Home >Documents >Lampiran Menara Distilasi MD - 01

Lampiran Menara Distilasi MD - 01

Date post:01-Oct-2015
Category:
View:805 times
Download:192 times
Share this document with a friend
Description:
teknik kimia
Transcript:

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

of 68/68
Fahrian Andra Aditama (11/319006/TK/38146) Albertho Natanael (11/319153/TK/38284) 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 206
Embed Size (px)
Recommended