5 0 331 KB
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