Perancangan Menara Distilasi [PDF]

Citation preview

PERANCANGAN MENARA DISTILASI Fungsi



: Memisahkan sebagian besar senyawa etil asetat CH3COOC2H5 dari campuran umpan (CH3COOC2H5, C2H5OH, dan H2O) sehingga diperoleh sebagai hasil atas dengan kemurnian 99,5%



Tipe alat



: Sieve tray tower



Skema aliran bahan : QC



CH3COOC2H5 C2H5OH CH3COOC2H5 C2H5OH H2O



CH3COOC2H5 Qr



C2H5OH H2O



A. Neraca Massa di Menara Distilasi Berdasarkan perhitungan neraca massa, diperoleh hasil umpan masuk Menara Distilasi sebagai berikut: Tabel 1. Umpan masuk Menara Distilasi Bahan Masuk Komponen kg/jam kmol/jam CH3COOC2H5 7660,4459 87,0505 C2H5OH 2343,4863 50,9454 H2O 38,0485 2,1138 Total 10041,9807 140,1097



Fraksi mol 0,6213 0,3636 0,0151 1,0000



Kemudian dari hasil perhitungan neraca massa diperoleh hasil atas (light component) dari Menara Distilasi sebagai berikut:



Tabel 2. Hasil atas Menara Distilasi Bahan keluar hasil atas kg/jam kmol/jam 6281,5657 71,3814 31,5657 0,6862 0,0000 0,0000 6313,1313 72,0676



Komponen CH3COOC2H5 C2H5OH H2O Total



Fraksi mol 0,9905 0,0095 0,0000 1,0000



Kemudian dari hasil perhitungan neraca massa diperoleh hasil bawah (heavy component) dari Menara Distilasi sebagai berikut: Tabel 3. Hasil bawah Menara Distilasi Bahan keluar hasil bawah Komponen kg/jam kmol/jam CH3COOC2H5 1378,8803 15,6691 C2H5OH H2O Total Dipilih :



2311,9206 38,0485 3728,8494



50,2591 2,1138 68,0420



Fraksi mol 0,2303 0,7386 0,0311 1,0000



CH3COOC2H5 sebagai light key C2H5OH sebagai heavy key



B. Data Konstanta Antoine Dihitung dengan persamaan:



B log P = A + T + C log T + DT + ET2 dimana P dalam mmHg dan T dalam Kelvin Tabel 4. Data persamaan Antoine Komponen CH3COOC2H5



A



B



C



D



E



0,6955



-2,2498E+03



5,4643E+00



-1,9451E-02



1,2362E-05



C2H5OH



23,8442



-2,8642E+03



-5,0474E+00



3,7448E-11



2,7361E-07



H2O



29,8605



-3,1522E+03



-7,3037E+00



2,4247E-09



1,8090E-06



C. Penentuan Kondisi Proses Menara Distilasi 1. Kondisi operasi umpan Menara Distilasi Untuk kondisi operasi pada feed, aliran masuk pada kondisi cair jenuh. Pada keadaan bubble point (titik didih) maka, ∑yi = ∑Ki.zi = 1 Dengan trial and error diperoleh:



= 60oC = 333 K



Suhu



Tekanan absolut = 0,5074 atm = 385,6240 mmHg Tabel 5. Hasil perhitungan kondisi operasi umpan Menara Distilasi α=



Ki = Komponen



zi



Pi



Pi



∑yi = ∑Ki.zi



Ki



K i HK



P CH3COOC2H5



0,6213



413,3926



1,0720



0,6660



1,1880



C2H5OH



0,3636



347,9799



0,9024



0,3281



1,0000



H2O



0,0151



148,5446



0,3852



0,0058



0,4269



1,0000



 



 



1,0000



 



Total



2. Kondisi operasi hasil atas Menara Distilasi Untuk kondisi operasi pada top, uap masuk condenser pada keadaan dew point (titik embun) maka, ∑xi = ∑yi/Ki = 1 Dengan trial and error diperoleh: = 52,0633oC = 325,0633 K



Suhu



Tekanan absolut = 0,4 atm = 304 mmHg Tabel 6. Hasil perhitungan kondisi operasi hasil atas Menara Distilasi Komponen



yi



Ki =



∑xi =



Pi



yi



α=



P



Ki



K i HK



Pi



Ki



CH3COOC2H5



0,9905



304,7696



1,0025



0,9880



1,2618



C2H5OH



0,0095



241,5446



0,7946



0,0120



1,0000



H2O



0,0000



101,8128



0,3349



0,0000



0,4215



1,0000



 



 



1,0000



 



Total



3. Kondisi operasi hasil bawah Menara Distilasi Pada keadaan bubble point (titik didih) maka ∑yi = ∑Ki.xi = 1 Dengan trial and error diperoleh: Suhu



= 65,8456oC = 338,8456 K



Tekanan absolut = 0,6 atm = 456 mmHg Tabel 7. Hasil perhitungan kondisi operasi hasil bawah Menara Distilasi α=



Ki = Komponen



xi



Pi



Pi



∑xi =∑Ki.xi



Ki



K i HK



P CH3COOC2H5



0,2303



511,7534



1,1223



0,2584



1,1381



C2H5OH



0,7386



449,6412



0,9861



0,7283



1,0000



H2O



0,0311



193,6721



0,4247



0,0132



0,4307



Total



1,0000



 



 



1,0000



 



4. Kondisi operasi distilat Menara Distilasi Penurunan tekanan pada Condenser = 0,1 Psi, sehingga tekanan distilat keluar condenser = 0,3932 atm. Kondisi operasi distilat (cair jenuh) dapat ditentukan pada keadaan bubble point (titik didih), maka ∑yi = ∑Ki.xi = 1 Dengan trial and error diperoleh: = 51,6174oC = 324,6174 K



Suhu



Tekanan absolut = 0,3932 atm = 298,8299 mmHg Tabel 8. Hasil perhitungan kondisi operasi distilat Menara Distilasi α=



Ki = Komponen



xi



Pi



Pi



∑xi =∑Ki.xi



Ki



K i HK



P CH3COOC2H5



0,9905



299,4323



1,0020



0,9925



1,2661



C2H5OH



0,0095



236,4958



0,7914



0,0075



1,0000



H2O



0,0000



99,6120



0,3333



0,0000



0,4212



Total



1,0000  



 



1,0000  



D. Penentuan Distribusi Komponen Distribusi komponen ditentukan dengan menggunakan persamaan Shiras (Treyball, 1968, hal. 435)



x j,D D (α j−1) x LK,D D (αLK −α j ) x HK,D D = + z j,F F (α LK−1 ) z LK,F F (α LK −1) z HK,F F Dengan:



Syarat:



xj,D



= fraksi mol komponen J di distilat



zj,F



= fraksi mol komponen J di umpan



α



= relative volatility



D



= jumlah distilat



F



= jumlah umpan



LK



= light key component



HK



= heavy key component



1. Jika nilai xj,DD/zj,FF < [– 0,01] atau > [1,01] maka komponen tersebut tidak akan terdistribusi ke dalam dua hasil yaitu hasil atas dan hasil bawah, namun hanya pada salah satu hasil 2. Jika nilai xj,DD/zj,FF antara 0,01 – 0,99 maka komponen terdistribusi ke dalam dua hasil yaitu hasil atas dan hasil bawah 1. Untuk CH3COOC2H5



x jD D



z jF F



=



( 1,1880−1 )( 0,9905×6313,1313) ( 1,1880−1,1880 ) ( 0 ,0095×6313 ,1313 ) + ( 1,1880−1 ) ( 0,6213×10041 ,9807 ) ( 1,1880−1 ) ( 0,3636×10041 ,9807 ) = 1,0022 (memenuhi syarat yaitu terdistribusi) 2. Untuk C2H5OH



x jD D



z jF F



=



( 1−1 ) ( 0,9905×6313,1313) ( 1,1880−1 ) ( 0,0095×6313,1313 ) + ( 1,1880−1 )( 0,6213×10041 ,9807 ) ( 1,1880−1 )( 0,3636×10041 ,9807 )



= 0,0165 (memenuhi syarat yaitu terdistribusi) 3. Untuk H2O



x jD D



z jF F



=



( 0,4269−1 ) ( 0,9905×6313,1313) ( 1,1880−0,4269 ) ( 0,0095×6313,1313 ) + ( 1,1880−1 ) ( 0,6213×10041,9807 ) ( 1,1880−1 ) ( 0,3636×10041 ,9807 ) = – 2,9890 (memenuhi syarat yaitu tidak terdistribusi) E. Penentuan Jumlah Plate Minimum Nilai volatilitas rata-rata:



α avg =√ α top×α bottom Tabel 9. Perhitungan nilai volatilitas rata-rata Komponen α, average CH3COOC2H5 C2H5OH H2O



√ 1,2618×1,1381 = 1,1984 √ 1,0000×1,0000 = 1,0000 √ 0,4215×0,4307 = 0,4261



Jumlah stage minimum dihitung dengan persamaan Fenske (11.58) (Coulson, 2003, vol. 6, edisi 3, hal. 524) x LK x HK



Nmin + 1 =



x HK x LK



( )( )



log



logα avg



D



B



LK



Dengan, Nmin



= jumlah stage minimum pada refluks total, termasuk reboiler



αavg LK



= relative volatility rata-rata LK



log



0,7386 ( 0,9905 ) ( 0,0095 0,2303 ) D



B



Nmin + 1 = log ( 1,1984 ) = 32,1094 Karena menggunakan konsensor total, maka: Nmin



= Nmin – 1 = 32,1094 – 1 = 31,1094 ≈ 32



F. Perhitungan Refluks Minimum (Rmin) Refluks minimum dihitung menggunakan persamaan Underwood Persamaan 11.60, Coulson, 2003, vol. 6, edisi 3, hal. 525:



α avg x D ∑ α −ϑ avg



= Rmin + 1



Persamaan 11.61, Coulson, 2003, vol. 6, edisi 3, hal. 525:



1–q=



αavg x F ∑ α −ϑ avg



Nilai q = 1 untuk umpan cair jenuh Trial θ syarat nilai θ harus terletak di antara αHK dan αLK θ



= 1,0652 Tabel 10. Tabel hasil perhitungan Komponen



xfi



α, avg



α, avg × xfi (A)



α, avg – θ (B)



A/B



xD



α, avg × xD (C)



C/B



CH3COOC2H5



0,6213



1,1984



0,7445



0,1332



5,5901



0,9905



1,1869



8,9117



C2H5OH



0,3636



1,0000



0,3636



-0,0652



-5,5800



0,0095



0,0095



-0,1461



H2O



0,0151



0,4261



0,0064



-0,6391



-0,0101



0,0000



0,0000



0,0000



0,0000



1,0000



Total



1,0000



8,7656



Rmin + 1 = 8,7656 Rmin



= 7,7656



G. Penentuan Jumlah Plate Teoritis Untuk menentukan jumlah plate teoritis digunakan korelasi Gilliland dan korelasi Erbar Madox (Coulson & Richardson, 1983)



Rmin Nmin = 32 ; Rmin = 7,7656 ; Rmin+1



= 0,8859



Untuk perancangan rasio refluks operasi = 1,2-1,5 refluks minimum (Coulson & Richardson, 2005, vol. 6, edisi 4, hal. 496) Dengan mtode Gilliland Cara langsung dengan persamaan Molokanov et al (Perry, 1984, hal 13-35) Dipilih rasio refluks operasi sebesar 1,5 dari refluks minimumnya, maka: Refluks rasio (R) = 1,5 Rmin = 1,5 × 7,7656 = 11,6484



11,6484−7, 7656 R−Rmin R+1 (x) = 11,6484+1 = 0,3070



1−exp Y



=



1−exp =



1+54,4x ( x−1) 11+117,2x x0,5



( (



)



1+ ( 54,4×0,3070 ) (0,3070−1 ) 11+ ( 117,2×0,3070 ) 0,30700,5



= 0,3758 Plat teoritis (N)



Nmin+Y 1−Y =



32+0, 3758 = 1−0,3758 = 51,8665 ≈ 52 (termasuk reboiler)



)



H. Penentuan Letak Feed Plate Menggunakan persamaan Kirkbride (Coulson, 2003, vol. 6, edisi 3, hal. 526 persamaan 11.62)



N log r Ns



( )



= 0,206



B x F , HK log D x F , LK



x B , LK



2



[( )( )( ) ] x D , HK



Dengan: Nr = jumlah stage diatasfeed stage, termasuk kondensor Ns = jumlah stage di bawah feed stage, termasuk reboiler B = molar flow bottom product D = molar flow top product xF HK = fraksi mol HK pada feed xF LK = fraksi mol LK pada feed xB LK = fraksi mol LK pada bottom product xD HK = fraksi mol HK pada top product Maka,



log



log



Nr Ns



= 0,206



Nr Ns



= 0,5170



( ) ( )



log



0, 3636 68 ,0420 0,2303 0 ,6213 72 ,0676 0,0095



[( )(



)(



Nr Ns



= 3,2881



Nr + Ns



= 51



Nr



= 39,1067 ≈ 39



Ns



= 11,8933 ≈ 12



Sehingga hasil perhitungan dengan cara short cut: Jumlah plate



= 52



Plate umpan



= plate ke-40



Jumlah plate diatas plate umpan, Nr



= 39



Jumlah plate dibawah plate umpan, Ns



= 12



I. Perancangan Detail Menara Distilasi



2



)]



1. Efisiensi kolom distilasi Suhu average top and bottom



= 58,9545°C = 331,9545 K



αLK average



= 1,1984



B Viskositas dihitung dengan persamaan: log µ = A + T



+ C.T + D.T2



Dimana µ dalam cP dan T dalam K



Tabel 11. Data persamaan viskositas Komponen



A



B



C



D



CH3COOC2H5



-3,6861



5,5228E+02



8,0018E-03



-1,0439E-05



C2H5OH



-6,4406



1,1176E+03



1,3721E-02



-1,5465E-05



-10,2158



1,7925E+03



1,7730E-02



-1,2631E-05



H2O



Komponen CH3COOC2H5 C2H5OH H2O Total



Tabel 12. Hasil perhitungan viskositas Fraksi mol (xi) µi, cP 0,6213 3,0447E-01 0,3636 5,9804E-01 0,0151 4,7614E-01 1,0000  



Viskositas liquid campuran



xi × µi 0,1892 0,2175 0,0072 0,4138



= 0,4138 cP



Efisiensi kolom distilasi (overall) dihitung dengan korelasi O’Connell yang dinyatakan dalam persamaan 11.67, Coulson, 2003, vol. 6, edisi 3, hal. 549: Eo = 51 – 32,5 log(µm.αLK average) = 51 – 32,5 log(0,4138 × 1,1984) = 67,6669% Overall efficiency didefinisikan sebagai rasio jumlah plat teoritis dengan jumlah plat actual yang dinyatakan dengan persamaan:



Eo



N teoritis = N aktual



52 N aktual = 67,6669%



= 76,8470 ≈ 77



=



(3939+12 ) (77−1)



= 58,1176 ≈



Jumlah plat sebenarnya dibawah feed plate=



(1239+12 ) (77−1)



= 17,8824 ≈



Jumlah plat sebenarnya diatas feed plate 58



18 Sehingga feed plate terletak pada plate ke-59 dari atas 2. Estimasi kolom distilasi Plate spacing berkisar antara 0,15 m (6 in) sampai dengan 1 m (36 in). Untuk kolom dengan D>1 m digunakan plate spacing 0,3 – 0,6 m dan angka 0,5 m (18 in) dapat digunakan sebagai perkiraan awal (Coulson dan Richardson, 1983, vol. 6, edisi 3, hal. 556) Diameter kolom (Coulson & Richardson,1983, pers.11.79, hal.511) Persamaan yang digunakan:



uv = (– 0,171 lt2 + 0,27 lt – 0,047)



Dc =



√



ρL −ρV ρV



( )



1 2



4 VW π ρ V uV



Dengan: uv = maximum allowable vapor velocity based on total column cross lt = plate spacing, m Dc = diameter kolom, m VW = kecepatan maksimum uap, kg/detik Enriching section R



= Refluks ratio Lo



= R.D



V1



= Lo + D



Suhu



= 52,0633°C = 325,0633 K



Tekanan



= 0,4 atm



m3 .atm = 0,08205 kmol . K



Konstanta gas



Lo = R × D = 11,6484 × 72,0676 kmol/jam = 839,4717 kmol/jam V1 = Lo + D = (839,4717 + 72,0676) kmol/jam = 911,5393 kmol/jam Tabel 13. Tabel hasil perhitungan Komponen



yi (vap)



xi (liq)



BM vap (yi.BM)



BM



BM liq (xi.BM)



ρi (kg/m3)



xi.BM ρi



CH3COOC2H5



0,9905



0,9880



88,0000



87,1621



86,9420



860,9776



0,1010



C2H5OH



0,0095



0,0120



46,0000



0,4380



0,5513



761,4880



0,0007



H2O



0,0000



0,0000



18,0000



0,0000



0,0000



1002,484 9



0,0000



1,0000



1,0000



87,6001



87,4933



Total



 



0,1017



BM average untuk vapor phase = 87,6001 kg/kmol BM average untuk liquid phase = 87,4933 kg/kmol



P BMaverage ρ vapor



RT



=



0,4 atm ×87,6001 kg/kmol m3 . atm 0,08205 ×325,0633 K kmol . K = = 1,3138



kg/m3



BMaverage ρ liquid



=



∑ (ρixi BM )



87,4933 kg/kmol 3 = 0,1017 kmol/m = 860,2694 kg/m3



Diambil lt = 0,45 m (Coulson dan Richardson, 1983, vol. 6, edisi 3, hal. 556) Diperoleh:



ρL −ρV ρV



( )



uv = (– 0,171 lt2 + 0,27 lt – 0,047)



1 2



= ((– 0,171 × (0,45 m)2) + (0,27 × 0,45 m) – 0,047)



=



(



( 860,2694−1,3138 ) kg/m3 1,3138 kg/m3



)



1 2



= 1,0195 m/detik VW = V × BMvap



1 jam = 911,5393 kmol/jam × 87,6001 kg/kmol × 3600 detik = 22,1808 kg/detik



LW = Lo × BMliq



1 jam = 839,4717 kmol/jam × 87,4933 kg/kmol × 3600 detik = 20,4023 kg/detik Sehingga diameter kolom adalah,



Dc =



=



√ √



4 VW π ρ V uV



4 × 22,1808 kg/detik π× 1, 3138 kg/m 3 × 1, 0195 m/detik



= 4,5918 m



Stripping section Umpan masuk pada cair jenuh q=1 Persamaan 8.8 Ludwig, 1964 L’ = q F + L =1F+L =F+L = (140,1097 + 839,4717)



kmol jam = 979,5814 kmol/jam V’ = L’ – B = (979,5814 – 68,0420) kmol/jam = 911,5393 kmol/jam Suhu



= 65,8456°C = 338,8456 K



Tekanan



= 0,6 atm



Konstanta gas



= 0,08205 m3.atm/kmol.K Tabel 14. Tabel hasil perhitungan



Komponen CH3COOC2H5



yi (vap) 0,2584



xi (liq) 0,2303



BM 88,0000



BM vap (yi.BM) 22,7429



BM liq (xi.BM) 20,2651



ρi (kg/m3)



xi.BM ρi



843,5223



0,0240



C2H5OH



0,7283



0,7386



46,0000



33,5040



33,9778



747,5432



0,0455



H2O



0,0132



0,0311



18,0000



0,2375



0,5592



989,3679



0,0006



1,0000



1,0000



56,4844



54,8021



 



0,0700



Total



 



BM average untuk vapor phase = 56,4844 kg/kmol BM average untuk liquid phase = 54,8021 kg/kmol



P BMaverage ρ vapor



RT



=



0,7 atm ×56,4844 kg/kmol m3 . atm 0,08205 ×338,8456 K kmol . K = = 1,2190



kg/m3



BMaverage ρ liquid



=



∑ (ρixi BM )



54 , 8021 kg/kmol 3 = 0 ,0700 kmol/m = 782,4153 kg/m3



Diambil lt = 0,45 m (Coulson dan Richardson, 1983, vol. 6, edisi 3, hal. 556) Diperoleh:



ρL −ρV ρV



( )



uv = (– 0,171 lt2 + 0,27 lt – 0,047)



1 2



= ((– 0,171 × (0,45 m)2) + (0,27 × 0,45 m) – 0,047)



=



(



( 782,4153−1,2190 ) kg/m 3 1,2190 kg/m3



)



1 2



= 1,0094 m/detik VW = V × BMvap



1 jam = 911,5393 kmol/jam × 56,4844 kg/kmol × 3600 detik = 14,3021 kg/detik LW = Lo × BMliq



1 jam = 979,5814 kmol/jam × 54,8021 kg/kmol × 3600 detik = 14,9120 kg/detik Sehingga diameter kolom adalah,



Dc =



√



4 VW π ρ V uV



√



=



4 × 14,3021 kg/detik π× 1, 2190 kg/m 3 × 1,0094 m/detik



= 3,8471 m 3. Perancangan sieve tray Jenis tray yang dipilih adalah sieve tray dengan pertimbangan (Coulson & Richardson,1983): a. Harga paling murah b. Menghasilkan pressure drop paling kecil c. Dapat dioperasikan untuk kapasitas yang besar Sehingga flow pattern yang dipilih adalah cross flow dan reverse pass Menghitung surface tension campuran Tabel 15. Tabel hasil perhitungan Komponen



xD



xB



σid



σib



CH3COOC2H5



0,9905



0,2303



20,1470



18,5823



19,9552



4,2792



C2H5OH



0,0095



0,7386



19,9089



18,1692



0,1896



13,4206



H2O



0,0000



0,0311



68,1361



65,3488



0,0000



2,0301



1,0000



1,0000



20,1448



19,7300



Total



σm = σid × xD



σm = σib × xB



Dengan: σ



= tegangan muka, dyne/cm



x



= fraksi mol komponen



20,1448 Seksi enriching, σm = 1000



= 0,0201 N/m



19 ,7300 Seksi stripping, σm = 1000



= 0,0197 N/m



Diameter kolom ditentukan oleh kecepatan uap, sedangkan kecepatan uap dibatasi oleh terjadinya flooding. Oleh karena itu pada perancangan menara distilasi, diameter kolom harus diperkirakan kecepatan flooding dengan menggunakan persamaan Fair (1961):



uf = K1



√



ρ L− ρ V ρV



(Coulson & Richardson, 1983, hal. 567)



LW ρ V F W ρL



√



FLV =



Dengan: uf = flooding vapor velocity, m/s K1 = konstanta dari fig.11.27 Coulson,1983. K1 tergantung pada FLV dan lt FLV = liquid-vapor flow factor LW = liquid mass flow-rate, kg/s VW = vapor mass flow-rate, kg/s Figure 11.27 berlaku untuk: a. Ukuran hole < 6,5 mm b. Tinggi weir (hW) < 15% lt c. Non foaming system



d.



hole (Ah ) active area ( Aa ) ≥ 0,1 jika tidak harus dikoreksi hole : active area



multiply K1 dengan



0,10



1,00



0,08



0,90



0,06



0,80



e. Tegangan muka cairan (σ) = 0,02 N/m, jika tidak K1 dikalikan



σ 0,02



0,2



( )



Ah Diambil Ad = 0,12 Ac dan Aa = 0,1



=



LW ρ V F W ρL



20,4023 kg/detik 1,3138 kg/m3 3 = 22 ,1808 kg/detik 860,2694 kg/m



= 0,0359



FLV bottom =



LW ρ V F W ρL



14 , 9120 kg/detik 1 ,2190 kg/m3 3 = 14 , 3021 kg/detik 782 . 4153 kg/m



= 0,0412



FLV top



√ √



√ √



Diambil lt = 0,45 m, maka dari fig. 11.27 Coulson dan Richardson, 1983, hal. 567, diperoleh: K1 top



= 0,0802 × 1 = 0,0802



K1 bottom = 0,0800 × 1 = 0,0800 Koreksi surface tensions terhadap K1,



K1 top



0,0201 0,02



0,2



( ) (0,0197 0,02 )



= 0,0802 ×



= 0,0803



0,2



K1 bottom = 0,0800 ×



= 0,0798



Menghitung uf,



uf top



√



= K1



ρ L− ρ V ρV



= 0,0803



uf bottom



= K1



√



√



( 860,2694−1,3138 ) kg/m 3 1,3138 kg/m3 = 2,0537 m/detik



ρ L− ρ V



= 0,0798



ρV



√



( 782,4153 −1,2190 ) kg/m3 1,2190 kg/m3 = 2,0197 m/detik



Diambil 80% flooding untuk design (flooding = 80 – 85%), sehingga uv top



= 80% × 2,0537 m/detik = 1,6429 m/detik



uv bottom = 80% × 2,0197 m/detik = 1,6158 m/detik Menghitung volumetrik flow rate, VW ρV



22 ,1808 kg/detik 3 = 1,3138 kg/m



= 16,8834 m3/detik



VW Qv bottom = ρV



14 ,3021 kg/detik 3 = 1,2190 kg/m



= 11,7328 m3/detik



Qv top



=



Menghitung net area required,



QV top



An top



3



16,8834 m /detik = uV top = 1,6429 m/detik = 10,2764 m2 QV bottom



3



11,7328 m /detik An bottom = u V bottom = 1,6158 m/detik = 7,2614 m2 Menghitung column cross section area, Diambil: Ad = 0,12 Ac An = Ac – Ad An = Ac – 0,12 Ac



An = 0,88 Ac



Ac top



2 An top 10,2764 m = 0 ,88 = 0,88 = 11,6778 m2



2 An bottom 7 ,2614 m 0 ,88 Ac bottom = = 0,88 = 8,2516 m2



Menghitung diameter kolom,



Dc top



=



Dc bottom =



√ √



4 . Ac top π =



√



4 . 11,6778 m2 π = 3,8560 m



4 . Ac bottom π =



√



4 . 8 , 2516 m2 π = 3,2413 m



Karena Dc top > Dc bottom, maka digunakan Dc top



1 ft Jadi diameter kolom (Dc) = 3,2413 m × 0,3048 m = 12,6509 ft Menghitung liquid flow pattern,



LW Maximum volumetric liquid rate, QL =



ρL



Batas maksimum aliran cairan untuk single pass cross flow sebesar 0,165 ft3/ft.detik (Treybal, 1981)



QL top



20,4023 kg/detik 3 = 860 , 2694 kg/m ×



14 , 9120 kg/detik 3 QL bottom = 782 , 4153 kg/m ×



(



(



3



1 ft 0,3048 m



1 ft 0,3048 m



)



= 0,0662 ft3/ft.detik



3



)



= 0,0532 ft3/ft.detik



Jadi, kecepatan volume cairan pada bagian puncak dan dasar menara memenuhi syarat. Provisional plate design Column diameter, Dc = 3,8560 m Column area, Ac



= 11,6778 m2



Downcomer area, Ad = 0,12 Ac = 0,12 × 11,6778 m2 = 1,4013 m2 Net area, An



= Ac – Ad



= (11,6778 – 1,4013) m2 = 10,2764 m2 Active area, Aa



= Ac – 2 Ad = (11,6778 – (2 × 1,4013) m2 = 8,8751 m2



Hole area, Ah



= 0,06 Aa = 0,06 × 11,6778 m2 = 0,8875 m2



4. Sieve tray layout a. Weir Tinggi weir untuk operasi diatas atmosferis berkisar antara 40 – 90 mm (1,5 – 3,5 in), 40 – 50 mm lebih direkomendasikan, untuk operasi vakum dapat digunakan tinggi weir lebih kecil untuk mengurangi pressure drop (Coulson,1983, hal. 571), panjang weir (lw) diperoleh dari fig.11.31 (Coulson,1983, hal. 572).



lW Untuk Ad = 0,12 Ac, diperoleh Dc



= 0,77. Sehingga,



lw = 0,77 × Dc = 0,77 × 3,8560 m = 2,9691 m Dalam perancangan diambil: Tinggi weir, hw



= 50 mm



Untuk material stainless steel, (Coulson, 1983, hal. 573) digunakan, Diameter hole, dh = 5 mm Tebal plate



= 3 mm



b. Cek weeping Maximum liquid rate



= 20,4023 kg/detik



Diambil 80% turn down ratio. Minimum liquid rate



= 80% × 20,4023 kg/detik = 16,3218 kg/detik



The height of the liquid crest over the weir diestimasikan dengan formula Francis:



hCW



= 750



Dengan, lw



LW ρL l W



( )



2 3



= panjang weir, m



hCW = ketinggian cairan di atas weir, mm Lw = liquid flow rate, kg/detik



hCW max



= 750



hCW min



= 750



20,4023 kg/detik 860,2694 kg/m3 ×2,9691 m



( ) 16,3218 kg/detik (860,2694 kg/m ×2,9691 m )



2 3



= 29,9691 mm



2 3



3



= 25,8266 mm



Pada minimum rate, hW + hCW = (50 + 25,8266) mm = 75,8266 mm Dari fig.11.30, Coulson,1983 diperoleh K2 = 30,6000 K 2−0,9 ( 25,4−dh )



( ρV )



uh min =



1 2



Dengan, uh min = kecepatan uap minimum melalui lubang, m/detik dh



= diameter hole, mm



(



(



30,6−0,9 25,4− 5 mm× uh min



1m 1000 mm



))



1 3 2



( 1 , 3138 kg/m )



=



= 6,7567 m/detik Actual minimum vapor velocity,



vvapor



0,8×10,2764 m minimum vapor rate 0 ,8875 m2 = Ah =



2



= 9,2632 m/detik



Karena actual minimum vapor velocity > uh min design, maka tidak terjadi weeping c. Pressure drop plate Dry plate drop, merupakan pressure drop yang dihitung pada saat uap mengalir melalui plat kering, dihitung dengan persamaan 11.88, Coulson, 1983, hal. 575:



hd = 51



uh Co



2



ρV ρL



( )( )



Dengan, uh = kecepatan uap melalui hole, m/detik Co = konstanta yang didapat dari fig. 11.34 Coulson, 1983



3



16 , 8834 m /detik 2 = 0,8875 m = 19,0233 m/detik



QV uh = Ah



Dari fig.11.34, Coulson, 1983 untuk



Ah Ah ≈ = 0,6 dan Ap Aa =



tebal plate dh



0,1 maka diperoleh Co = 0,74



hd = 51



(



19,0023 m/detik 0,74



2



)(



1,3138 kg/m3 860 , 2694 kg/m3



)



= 51,4710 mm liquid



Residual head, merupakan beda antara pressure drop hasil percobaan dan penjumlahan dari dry plate drop dan ketinggian cairan (clear liquid height), dihitung dengan persamaan Hunt 11.89, Coulson, 1983, hal. 575:



12,5 . 10 ρL hr =



−3



−3



12,5 . 10 3 = 860,2694 kg/m = 14,5303 mm liquid



Total plate pressure drop ht = hd + (hw + hcw) + hr = (51,4710 + 75,8266 + 14,5303) mm liquid = 141,8279 mm liquid Pressure drop pada plate ΔPt = 9,81.10–3 × ht × ρL = 9,81.10–3 × 141,8279 mm × 860,2694 kg/m3



0,007501 mmHg 1 Pa = 1196,9204 Pa × = 8,9781 mmHg ∆Pt < 10 mmHg maka plate layout dapat diterima. d. Downcomer design (Downcomer liquid back-up) Downcomer area dan plate spacing harus dirancang supaya permukaan cairan dan froth pada downcomer berada di bawah puncak weir dari plate diatasnya. Downcomer back-up didefinisikan sebagai: hb = (hw + hCW) + ht + hdc (pers. 11.91, Coulson, 1983, hal. 576) Head loss pada downcomer diestimasi dengan persamaan Cicalese:



hdc = 166 ×



(



L wd ρL A m



2



)



(pers. 11.92, Coulson, 1983 hal. 577)



Dengan: hb = downcomer back-up, diukur dari permukaan plate, mm hdc = head loss pada downcomer, mm Lwd = liquid flow rate pada downcomer, kg/detik Am = downcomer area, Ad, atau clearance area di bawah downcomer, Ap, = tergantung mana yang lebih kecil, m2



Apron yang dipilih adalah vertical apron Aap = hap lw



(Pers. 11.93, Coulson, 1983 hal.577)



Dengan: hap = tinggi celah antara downcomer dengan permukaan plate, mm Biasanya 5 – 10 mm ( ¼ - ½ in) lebih rendah dari tinggi weir (hw) Batasan: 1. Froth height → tergantung pada densitasnya, biasanya diasumsikan ¼ densitas liquid, sehingga diperoleh batasan hb < ½ (lt + hw) 2. Downcomer residence time (tr) → untuk mencegah aerated liquid terbawa ke bawah, maka: A d hbc ρL LWD



tr = Dengan, tr



> 3 detik



= residence time, detik



hbc = clear liquid back-up, m Diambil, hap = hw – 5 = (50 – 5) mm = 45 mm



Aap = hap lw = 45 mm



(10001 mmm )



Ad = 1,4013 m2 Aap < Ad, maka Am = Aap = 0,1336 m2 Menghitung head loss,



× 2,9691 m = 0,1336 m2



hdc = 166 ×



= 166 ×



L wd ρL A m



2



( ) ((



20 , 4023 kg/detik 860,2694 kg/m3 )( 0,1336 m 2 )



2



)



= 5,2302 mm liquid Back-up in corner hb = (hw + how) + ht + hdc = (75,8266 + 141,8279 + 5,2302) mm



1m = 222,8847 mm × 1000 mm = 0,2229 m



1 Check froth height = 2 (lt + hw)



1 1m 0,45 m+ 50 mm× 2 1000 mm =



(



(



))



= 0,25 m hb < froth height, maka tray spacing terpenuhi Check residence time



tr



=



A d hb ρ L LW



( 1,4013 m3 ) ( 0,2229 m ) ( 860 ,2694 kg/m3 ) = 20 , 4023 kg/detik = 13,1697 detik > 3 detik, maka memenuhi syarat Check entrainment (persentase flooding sesungguhnya dalam area) uv = 1,6429 m/detik uf = 2,0537 m/detik uV persen flooding



=



uf



1,6429 m/detik × 100% = 2,0537 m/detik × 100% = 80%



FLV = 0,0359 , dari fig. 11.29, Coulson, 1983, hal. 570, diperoleh: ψ = 0,0650 < 0,1 (memenuhi) e. Plate layout details



Luas perforated area akan berkurang karena: 1. Structural members (support rings, beam, dan lain lain) 2. Calming zone, yaitu bagian dari plate yang tidak berpori-pori (tidak dilubangi) di bagian inlet dan outlet Konstruksi menggunakan tipe cartridge, yaitu ada ruang tanpa pori disekeliling perforated area, biasanya 50-75 mm. Diambil: 50 mm unperforated strip round plate edge, untuk structural members 50 mm untuk lebar calming zone



lW Untuk



DC = 0,77 dari fig. 11.32, Coulson, 1983 diperoleh θ = 100° C



α = 180° – θC = 180° – 100° = 80° Panjang rata-rata unperforated strip



α = (DC – 50 mm) π 180°



=



(



(



3,8560 m− 50 mm×



1m 1000 mm



))(



π



80 ° 180 °



)



= 5,3142 m



Luas unperforated area, Aup = 5,3142 m Luas calming zone, Acz



(50 mm×10001 mmm )



= 0,2657 m2



= 2.hw (lw – 2.hw) = 2 × 0,05 m (2,9691 m – (2 × 0,05 m)) = 0,2869 m2



Total area yang tersedia untuk perforasi



Ap = Aa – (Aup + Acz) = (8,8751 – (0,2657 + 0,2869)) m2 = 8,3225 m2 Ap digunakan untuk menghitung hole pitch (jarak antar pusat hole), lp Susunan hole yang dipaka adalah equilateral triangular pitch, dengan batasan



normal 2,5