Panas Reaksi Komponen

  Komponen Panas Pembentukan (kJ/mol) n-C

  Suhu (T) Hvl (kJ/kg) 160 C 2081,3 (Smith, dkk. 1996) Beberapa persamaan yang digunakan untuk perhitungan neraca panas adalah sebagai berikut:  Persamaan untuk menghitung kapasitas panas :

  2

  3

4 Cp = a + bT + cT + dT + eT

   Cp dalam fungsi temperatur

  T b c d e

  2

  2

  2

  3

  3

  4

  4

  5

  5

• T T - T - T (T + + T - T ) + (T - T )

  2

  1

  2

  1

  2

  1

  2

  1

  2

  1

  ∫ Cp dT = a T

  T

  1

  2

  3

  4

  5

   Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah:

  T T T 2 b

  2

• Cp dT = Cpl dT + Cpv dT ∆H vl

  T T T

  1 1 b

   Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi :

  T T

  2

  2

  dQ = ( T ) + N Cp dT N Cp dT r∆H

• r out in

  dT

  T T

  1

  1

  (Reklaitis,1983 dan Smith, Van Ness, 1996)

  LB.1 Heater I (E-101) o

  Suhu reaksi pada reaktor R-101 adalah 120

  C. Sedangkan gas campuran karbon monoksida dan hidrogen yang keluar dari expander (JC-102) memiliki suhu -86,143

  o

  C sehingga gas campuran tersebut harus dipanaskan terlebih dahulu pada heater (E-

  o o

  101) sebelum diumpankan kedalam reaktor (R-101) dari 30 C hingga menjad 120 C.

• -3

• 5
• 8
>1,223.10

    

  3

  3,15 298 15 , 3 (

  1 )

  10 01 ,

  4

  ) 303,15 298 15 , (

    

    

  1 )

      

    

      

    

    

         

       

   

  10 31 ,

  ,15 298 15 , 303 (

  2

  2

x x

x

  2

  Q in total = Q in CO + Q in H

  = n. Cp. dT = 59,4285 kmol/jam x 143,8810 kJ/Kmol = 8.550,632 kJ/jam

  2

  H

  in

  Cp dT = 143,8810 kJ/kmol Q

  2

  2 , 10 7006

  2

  4

  3

  3

  7

  4

  4

  6 298,15) - 3,15 17,6386(30

  )

   Hidrogen (H

  Neraca panas masuk Heater (T=30

   

      

    

      

    

    

         

       

  303,15 298,15 303,15 298,15

    

  dT

  3

  .T

  2

  .T

  .T + 2,103.10

  Cpv dT = 29,556 - 6,5807.10

  C)  Karbon monoksida (CO)

    

    

  = 57,0980 kmol/jam x 145,3236 kJ/kmol = 8.297,6869 kJ/jam

  4

  Cp dT = 145,3236 kJ/kmol Q in CO = n. Cp. dT

  3

x x

x

  2

  2

  5

  3

  3

  8

  4

  ) 303,15 298 15 , (

  6 298,15) - ,15 29,556(303

  2 , 10 5807

  ,15 298 15 , 303 (

  2 )

  3 , 10 103

  3,15 298 15 , 3 (

  1 )

  4 , 10 223

  = 8297,6869 kJ/jam + 8550,632 kJ/jam = 16.848,3189 kJ/jam Neraca panas keluar Heater (T=120

  o

  3,15 298 15 ,

  6 298,15) - 3,15 17,6386(39

  2 , 10 7006

  ,15 298 15 , 393 (

  1 )

  10 31 ,

  3

  9 3 (

  1 )

  4

  10 01 ,

  4

  ) 393,111 298 15 , (

    

    

    

      

  4

  7

      

  Q

  2

  H

  out

  CO + Q

  out

  total = Q

  out

  = 59,4285 kmol/jam x 2797,3958 kJ/kmol = 166.245,0363 kJ/jam

  3

  2 = n. Cp. dT

  Cp dT = 2797,3958 kJ/kmol Q out H

  2 x x x

  2

  2

  4

  3

    

    

  C):  Karbon monoksida (CO)

    

  9 3 (

  3,15 298 15 ,

  1 )

  4 , 10 223

  ) 393,15 298 15 , (

    

    

      

  2 )

    

      

    

    

         

       

   

  3 , 10 103

  ,15 298 15 , 393 (

    

  3

x x

x

         

       

  2 )  

   Hidrogen (H

  CO = n. Cp. dT = 57,0980 kmol/jam x 2772,7594 kJ/kmol = 158.319,0162 kJ/jam

  out

  Cp dT = 2772,7594 kJ/jam Q

  2

  2 , 10 5807

  2

  5

  3

  3

  8

  4

  4

  6 298,15) - ,15 29,556(393

  = 158.319,0162 kJ/jam + 166.245,0363 kJ/jam = 324.564,0525 kJ/jam Panas yang dibutuhkan (Qs): Q S = Q out - Q in = 324.564,0525 kJ/jam – 166.245,0363 kJ/jam = 307.715,7336 kJ/jam Dari perhitungan diatas dapat ditabulasi sebagai berikut : Panas masuk :

  303,15

   

2 N Cpv dT

    

  Q senyawa _{in } 

   298,15   

  Tabel LB.7 Panas Masuk Heater pada Alur 2

  2 Komponen N Cpv dT Qin

  CO 57,0980 145,3236 8.297,6869 H

  2 59,4285 143,8810 8.550,6320

  Qin total = 16.848,3189 Panas keluar :

  393,15

   

  4

   N Cpv dT

  senyawa   Q _out 

   298,15

     

  Tabel B.8 Panas Keluar Heater pada Alur 4

  4 Komponen N Cpv dt Qout

  CO 57,0986 2.772,7594 158.319,0162 H

  2 59,4285 2.797,3958 166.245,0363

  Qout total= 324.564,0525 Massa steam yang diperlukan : Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan kondisi:

  o

  Suhu : 160 C Tekanan : 618,06 kPa

  v = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996)

  ΔH

  LB.2 Vaporizer (FE-101) o

  Suhu reaksi pada reaktor R-101 adalah 120

  C. Sedangkan propena (C

  3 H 6 ) yang o

  berada di tangki penyimpanan memiliki suhu -49,85 C sehingga propilen (C

  3 H 6 )

  tersebut harus dipanaskan terlebih dahulu pada vaporizer (V-101) sebelum

  o o

  diumpankan kedalam reaktor (R-101) dari -49,85 C hingga menjadi 120 C.

  Untuk menghitung panas pada zat yang berubah fasa dari cair menjadi gas digunakan persamaan berikut: Maka:

  

o

  Titik Didih (T ) dari Propena adalah -47,72 C (225,43 K) dan T Propana adalah -

  b b o

  42,04 C(231,11 K).  Propena

  1

    3 , 4512 x 10 

   

  2

  2

  54,718(225 ,43 223,3)  ( 225 ,43  223 , 3 - )

   

   

   

  2    

   

  

   3 

  6

   1 , 6315 10   3 , 8755 10 

  

x x

  3

  3

  4

  4

   

  ( 225,43 223 , 3 ) ( 225,43 223 , 3 )    

      

  

  3

  4    

   

  2

    7 , 2449 10 

   

  x

  2

  2

  31,298(393 ,15 225,43) ( 393,15 225 , 43 )

• 2

     

   

   

      

   

   4 

  7

   1 , 9841 x 10   2 , 1580 x 10 

  3

  3

  4

  4

   

  ( 393,15 225 , 43 ) ( 393,15 225 , 43 )    

      

  

  3

  4      

  Cpv dT = 11119,2673 kJ/kmol  Propana

  1

    3 , 2831 10 

   

  x

  2

  2

  59,642(231 ,11 223,3) ( 231 ,11 223 , 3 )

• 2

     

   

   

      

   

   3 

  6

   1 , 5377 x 10   3 , 6539 x 10 

  3

  3

  4

  4

   

  ( 231,11 223 , 3 ) ( 231,11 223 , 3 )    

      

  

  3

  4    

   

  Cpl dT = 763,1703 kJ/kmol

  1

     1 , 16 x

   

  10

  2

  2

  28,277(393 ,15 231,11) ( 393,15 231 , 11 )

• 2

     

   

   

      

   

   4 

  7

   1 , 9597 10   2 , 327 10 

  

x x

  3

  3

  4

  4

   

   ( 393,15  231 , 11 )  ( 393,15  231 , 11 )    

   

  3

  4    

   

  Cpv dT = 12388,3239 kJ/kmol

  Tabel LB.9 Panas pada vaporizer (FE-101)

  393,15

  cpg

  Tb 

3 Tb

  N 223,3  cpl dT Komponen

  Q dT (kmol/jam) (kJ/kmol)

  (kJ/kmol) (kJ/kmol)

  C H 55,0995 199,7807 18.490,0000 11119,2673 1.642.463,6400

  3

  6 C H 1,9984 763,1703 18.800,0000 12388,3239 63.851,8660

  3

  8 Qs 1.760.315,5060

  Massa steam yang diperlukan:

  vl = 2081,3 KJ/Kg (Smith, dkk. 1996)

  ΔH 1.760.315, 5060 m = = 845,7769 kg/jam

  2081 ,

  3 LB.3 Reaktor (R-101)

  o Air Pendingin (28

  C) _o Air Pendingin Sisa (60 C)

  Panas Masuk :

  393,15

   

3 Panas masuk alur 3 N Cpl dT

    

  senyawa  

   298,15   

   Propena

  2

    7 , 2449 10 

   

  x

  2

  2

  31,298(393 ,15 298,15) ( 393,15 298 , 15 )

     

   

•  

  2    

   

  

   4 

  7

   1 , 9841 10   2 , 1580 10 

  

x x

  3

  3

  4

  4

   

  ( 393,15 298 , 15 ) ( 393,15 298 , 15 )    

      

  

  3

  4    

   

  Cpv dT = 6755,8329 kJ/kmol Q in C

  3 H 6 = n. Cp. dT

  = 55,0995 kmol x 6755,8329 kJ/kmol = 372.243,0149 kJ

   Propana

  1

    1 ,

   

  16 10 

  x

  2

  2

  28,277(393 ,15 298,15) ( 393,15 298 , 15 )

• 2

     

   

   

      

   

   4 

  7

   1 , 9597 10   2 , 327 10 

  

x x

  3

  3

  4

  4

   

  ( 393,15 298 , 15 ) ( 393,15 298 , 15 )    

      

  

  3

  4    

   

  Cpv dT = 7803,4897 kJ/kmol Q in C

  3 H 8 = n. Cp. dT

  = 1,9984 kmol x 7803,4897 kJ/kmol = 15.594,4938 kJ

  Q in Total = Q in C

  3 H 6 + Q in C

3 H

  8

  = 372.243,0149 kJ + 15.594,4938 kJ = 387.837,5087 kJ Tabel LB.10 Panas masuk alur 3 Komponen N

  3

    

    

    

    

      

    

      

    

         

  4

       

   

  )

  2

   Hidrogen (H

  = 57,0980 kmol/jam x 2772,7594 kJ/kmol = 158.319,0162 kJ/jam

  Cp dT = 2772,7594 kJ/jam Q in CO = n. Cp. dT

  ) 393,111 298 15 , (

  10 01 ,

  2

  4

  2 x x x

  2

  2

  4

  3

  3

  7

  4

  1 )

  6 298,15) - 3,15 17,6386(39

  2 , 10 7006

  ,15 298 15 , 393 (

  1 )

  10 31 ,

  3

  9 3 (

  3,15 298 15 ,

  3

x x

x

  2

  (kmol/jam) cpv dT (kJ/kmol) Q

  

    

    

         

       

   

   Karbon monoksida (CO)

   

     

    

     

  393,15 298,15 4 senyawa

  Qout total = 387.837,5087 Panas masuk alur 4 dT Cpv N

  3 H 8 1,9984 7.803,4897 15.594,4938

  C

  3 H 6 55,0995 6.755,8329 372.243,0149

  (kJ/jam) C

  in

      

      

  5

  ,15 298 15 , 393 (

  3

  3

  8

  4

  4

  6 298,15) - ,15 29,556(393

  2 , 10 5807

  2 )

    

  3 , 10 103

  9 3 (

  3,15 298 15 ,

  1 )

  4 , 10 223

  ) 393,15 298 15 , (

    

    

  Cp dT = 2797,3958 kJ/kmol

  Q

  2 10 6,4776 298,15) - ,15 64,374(393

    

      

    

    

    

  ) 393,15 298 15 , (

  4 10 3,5370 )

  393,15 298 15 , (

  3 10 3,5143 )

  393,15 298 15 , (

  4

    

  4

  7

  3

  3

  4

  2

  2

  2

x x

x

  Cp dT = 10842,5929 kJ/kmol Q out n-C

  4 H

  8 O = n. Cp. dT

      

    

  in

  2

  H

  2

  = n. Cp. dT = 59,4285 kmol/jam x 2797,3958 kJ/kmol = 166.245,0363 kJ/jam

  Q

  in

  total = Q

  in

  CO + Q

  in

  H

  = 158.319,0162 kJ/jam + 166.245,0363 kJ/jam = 324.564,0525 kJ/jam

         

  Tabel LB.11 Panas masuk alur 4 Komponen N

  4 Cpv dt Q in

  CO 57,0980 2.772,7594 158.319,0162 H

  2 59,4285 2.797,3958 166.245,0363

  Q in total = 324.564,0525 Panas Keluar : Panas keluar alur 5 dT Cpl N

  393,15 298.15 5 senyawa 

       

   

   N-butiraldehid

   

       

  = 53,2914 kmol/jam x 10842,5929 kJ/kmol = 577.816,9553 kJ/jam

• 5 1,36(393,1

  1 )

  3

  7

  4

  4

  6 298,15) - 3,15 17,6386(39

  2 , 10 7006

  ,15 298 15 , 393 (

  10 31 ,

  4

  3

  9 3 (

  3,15 298 15 ,

  1 )

  10 01 ,

  4

  ) 393,111 298 15 , (

    

  3

  2

    

  out

  = 577.816,9553 kJ/jam + 40.129,2089 kJ/jam + 12.109,926kJ/jam = 617.946,1642 kJ/jam

  2

  H

  8 O + Q out

  4 H

  i-C

  8 O + Q out

  n-C

  Total = Q

  2

  out

  Q

  = n. Cp. dT = 4,3290 kmol/jam x 2797,3958 kJ/kmol = 12.109,926 kJ/jam

  2

  H

  out

  Cp dT = 2797,3958 kJ/kmol Q

  2 x x x

    

      

   I-butiraldehid

    

  2 10 4,0519 298,15) -

  393,15 298 15 , (

  3 10 2,5176 )

  393,15 298 15 , (

  4 10 6,05 )

  ) 393,15 298 15 , (

    

    

  4

      

    

      

    

    

         

       

   

  4

  8

    

   Hidrogen (H

      

    

    

         

       

   

  )

  2

  = 3,8065 kmol/jam x 10542,2853 kJ/kmol = 40.129,2089 kJ/jam

  3

  8 O = n. Cp. dT

  4 H

  Cp dT = 10542,2853 kJ/kmol Q out i-C

  1

x x

x

  2

  2

  4

  3

4 H

• CO
• H
• i-C

C3H6 C3H6

3 H 8(g) + CO (g) n-C

  i-C

  8

  3 H

  C

  o f

  H

  8 O) – (

  4 H

  H

  o f

  CO) ] = [ (-207) + (-215,8) - (-104,7 + (-110,5))] = 7,6133 kJ/mol = 7613,3333 kJ/kmol

  8 O +

  4 H

  n-C

  o f

  = [( H

  o r1,298,15K

  Panas reaksi pada keadaan standar reaksi 2: H

  o f

  r tot ) :

  Panas reaksi total ( H

  1 (1) 0995 , 55 σ

    

  2





  X N r

  1 (1) 1,9984 σ

  1,9984 kmol/jam

    

  1  

  X N r

  55

  4 H

  , 0995 kmol/jam

  = ( 55,0995 x -116786,6667) + ( 1,9984 x 7613,3333) = - 6.434.886,9418 kJ/jam + 15.214,4852 kJ/jam

  r2 )

  H

  r1 ) + (r 2 x

  H

  r tot = (r 1 x

  H

  8 O (g)

  8 O (g) + i-C

  4 H

  2

  4 H

  n-C

  2(g)

  (g)

  3 H 6(g)

  630.056,0907 Panas Reaksi Reaksi 1 : C

  4,3290 2.797,3958 12.109,9260 Qout total=

  H

  4 H

  8 O 3,8065 10.542,2853 40.129,2080

  4 H

  i-C

  8 O 53,2914 10.842,5929 577.816,9553

  4 H

  cpv dT (kJ/kmol) Q out (kJ/jam) n-C

  

393,15

  (kmol/jam) 298.15 

  8 O (g)

  8 O (g)

  Tabel LB.12 Panas keluar alur 5 Komponen N

  H

  Reaksi 2 : C

  = [ (-207) + (-215,8) - (19,7 + (-110,5) + 0)] = -116,7867 kJ/mol = -116786,6667 kJ/kmol

  o f H 2 ) ]

  H

  o f CO +

  H

  3 H 6 +

  o f C

  8 O) – (

  Panas reaksi pada keadaan standar reaksi 1: H

  4 H

  o f i-C

  H

  8 O +

  4 H

  o f n-C

  H

  o r1,298,15K = [(

  5

C3H8 C3H8

• H
Maka, selisih panas adalah :

  T T _{2 2}

  dQ   N CpdT  N CpdT

  ΔH

  r tot out in  

  dt

  T T _{1 1}

  dQ  -6.419.672,4566 kJ/jam + 630.056,0907 kJ/jam – 712.401,5612 kJ/jam dt

  dQ  -6.502.017,9271 kJ/jam dt Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 6.502.017,9271 kJ/jam.

  Data air pendingin yang digunakan:

  o

  T masuk = 28 C  H = 117,43 KJ/Kg (Geankoplis, 2003)

  o

  T keluar = 60 C  H = 251,13 KJ/Kg (Geankoplis, 2003) Air pendingin yang diperlukan adalah :

  Qtotal m  H (28 C ) H - (60

  C)

  Air pendingin air pendingin

  6.502.017, 9271 - kJ/jam 

  (117,43 251,13 ) kJ/kg - 

  48.631,398 1 kg/jam

  LB.4 Cooler I (E-201) o

  Suhu keluaran reaktor R-101 adalah 120

  C. Sedangkan untuk memisahkan hidrogen

  o

  dari keluaran reaktor diperlukan suhu 60

  C, sehingga keluaran reaktor R-101 tersebut harus didinginkan terlebih dahulu pada cooler (E-201) sebelum diumpankan

  o o

  kedalam Vertical Knockout Drums (V-201) dari suhu 120 C hingga menjadi 60 C.

  Untuk menghitung panas pada zat yang berubah fasa dari cair menjadi gas digunakan persamaan berikut: Maka:

  

o

  Titik Didih (T b ) dari n-butiraldehid adalah 74,8 C (347,95 K) dan T b i-butiraldehid

  o adalah 64,1 C(337,25 K).

   N-butiraldehid

    6,4776 10 

   2 

  x

  2

  2

  64,374(347 ,95 393,15)  ( 347 , 95  393,15 )

   

   

•  

  2    

   

  

   4 

  7

   3,5143 x 10   3 , 537 x 10  

  3

  3

  4 4 

  ( 347,95 393,15 ) ( 347,95 393,15 )    

      

  

  3

  4    

   

  Cpv dT = -5361,9658 kJ/kmol

  1

    7,2566 10 

   

  x

  2

  2

  70,063(333 ,15 347,95) ( 333,15 347,95 )

• 2

     

   

   

      

   

   3 