Prarancangan Pabrik Formamid dari Metil Formiat dan Ammonia dengan Kapasitas 7.000 ton/tahun
MENARA DISTILASI 01
(MD 01)
PERHITUNGAN MENARA DISTILASI DENGAN SHORTCUT
Tugas:Memisahkan cairan hasil bawah SD-02 sebanyak 1895,422 kg/jam menjadi hasil atas sebanyak 1011,58 kg/jam dan hasil bawah sebanyak 883,84 kg/jam.
Jenis:Menara sieve tray
Gambar 1. Menara Distilasi
Menara distilasi 1 (MD-01) dalam prarancangan pabrik formamid ini bertugas untuk memisahkan produk dari reaktor (R-01) yang sebelumnya telah dipisahkan menggunakan separator drum (SD-02).Pada perancangan menara distilasi digunakan condenser total, dimana uap yang masuk pada kondisi dew point akan dicairkan seluruhnya pada suhu tertentu. Reboiler yang digunakan adalah reboiler parsial, dimana cairan yang masuk ke reboiler tidak semuanya diuapkan.Uap hasil reboiler dimasukkan kembali ke dalam menara dan cairan yang tidak diuapkan sebagai hasil bottom. Pada proses ini diambil air sebagai light key component dan formamid sebagai heavy key component.
Asumsi yang digunakan dalam perhitungan menara distilasi adalah :
1). Fasa cair merupakan larutan ideal
2). Fasa uap merupakan gas ideal
3). Pada setiap plate terjadi kesetimbangan fase uap-cair
4). Tidak terjadi pertukaran panas dari atau kelingkungan
5). Penurunan tekanan di tiap plate sama
6). Aliran fasa uap dan cair equimolal
7). Panas pencampuran dan panas pengenceran diabaikanLangkah-langkah yang dilakukan pada perancangan menara distilasi adalah sebagai berikut :
1. Menentukan kondisi operasi pada umpan, distilat, dan bottom.
2. Menentukan key component dan distribusi non-key component..3. Menentukan Refluks Minimum dan Jumlah Plate Minimum.
4. Penentuan plate umpan.
5. Melakukan perhitungan dengan metode plate to plate, yaitu perhitungan dilakukan pada setiap stage pada menara distilasi. Perhitungan dilakukan dengan menyusun neraca massa total, neraca massa komponen, neraca panas dan persamaan kesetimbangan pada setiap stage. Perhitungan dimulai dari stage paling atas (sebelum masuk kondenser) sampai stage paling bawah (reboiler), sampai diperoleh komposisi komponen sesuai dengan spesifikasi hasil yang diinginkan.
6. Perhitungan beban reboiler dan condenser.
7. Perhitungan mechanical design menara distilasi. Perhitungan ini menyangkut ukuran atau dimensi menara distilasi.
Kondisi operasi :
Feed plate: T = 103,184 CTop plate: T = 135,321 CBottom plate: T = 241,379 CMenara distilasi bekerja pada tekanan 1,8 2,2 atm.Komposisi hasil distilat dan bottom yang diinginkan (mula-mula) adalah :KomponenUmpan
kg/jamDistilateBottom
kg/jamkg/jam
Metil Formiat (HCOOCH3) 124.1945124.19879.42
Metanol (CH3OH)651.7378651.744.42
Air (H2O)220.9596216.540.00
Formamid (HCONH2)898.5319.110.00
TOTAL1895.4221011.58883.84
A. Kondisi Umpan
Umpan masuk menara distilasi dalam keadaan cair jenuh sehingga kondisi operasi pada keadaan ini dapat ditentukan melalui trial suhu hingga yi = 1 dengan menggunakan persamaan kesetimbangan :yi = Ki. Xi()nilai Ki dapat dihitung dengan persamaan dibawah ini :Ki = Pi/PT()dengan : yi =fraksi mol komponen di fase uapxi = fraksi mol komponen di fase cairKi = konstanta kesetimbanganPT = tekanan total,
Pi = tekanan uap komponenTekanan uap (Pi) masing masing komponen dapat dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine berikut :
()dengan : Po = tekanan uap, mmHgT = suhu cairan, KNilai konstanta A, B, C, D, dan E diperoleh dari Yaws (1999).
Didapat suhu umpan, Tumpan = 376,3342 K (= 103,1842 oC) KOMPONENkmol/jamxiPo, mmHgKi=Po/Py=K.xi
HCOOCH32.06820.03796255.84024.11570.1559
CH3OH20.32950.37232921.85911.92230.7157
H2O12.26480.2246850.00540.55920.1256
HCONH219.93840.365211.38840.00750.0027
TOTAL54.60091.00001.0000
B. Kondisi Operasi Atas (Distilat)
Hasil distilat juga dalam keadaan jenuhnya, sehingga suhu keluaran atas MD 01 di-trial hingga xi =1 dengan menggunakan persamaan kesetimbangan (1), dengan PT = 1,8 atm. Dari perhitungan, kondisi kesetimbangan di bawah didapatkan suhu (T) pada dew point = 387,2495 K ( 114,0995 oC).KOMPONENkmol/jamyiPo, mmHgKi=Po/Px=K.yi
HCOOCH32.06740.05987988.86965.83980.0102
CH3OH20.29300.58694049.76302.96040.1982
H2O12.01950.34761229.99210.89910.3866
HCONH20.19940.005819.48860.01420.4047
TOTAL34.57931.00000.9998
C. Kondisi Operasi Bawah (Bottom)
Kondisi pada bottom berupa cair jenuh (bubble point), sehingga dilakukan trial suhu hingga yi = 1 dengan menggunakan persamaan kesetimbangan (1), dengan PT = 2,2 atm. Dari perhitungan, didapatkan suhu (T) pada bubble point = 514,5796 K (=241,4296 oC).KOMPONENkmol/jamxiPo, mmHgKi=Po/Py=K.xi
HCOOCH30.00084E-0562435.717237.34190.0015
CH3OH0.03650.001862917.759137.63020.0685
H2O0.24530.012325709.687215.37660.1884
HCONH219.73900.98591257.48210.75210.7415
TOTAL20.02161,00000.9999
D. Penentuan Key ComponentPemilihan key component didasarkan pada zat yang kita ingin pisahkan dan volatilitas relatifnya. Volatilitas relatif, (, tiap komponen dihitung dengan persamaan :
()
dengan subskrip HK mengacu pada heavy key.
Volatilitas rata rata dihittung dengan menggunakan persamaan sebagai berikut:
()
dengan,
avg : volatilitas rata rata
d: volatilitas di distilat
f: volatilitas di umpan (feed)
b: volatilitas di bottom
sehingga diperoleh dapat volatilitas sebagai berikut:Komponen,f,d,bavg
HCOOCH370.3261409.926149.6514100.1653
CH3OH61.6664207.802150.034779.2966
H2O24.047263.113520.445429.3908
HCONH21.00001,00001,00001,0000
Dalam perancangan MD-01 ini key component yang dipilih adalah sebagai berikut:
Light key component
= Air
Heavy key component = Formamid
E. Menentukan Refluks Minimum dan Jumlah Plate Minimum
Besarnya refluks minimum dapat dihitung dengan persamaan Fenske :
()
sedangkan nilai ( dapat ditentukan dengan persamaan :
()dengan :
Rmin= refluks minimum
q
= rasio panas untuk menguapkan umpanterhadap panas laten penguapan umpan
XD
= fraksi mol fase cair di distilat
ZF
= fraksi mol fase cair di umpan
Apabila umpan menara distilasi pada keadaan cair jenuh dengan q = 1. Dari hasil perhitungan diperoleh:
= 30.8050Rmin = 0.6189Sedangkan untuk jumlah plate minimum dapat dihitung dengan persamaan Underwood:
()
Dengan,
Nm= jumlah plate minimum
Sehingga,
F. Perhitungan distribusi non-Key componentDistribusi dari non-key component didapatkan dengan menggunakan persamaan:
()dengan
Distribusi komponen yang didapatkan adalah :KomponenUmpan, kmol/jamxiDistilat, kmol/jamxiDBottom, kmol/jamxiB
HCOOCH32.06820.03792.06740.05980.00080,0000
CH3OH20.32950.372320.29300.58690.03650.0018
H2O12.26480.224612.01950.34760.24530.0123
HCONH219.93840.36520.19940.005819.73900.9859
Total54.60091,000034.57931,000020.02161,0000
G. Perhitungan Reflux dan Jumlah Stage Ideal
Hubungan antara jumlah plate minimum (Nm) dan reflux ratio minimum (Rm) ditentukan dengan persamaan:
()Untuk mencari jumlah plate actual (N) digunakan grafik 11.11 Coulson. Sebelumnya dibutuhkan data berupa dan untuk dimasukkan ke dalam grafik sehingga diperoleh nilai
Dari grafik 11.11 Coulson diperoleh:
sehingga, nilai N sebesar = 5,0375H. Perhitungan Efisiensi
Efisiensi kesuluruhan dari menara distilasi dihitung menggunakan persamaan O Connell (Coulson and Richardson, 1983).
()
dengan:
E0: efisiensi overall (%)
avg: viskositas pada suhu rata-rata (cp)
avg: volatilitas relatif light-key component pada suhu rata-rataData dan rumus untuk menentukan viskositas dari masing masing komponen antara lain:
()KOMPONENABCD
HCOOCH3-8,06371,011032,0910-2-2,3010-5
CH3OH-9,05621,251032,2410-2-2,3510-5
H2O-10,21581,791031,7710-2-1,2610-5
HCONH2-10,36461,971031,8210-2-1,2610-5
T dalam K dan dalam mNs/m2
Suhu yang digunakan adalah suhu rata rata antara suhu distilat dan suhu bottom:
Data relative volatility untuk masing masng komponen pada suhu 294,0271 K adalah sebagai berikut:KOMPONEN, mNs/m2
HCOOCH30.0839
CH3OH0.1092
H2O0.1490
HCONH20.4457
Diperoleh:
avg = 0.1970 cp
avg = 29.0644E0 = 26.3729 %
()
I. Penentuan Letak Feed PlatePenentuan letak plate umpan ditentukan menggunakan persamaan Kirkbride (1994) sebagai berikut:
()
dengan :
Nr= jumlah plate di atas feed plateNs= jumlah plate di bawah feed plate
Perhitungan dijabarkan sebagai berikut:
B = 20.0216D = 34.5793
B/D = 0.5790 Xf,HK = 0.3652
Xf,LK = 0.2246
(Xf,HK/ Xf,LK) = 1.6257
Xb,LK = 0.0123Xb,HK = 0.9859
(Xb,LK/Xb,HK)2 = 0.000154429Sehingga,Log(Nr/Ns) = -0.7905
Nr/Ns = 0.1620Nr + Ns = 16
Nr = 2.2304
Ns = 13.7696Maka stage umpan adalah stage ke-3 dari atas atau stage ke-14 dari bawah.J. Beban PanasBeban panas untuk condenser dan reboiler dihitung berdasarkan neraca panas pada masing-masing alat.
Neraca panas condenser:
Gambar 2. Skema Gambar Condenser
()
()
Kondisi di daerah condenser antara lain:
P = 1.8 atm
Tdew = 114.0995 oC = 387.2495 K
Tbubble = 40.3789 oC = 313.5289 K
Input (arus V1) ; T = Tdew = 387.2495 K
KOMPONENV1 (kmol/jam)H1, (kJ/kmol)V1.H1
(kJ/jam)
HCOOCH33.730823239.796486702.8431
CH3OH36.621032241.53161180716.3132
H2O21.690539997.7749867571.5044
HCONH20.359852770.070218987.1979
Total62.40212153977.8586
Output (arus Lo dan D) ; T = Tbubble = 313.5289 KKOMPONENLo(kmol/j)ho = hD(kJ/kmol)Lo.ho(kJ/jam)D
(kmol/j)D .hD(kJ/jam)
HCOOCH31.663418187.970030254.27472.067437601.2557
CH3OH16.32795808.175994835.548320.2930117865.5160
H2O9.67101501.636414522.310512.019518048.9242
HCONH20.160414764.84182368.66420.19942943.8732
Total27.8228141980.797734.5793176459.5691
Dari perhitungan diperoleh:
QC = 1835537.4918 kJ/jam
Neraca panas reboiler:
Gambar 3. Skema Gambar reboiler
()
()
Kondisi di daerah reboiler antara lain:
P = 2,2 atm
Tbubble umpan = 103.1842 oC = 376.3342 K
Tbubble reboiler = 241.4296 oC = 514.5796 K
Input (arus L1) ; T = Tbubble umpan = 376.3342 KKOMPONENL1(kmol/jam)h1(kJ/kmol)L1.h1(kJ/jam)
HCOOCH32.06829536.245519722.8629
CH3OH20.32956569.7810133560.3625
H2O12.26485883.714072162.5749
HCONH219.93849397.9554187380.1941
Total54.6009412825.9944
Output (arus Vo dan B) ; T = Tbubble reboiler = 514.5796 K
Dari perhitungan diperoleh:
QC = 2149623.0485 kJ/jamPERHITUNGAN MENARA DISTILASI DENGAN PERHITUNGAN PLATE TO PLATE
Asumsi yang digunakan dalam perancangan menara distilasi secara plate to plate antara lain:
1). Fasa cair merupakan larutan ideal
2). Fasa uap merupakan gas ideal
3). Pada setiap plate terjadi kesetimbangan fase uap-cair
4). Tidak terjadi pertukaran panas dari atau kelingkungan
5). Penurunan tekanan di tiap plate sama
6). Aliran fasa uap dan cair equimolal
7). Panas pencampuran dan panas pengenceran diabaikanTujuan dari perhitungan secara plate to plate ini adalah menghitung jumlah stage secara satu persatu menggunakan prinsip neraca massa, neraca panas, dan kesetimbangan. Dengan cara tersebut , komposisi masing masing komponen dalam tiap stage dapat diketahui secara detil.
Algoritma perancangan menara distilasi secara plate to plate yaitu:
1. Menentukan kondisi operasi dan komposisi umpan, distilat, dan bottom. Perhitungan suhu distilat dan bottom menggunakan perhitungan suhu bubble point dan dew point.
2. Menentukan komponen light key (LK) dan heavy key (HK) dan menghitung perbandingannya.
3. Menghitung jumlah stage pada rectifying section secara plate to plate dengan trial komposisi distilat dan menghitung nilai perbandingan cairan yang direfluks dan uap yang mengalir (L/V) dalam kolom distilasi mula-mula.
4. Karena condenser yang digunakan total, maka pada plate (stage) ke-1 komposisi x0 (cairan) akan sama dengan y1 (uap). Nilai x1 dapat dicari menggunakan kesetimbangan (bubble point calculation). Dengan asumsi setiap stage ekuimolar (L1=L0 dan V2=V1) maka komposisi stage selanjutnya (y2) dapat dihitung menggunakan neraca massa.
Gambar 4. Skema Aliran Massa pada stage 15. Menghitung nilai L1 dan V2 yang sebenarnya menggunakan neraca panas. Apabila perbandingan L1 dan V2 cukup mendekati asumsi awal maka dapat dikatakan aliran ekuimolar.
6. Komposisi fase cairan di stage berikutnya (x2) dihitung berdasarkan kesetimbangan dengan y2. Perhitungan dilanjutkan dengan cara yang sama seperti di atas hingga diperoleh nilai LK/HK di fase cair mendekati LK/HK di umpan.
7. Menghitung jumlah stage pada stripping section dengan komposisi bottom terhitung dari neraca massa total. Karena asumsi umpan cair jenuh maka jumlah cairan yang mengalir di bagian bottom (L) sama dengan L+F dan jumlah uap pun akan sama dengan uap yang mengalir di bagian atas. (V=V).
8. Komposisi cairan yang masuk ke bottom dapat dicari dengan neraca massa dengan terlebih dahulu mencari komposisi uap bottom menggunakan kesetimbangan (dew point calculation).
Gambar 5. Skema Aliran Massa di stage ke-1 dari bawah9. Perhitungan dilanjutkan dengan cara yang sama seperti perhitungan pada sesi atas hingga diperoleh nilai LK/HK di fase uap mendekati nilai LK/HK fase uap di stage umpan yang diperoleh dari perhitungan rectifying section.
10. Menghitung beban condenser dan beban reboiler menggunakan neraca panas.
11. Menghitung mechanical design menara distilasi. Perhitungan ini menyangkut ukuran atau dimensi menara serta stage yang digunakan.A. Menghitung Jumlah Stage Rectifying SectionPerhitungan dilakukan secara plate to plate hingga diperoleh nilai LK/HK di fase cair mendekati LK/HK di umpan. Komposisi umpan mula-mula adalah sebagai berikut.KOMPONENMassa (kg/jam)F (kmol/jam)xf
Metil Formiat124.20162.06820.0379
Metanol651.397820.32950.3723
Air220.953812.26480.2246
Formamid898.045519.93840.3652
TOTAL1894.598754.60091
Sehingga komposisi LK/HK mula mula = 0.6151Selanjutnya perhitungan dilakukan secara berurutan berdasarkan prinsip kesetimbangan dan neraca masssa. Persamaan kesetimbangan yang digunakan untuk menghitung komposisi secara plate to plate yaitu:yi = Ki.xi()
nilai Ki dapat dihitung dengan persamaan dibawah ini :Ki = Pi/PT()
dengan :
yi=fraksi mol komponen di fase uap
xi= fraksi mol komponen di fase cair
Ki= konstanta kesetimbangan
PT= tekanan total
Pi= tekanan uap komponen
Tekanan uap (Pi) masing masing komponen dapat dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine berikut :
()
dengan :
Po= tekanan uap, mmHg
T= suhu cairan, K
Nilai konstanta A, B, C, D, dan E diperoleh dari Yaws (1999).
Stage 1Uap pada distilat masuk condenser pada keadaan dew point, sehingga kondisi operasi pada keadaan ini dapat ditentukan melalui trial suhu hingga xi =1 dengan menggunakan persamaan kesetimbangan (1). Condenser yang digunakan merupakan condenser total, sehingga x0 = y1. Trial Pdistilat = 1,8667 atm sehingga didapatkan suhu (T) pada dew point = 388,2041 K (= 115,0541 oC) dan komposisi sebagai berikut.T388.2041K115.0541C
P1418.667mmHgP1.8667atm
KomponenYiPo, mmHgxikialfa-i
Metil Formiat0.0597868155.6020.01045.74877934399.977863
Metanol0.5868554163.0480.1999862.93447941204.169744
Air0.3475931268.960.38860.8944734862.2340102
Formamid0.00576620.390130.4011760.014372741
1.000162
Diperoleh nilai (LK/HK) sebesar 0.9687 dan nilainya lebih dari LK/HK umpan. Maka perhitungan dilanjutkan ke stage berikutnya. Berdasarkan neraca massa diperoleh nilai y2 untuk nilai stage berikutnya.
Gambar 4. Neraca massa stage 1Persamaan neraca massa pada rectifying section yaitu:
()
dengan:
L = mol cairan di stage (kmol/hr)
= R x D()
V= mol uap di stage (kmol/hr)
= (R + 1) D()
R= reflux ratioD= jumlah mol distilat (kmol/hr)
x = fraksi mol komponen i di fase cair
y = fraksi mol komponen i di fase uap
n = stage ke- (n = 0, 1, 2, ...)
Dengan asumsi awal bahwa dan (ekuimolar) maka diperoleh persamaan:
()
Dari perhitungan diperoleh nilai y2 dan L0/V1 sebagai berikut.R = 0.8046D = 34.5793L0 = 27.8228V1 = 62.4021
L0/V1 = 0.4459KOMPONENx1xo = y1y2
Metil Formiat0.01040.05980.0405
Metanol0.20000.58690.4358
Air0.38860.34760.3636
Formamid0.40120.00580.1601
1.0000
Setelah mendapatkan nilai y2 maka kita dapat menghitung nilai dan sebenarnya menggunakan persamaan neraca panas.
()
dengan:
H = entalpi fase uap (kJ/kmol)
h = entalpi fase cair (kJ/kmol)
Nilai H dan h didapatkan dari persamaan berikut.
()
()Dengan merupakan kapasitas panas cairan fungsi suhu, yaitu:
()A, B, C, dan D merupakan konstanta yang diperoleh dari Yaws (1999).
Dari neraca massa:
()
Substitusi persamaan 7 ke persamaan 6, sehingga diperoleh:
()
Untuk mencari nilai Hn+1 trial nilai Tn+1 terlebih dahulu, kemudian setelah nilai dan cocok dengan asumsi maka nilai Tn+1 harus memenuhi kesetimbangan di stage n+1 tersebut. Pressure drop tiap stage adalah sebesar 0,0667 atm.T0 =387.25K114.1C
KOMPONENXohl0hlo xo
Metil Formiat0.0597910996.6657.449
Metanol0.586867551.324431.53
Air0.347596711.082332.72
Formamid0.0057710758.762.0343
hlo7483.74
hlo lo208218
T1 =408.471K135.321C
KOMPONENx1hl1hl1 x1
Metil Formiat0.010413957145.151
Metanol0.199999519.321903.73
Air0.38868333.333238.33
Formamid0.4011813438.65391.23
hl110678.4
L1 hl1236514.0075
T1 =408.421K135.271C
KOMPONENy1Hv1Hv1 y1
Metil Formiat0.059833225.19761986.4132
Metanol0.586938426.967322551.0625
Air0.347646123.949616032.3407
Formamid0.005863919.2667368.5581
Hv140938.3746
Hv1 V12554639.347
T2 =429.643K156.493C
KOMPONENy2Hv2Hv2 y2
Metil Formiat0.040533814.08051369.6061
Metanol0.435838104.826416606.3535
Air0.363646658.180216965.0747
Formamid0.160166131.550910590.8748
Hv245531.9091
Hv2 V22582934.911
Dari persamaan (13) diperoleh:
L1 = 22.1487
V2 = 56.7280
L1/V2 = 0.3904
Perbandingan L/V baru serta jumlah L1 dan V2 memiliki perbedaan yang cukup signifikan dengan jumlah dan asumsi L/V awal (0.4459). Maka, untuk perhitungan nilai y2 digunakan nilai L/V yang baru. Hasil koreksi nilai y2 adalah sebagai berikut:KOMPONENy2
Metil Formiat0.0405
Metanol0.4358
Air0.3636
Formamid0.1601
1
Selanjutnya dicek trial T2 yang dimasukkan. Apabila T2 memenuhi kesetimbangan di stage 2 maka sudah cocok.Stage 2
Gambar 5. Neraca massa stage 2P = 1.9333 atm ; T2 = 181.1168 oC = 454.2668 K
KOMPONENy2Po,atmK=Po/Px2=y2/K
HCOOCH30.040527187.6788129.18610.0022
CH3OH0.435820828.421718.50340.0307
H2O0.36367700.284814.17540.0694
HCONH20.1601262.09575.24070.8978
Total1,00011.0001
KOMPONENx1x2y3y2
Metil Formiat0.01040.00220.03730.0405
Metanol0.20000.03070.36970.4358
Air0.38860.06940.23900.3636
Formamid0.40120.89780.35410.1601
1.0000
T3 =450.9146K177.7646C
KOMPONENy3Hv3Hv3 y3
Metil Formiat0.037334027.60321269.1685
Metanol0.369737470.236613853.8191
Air0.239047149.755811267.3056
Formamid0.354168367.253124205.5934
Hv350595.8866
Hv3 V32612469.884
Dengan persamaan (27) didapatkan niai y3 sebagai berikut:
KOMPONENy3
HCOOCH30.0373
CH3OH0.3697
H2O0.2390
HCONH20.3541
Total1.0003
Komposisi LK/HK pada stage 2 sudah di bawah LK/HK umpan (LK/HK umpan = 0.6151) sehingga jumlah stage pada rectifying section sejumlah 2 stages.B. Menghitung Jumlah Stage Stripping SectionSetelah komposisi distilat ditentukan maka komposisi bottom dapat dihitung, demikian pula jumlah stage untuk stripping section. Perhitungan ini hampir sama dengan perhitungan untuk rectifying section.Langkah-langkah perhitungan pada stripping section adalah sebagai berikut:
1. Menghitung jumlah dan komposisi (xB) bottom baru.
2. Menghitung suhu bottom (TB) dengan dew point calculation. (y = (K.x) 1) dengan trial and error.
3. Menghitung nilai L (L=L0+F) dan asumsi ekuimolar, sehingga V=V'.
4. Menghitung nilai x1 dengan persamaan:
()
5. Menghitung suhu (T1) dan komposisi uap (y1) stage 1 terbilang dari bawah dengan dew point calculation.
6. Menghitung nilai x2 dengan asumsi V1=Vo dan L2=L1=L, sehingga persamaan untuk mencari x2 menjadi:
()
7. Trial nilai T2 untuk menghitung entalpi arus stage 2 (h2).8. Menghitung nilai V1 dan L2 sebenarnya dari neraca panas.
()
9. Membandingkan nilai V1/L2 terhitung dengan nilai Vo/L1. Jika cukup dekat maka asumsi ekuimolar dapat diterima.10. Menghitung nilai P untuk stage di atasnya dengan asumsi pressure drop yang terjadi setiap stage-nya sebesar 0,1 psi.11. Mengulangi langkah yang sama untuk stage selanjutnya hingga LK/HK fase uap mendekati LK/HK fase uap di stage umpan.
LK/HK di stage umpan = 0.6151Bottom (reboiler)
Gambar 6. Neraca massa reboiler
P= 2,2 atm ; T = 241.4296 oC = 514.5796 KT514.5796K241.4296C
P1672mmHg2.2atm
KomponenXbPoybkialfa-i
Metil Formiat4.14769E-0562435.720.0015537.341949.6514
Metanol0.00182129662917.760.0685437.630250.0347
Air0.01225156425709.690.1883915.376620.4454
Formamid0.9858856631257.4820.741470.752081
10.99994
Komponenxb1
Metil Formiat0.0012Vo =62,4021kmol/jam
Metanol0.0523B =20.0216kmol/jam
Air0.1456L1 =82.4237kmol/jam
Formamid0.8008Vo/L1 =0.7571
1.0000
Stage 1 (dari bawah)
Gambar 7. Neraca massa stage 1 seksi stripping
P = 2.1333 atm ; T1 = 163.4688 oC = 436.6188 KKomponenxb1Poyb1kialfa-i
Metil Formiat0.001220458.620.014912.6184139.793
Metanol0.052314241.060.45968.7835597.3088
Air0.14565049.8120.45353.114634.5052
Formamid0.8008146.34920.07230.090261
0.99991.0003
Dari neraca massa diperoleh:
Komponenxb2
Metil Formiat0.01130847
Metanol0.34843407
Air0.34631073
Formamid0.29421045
1.00026373
dengan asumsi ekuimolar:
V1/L2 = Vo/L1 = 0,8509LK/HK = 1.1771
Komposisi LK/HK pada stage 1 masih di atas LK/HK umpan sehingga perhitungan dilanjutkan ke stage berikutnya.
Stage 2
P = 2.0667 atm ; T = 107.2073 oC = 380.3573 KKomponenxb2Poyb2kialfa-i
Metil Formiat0.011308476858.3990.049384.36655491.882
Metanol0.3484340723303.3590.732812.10316236.916
Air0.346310733976.77550.215370.6218970.0539
Formamid0.29421045113.943190.002610.008881
1.0002637261.00017
Dari neraca massa diperoleh:
Komponenxb3
Metil Formiat0.0374
Metanol0.5552
Air0.1660
Formamid0.2415
1.0001
LK/HK = 0.6876
Komposisi LK/HK pada stage 2 masih di atas LK/HK umpan sehingga perhitungan dilanjutkan ke stage berikutnya.Stage 3P = 2 atm ; T = 97.5714 oC = 370.7214 KKomponenxb3Poyb3kialfa-i
Metil Formiat0.0373944052331.7460.057361.5340477.1954
Metanol0.5552462022449.9610.894951.6118281.1091
Air0.166027117392.70480.042890.2583613.001
Formamid0.24145969630.205750.00480.019871
1.000127421.00001
Dari neraca massa diperoleh:Komponenxb4
Metil Formiat0.04344022
Metanol0.67800303
Air0.035451
Formamid0.24311512
1.00000937
LK/HK = 0.1458
Komposisi LK/HK pada stage 3 sudah di bawah LK/HK umpan sehingga jumlah stage pada seksi stripping berjumlah 3 stages.MECHANICAL DESIGN
1. Pemilihan TrayJenis tray yang dipilih adalah sieve tray dengan pertimbangan harga dan pressure drop tiap plate paling rendah dibandingkan dengan bubble captray atau valve tray. Jenis ini juga dapat dioperasikan untuk kapasitas yang cukup besar.2. Perhitungan Column DiameterFlowrate:
Distilat (D)= 999.8963 kg/jam
Bottom (B)= 894.7024 kg/jam
Physical Properties:Top product :
Density liquid (L) = 789.7772 kg/m3Density vapor (V)= 1.6379 kg/m3Surface tension()= 2.73749E-06 N/m
Bottom product :
Density liquid (L) = 854.6881 kg/m3Density vapor (V) = 2.0360 kg/m3Surface tension ()= 2.6775E-06 N/m
Diameter suatu menara sangat ditentukan oleh kecepatan uapnya, sedangkan kecepatan uap ini sangat dibatasi oleh terjadinya flooding. Maka pada perancangan diameter kolom harus diperkirakan kecepatan flooding, sehingga digunakan persamaan pandekatan yang diajukan oleh Fair, 1961.
(Coulson, 1983)
dengan :
Uf= flooding vapor velocity, m/s
K1 = konstanta, tergantung pada FLV dan plate spacing (Coulson, 1983)
FLV = liquidvapor flow factor
LW= liquid mass flow rate, kg/s
VW= vapor mass flow rate, kg/s
Hasil perhitungan :
FLV bottom = 0.0667FLV top
= 0.0218tray spacing = 0,5 m
dari fig.11.27 (Coulson and Richardson, 1983), didapatkan:
K1 bottom = 0.090
K1 top = 0.095Koreksi untuk surface tension, mengalikan K1 denganKoreksi K1bottom = 0.0151Koreksi K1top = 0.0160Uf bottom
= 0.3094 m/s
Uf top
= 0.3266 m/s
Digunakan % flooding sebesar 85 % :
UV bottom
= 0.2630 m/s
UV top
= 0.2776 m/s
Maximum volumetric flowrate:Net area required :
An bottom
= 1.2649 m2An top
= 1.1022 m2Downcomer area diambil sebesar 12 % dari luas total, maka :
Column area :ACbottom
= 1.4374 m2ACtop
= 1.2525 m2
Column Diameter :Dc bottom = 1.3532 m
Dc top = 1.2632 m
Diambil diameter menara = Dc bottom = 1.3532 m, sehingga untuk perhitungan selanjutnya dipakai karakteristik dari aliran bottom.
Liquid Flow PatternMaksimum liquid rate
= 0.9259 kg/s = 0.0011 m3/s
Dari fig 11.28 ( Coulson,1983 ) diperoleh jenis aliran adalah single pass cross flow3. Perhitungan Lay Out Sieve TrayBerdasarkan perhitungan diameter kolom dan asumsi-asumsi yang digunakan diperoleh data:
Column diameterDc =1.3532m
Column areaAc =1.4374m2
Downcomer area (0,12 Ac)Ad =0.1725m2
Net areaAn=1.2649m2
Active areaAa =1.0924m2
Hole area (0,1 Aa)Ah =0.1092m2
Weir length (Fig. 11.31)lw = 0,76Dc =1.0284m
Weir height (asumsi)hw =40mm
Diameter holedh =5mm
Tebal platetp =5mm
Panjang weir (lw) diperoleh dari fig 11.31 (Coulson,1983), dimana untuk Ad = 0,12 Ac diperoleh = 0,76 , sehingga :
lw =0,76 x Dc
=1.0284 m
Untuk perancangan diambil beberapa besaran :
Tinggi weir (hw) = 50 mm
Diameter hole (dh) = 5 mm
Tebal plate
= 5mm
Material yang digunakan stainless steel SA 167 tipe 304.
Cek WeepingMax liquid rate
= 0.9259 kg/s
Dengan percent of turn down = 85%
Min liquid rate
= 0.7870 kg/s
Maksimum how
= 7.7648 mm liquid
Minimum how
= 6.9675 mm liquid
Pada minimum rate (hw + how) = 46.9675 mm liquid
Dari fig. 11.30 (Coulson and Richardson, 1983)
Gambar 5. Fig.11.30 (Coulson and Richardson, 1983)K2
= 29.6000uhmin (weeping)= 7.8772 m/s
Actual min vapour velocity (uh) = min vapour rate / Ah = 7.9405 m/s
Diperoleh bahwa uh > uhmin, maka tidak terjadi weeping dengan turn-down ratio 85%.
4. Perhitungan Tinggi MenaraJarak diatas plate teratas (condensing space) =3 ft
=0,9144 m
Jumlah plate =16
Tebal plate =0,005 m
Jarak antar plate=0,5 m
Tinggi penyangga menara=1 m
Jarak dibawah plate terbawah (boiling space)=4 ft
=1,2192 m
Tinggi Total, H =10,7136 m
5. Plate Pressure Drop Dry Plate Pressure Drop
Kecepatan uap maximum melalui hole Uh max :
3.0455 m/s
dari fig 11.34 (Coulson,1983) untuk :
dan , maka didapat harga Co = 0,84
hd = 1.5971 mm liquid Residual Head
= 14.6252 mm liquid Total Pressure Drop
htot= hd + hw + how + hr
= 63.1897 mm liquid
Nilai pressure drop per plate terhitung lebih kecil dari asumsi (0,1 psi), sehingga desain dapat diterima.
6. Downcomer Liquid Back-Up
Gambar 6. Downcomer back-up
Keterangan :
lt= plate spacinghb= Downcomer back up, diukur dari permukaan platehap= tinggi celah dinding Downcomer dengan permukaan platehw= tinggi weirhow= tinggi cairan diatas weirDowncomer pressure loss :
Diambil hap = hw 5 = 35 mm
Aap = hap x lw
= 0.0360 m2
= 0.1504 mm
Back up pada Downcomer :
hb =( hw + how ) + htot + hdc
=110.3075 mm = 0.1103 m
Cek hb < 0,5 x ( plate spacing + weir height )
< 275 mm ( memenuhi syarat )
Sehingga tray spacing 0,5 m dapat diterima.7. Pengecekan Residence Time
= 17.5629 detik 8. Pengecekan EntrainmentActual percentage flooding design:
= 0.2630 m/s
% flooding=
= 0,8500 = 85%
= 0.0667Dari fig 11.29 (Coulson, 1983) diperoleh = 0.052 < 0,1 jadi memenuhi persyaratan.
9. Tebal ShellBahan yang dipilih: stainless steel SS-304 AISI
f = 75 kip/inch2 = 87.2192 N/mm2 = 12653.5656 psia
J = 0,8
Poperasi max= 2,2 atmPoperasi max= 1,2 atm (P gauge)Design pressure
Pd = 1,2. Poperasi, gauge
= 0.1459 N/mm2
t= 3.4036 mm
t = 0.1340 in ( tebal yang mendekati = 3/16 inch
10. Penentuan HeadDipilih bentuk Torispherical dished head, karena paling murah dan mudah dalam pembuatannya. Rumus untuk menghitung tebal diambil dari Brownell and Young, 1959:
Gambar 5. Skema Torispherical Head
Outside Diameter (OD) dari kolom dapat dihitung dengan persamaan:
= 53.7293 inch
Pembulatan yang standar berdasarkan Tabel 5.7 (Brownell and Young, 1959)OD = 54 inch
ts = 1/4 inch
icr= 3 1/4 inch
r= 54 inch
Perhitungan tebal head dilakukan dengan menggunakan persamaan:
dengan,
W=stress-intensification factor untuk torisperical head
t= ketebalan shell, inch
E= efisiensi sambungan = 0,8
p= tekanan design, psia
c= corrosion allowance = 1/8 inch = 3,175 mm
Dari hasil perhitungan, didapatkan:
W= 1.7690
t= 0.3082 inch = 7.8279 mm
Diambil tebal head sesuai standard, yaitu 5/16 atau 0,3125 inch.
11. Perhitungan tebal isolatorDigunakan isolator dengan bahan asbestos R1
R0 xis
Tu
k kis
T0 T1 T2
Keterangan: T0 = suhu dinding dalam menara
T1 = suhu dinding luar menara
T2 = suhu luar isolasi
Tu = suhu udara luar
ts = tebal dinding menara
xis = tebal isolasi
A0 = luas transfer panas sisi dalam menara
A1 = luas transfer panas sisi luar menara
A2 = luas transfer panas luar menaraBahan isolasi = asbestos
kis
= 0,17 W/m.CPerhitungan Koefisien Perpindahan Panas Konveksi dari Dinding Isolator ke Udara
Suhu dinding luar (T2)= 75 oC = 348,15 K
Suhu lingkungan (Tu)
= 30 oC = 303,15 KTf= ( T2 + Tu )= (348,15+303,15) K= 325,65 K
t= T2 Tf
= (323,15 325,65) K = 22.5 K
Perpindahan panas konveksi dari dinding ke udara (qc)
Qc= hc . A2. t
= hc . . ( OD + 2.Xis ) . L . t
Diperoleh sifat-sifat fisis udara pada Tf = 325.65 K (Holmann, 2010)
= 1,1302 kg/m3; Cpf = 1,0066 kJ/kg.oC; vf = 1,70 10-5m2/s
= 1,91 105 kg/m/s ; kf = 0,0272 W/m.oC; Pr = 0,7051Bilangan Grasshoff:
Gr=
dengan :
= koefisien muai volume
= 1/tf = 1/(325,65) K = 3,07 10-3 K-1
L= tinggi menara distilasi, m
= viskositas kinematis udara, lb/(ft.h)Gr = 5,76 1012Bilangan Raylegh:
Ra= Gr . Pr
= (5,76 1012) (0,7051) = 9,68 1011Selanjutnya hc dapat dihitung dengan menggunakan persamaan untuk plat
Bila :Ra = 103 109, maka hc= 0,29
Ra > 109 , maka hc= 0,95
Karena Ra > 109, maka hc= 0,95
hc= 0,95 (45)1/3
= 3,379 W/m2.C Perpindahan panas karena konveksi :
Misalkan tebal isolasi = xisQc = hc A1 (T)
= hc 2 (R1+xis) L (T)
Perpindahan panas konduksi melalui dinding menara dan isolasi :
Dinding reaktor dibuat dari bahan carbon steel, sehingga k = 43.6348 W/m.C (Kern, 1965)
Perpindahan panas konduksi sama dengan perpindahan panas konveksi .
Qc =Qk
Maka ditrial nilai xis yang memberikan nilai Qc = Qk, dan diperoleh:xis = 0.1069 m = 10.6901 cm = 4.2087 inch
dengan panas yang hilang ke lingkungan = Qc = 8080.5500 W = 8.0806 kW 12. Perhitungan Diameter Nozzle Pemasukan dan Pengeluaran
Pipa yang masuk ke menara distilasi membutuhkan bahan yang tahan korosi, maka persamaan untuk menghitung diameter optimum (Coulson and Richardson, 1983) adalah sebagai berikut.
a. Pipa Umpan T= 376.3342 KP= 2 atm
L= 912.0510 kg/m3G= 0.5263 kg/s
Di,opt= 16.7457 mm = 0.6593 in
Digunakan pipa standar (IPS) :
NPS
= 3/4 in
Sch.No
= 40
ID
= 0.824 in
OD
= 1.05 in
b. Pipa Hasil Atas Menuju Kondenser (stage 1)
T
= 388.2041 K
P
= 1.8667 atm
V
= 0.5012 kg/s
V
= 1.6379 kg/m3Di,opt
= 169.2776 mm =6.6645 in
Digunakan pipa standar (IPS) :
NPS
= 8 in
Sch.No
= 40
ID
= 7.981 in
OD
= 8.625 in
c. Pipa Refluks Distilat
L0
= 0.2235 kg/s
L
= 780.0428 kg/m3Di,opt
= 11.2688 mm = 0.4437 in
Digunakan pipa standar (IPS) :
NPS
= 1/2 in
Sch.No
= 40
ID
= 0.622 in
OD
= 1.05 in
d. Pipa Pengeluaran Hasil Bawah
L = 0.9259 kg/s
L = 854.6881 kg/m3
Di,opt= 23.1411 mm = 0.9111 in
Digunakan pipa standar (IPS) :
NPS
= 1 in
Sch.No
= 40
ID
= 1.049 in
OD
= 1.315 in
e. Pipa Refluks Hasil Bawah
V
= 0.6774 kg/s
V
= 2.0360 kg/m3Di,opt
= 183.2163 mm = 7.2132 in
Digunakan pipa standar (IPS) :
NPS
= 8 in
Sch.No
= 40
ID
= 7.981 in
OD
= 8.625 in
Gambar 7. Detail Menara Distilasi Tampak Atas (Potongan Plate Umpan)
Gambar 8. Orientasi Susunan Hole pada Sieve Tray
Layout Pabrik Formamid dari Metil Formiat dan Ammonia EMBED Visio.Drawing.11
Stage 1
L0, x0
L1, x1
V1, y1
V2, y2
Bottom
L1, x1
V0, y0
B, xB
Stage 2
L1, x1
L2, x2
V2, y2
V3, y3
Bottom
L', xb1
B, xb
V', yb
Stage B1
L', xB2
L', xB1
V', yB1
V', yB
Skala 1 : 50
SKETSA MENARA DISTILASI 1 (MD 01)
4
6
3/4 in , Sch. 40
1/2 in , Sch. 40
1.3532 m
1 in , Sch. 40
8 in, Sch. 40
Keterangan :
Plate
Weir
Downcomer
Pipa pemasukan umpan
Pipa pengeluaran hasil atas
Pipa pemasukan refluks
Pipa pengeluaran hasil bawah
Pipa pemasukan uap dari reboiler
Gambar 6. Detail Menara Daistilasi
10.7136 m
5
3
2
1
6
5
4
9
8
7
12
11
10
3
2
1
15
14
13
8 in, Sch. 40
8
16
1
2
3
7
Ai
FEED
TOP
BOTTOM
LC
Skala 1 : 500
PINTU
MASUK
PINTU
KELUAR
P - 03
P - 04
R - 01
SD - 01
SD - 02
VAP - 01
HE - 02
HE - 01
HE - 03
CD - 01
IPAL
UTILITAS
T - 02
P - 12
P - 02
T - 01
T - 04
T - 03
P - 11
P - 01
P - 14
P - 04
P - 13
P - 03
CONTROL
ROOM
P - 08
P - 05
P - 06
P - 09
P - 07
HE - 05
HE - 04
HE - 06
HE - 07
REB - 01
REB - 02
REB - 03
CD - 02
CD - 03
CD - 04
MD -01
MD -02
MD -03
P -10
Keterangan Gambar :
VAP: VaporizerCD: CondenserP : Pompa
REB: ReboilerMD: Menara DistilasiT : Tangki
SD: Separator DrumV: Expansion Valve
HE: Heat ExchangerR: Reactor
253
_1488955285.unknown
_1488955293.unknown
_1488955297.unknown
_1488955299.unknown
_1488955301.unknown
_1488955302.unknown
_1488955300.unknown
_1488955298.unknown
_1488955295.unknown
_1488955296.unknown
_1488955294.unknown
_1488955289.unknown
_1488955291.unknown
_1488955292.unknown
_1488955290.unknown
_1488955287.vsdOD
b=depth of dish
A
icr
B
OA
sf
ID
a
r
t
C
_1488955288.unknown
_1488955286.unknown
_1488955280.unknown
_1488955282.unknown
_1488955283.unknown
_1488955281.unknown
_1488955278.unknown
_1488955279.unknown
_1488955277.unknown
_1488955276.vsd
Feed
Top
Bottom
Top Related