modul kimia

LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Kapasitas produksi Dimetil Tereftalat (DMT) = 60.000 ton/tahun
1 tahun = 330 hari kerja
1 hari = 24 jam kerja
Kapasitas tiap jam = 60.000 x x x
= 7575,7576 kg / jam
Kemurnian dari Dimetil Tereftalat (DMT) adalah 99,7%, maka :
Jumlah Dimetil Tereftalat (DMT) = 99,7% x 7575,7576 kg/jam
= 7553,0303 kg/jam
A.1 Penentuan Komposisi Bahan Baku
Komposisi Asam Tereftalat :
 98,5% Asam Tereftalat (AT) : 6483,4888 kg/jam
 1,5% Impurities (I) : 98,7333 kg/jam
Total : 6582,2222 kg/jam
Komposisi Metanol
 99,4% Metanol (M) : 2880,3048 kg/jam
 0,6% Air (W) : 17,3861 kg/jam
Total : 2897,6909 kg/jam
UNIVERSITAS SUMATERA UTARA

(9) (12)
(10) (11)
A.2 Perhitungan Neraca Massa
A.2.1 Sublimator (SB-01)
Fungsi: Menyublimasi Fresh Asam Terephthalic ( AT ) dan hasil recycle
dari Desublimator (DE-01 ) dengan reaktan uap metanol bersuhu
tinggi.
Gambar A.1 Aliran Proses pada Sublimator (SB-01)
Neraca Massa Total :
F9
+ F10
+ F11
= F12
58702,5542 + 6582,2221 + 297,7901= F12
65582,5663 kg/jam = F12
Neraca Massa Komponen :
AT : = 6582,2221 x 98,5%
= 6483,4888 kg/jam
= 297,7901 x 83,933%
= 249,9455 kg/jam
=
= 6483,4888 + 249,9455
= 6733,4340 kg/jam
I : = 6582,2221 x 1,5%
= 98,7333 kg/ jam
SB - 01M (aq) 99,4%
W(l) 0,6%
AT 98,5%
I 1,5%
AT
M
W
DMT
I
AT 83,933%
M 0,356%
W 0,029%
DMT 15,682%

=
= 98,7333 kg/jam
M : = 58702,5542 x 99,4%
= 58350,3389 kg/jam
= 297,7901 x 0,356%
= 1,0607 kg/jam
=
= 58350,3389 + 1,0607
= 58351,3996 kg/jam
W : = 58702,5542 x 0,6%
= 352,2153 kg/jam
= 297,7901 x 0,029%
= 0,0851 kg/jam
=
= 352,2153 + 0,0851
= 352,3004 kg/jam
DMT : = 297,7901 x 15,6892%
= 46,6990 kg/ jam
=
= 46,6990 kg/jam
Tabel A.1 Neraca Massa pada Sublimator (SB-01)
Komponen
Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Alur 9 Alur 10 Alur 11 Alur 12
Asam Tereftalat 0 6483,4888 249,9455 6733,4340
Metanol 58350,3389 0 1,0607 58351,3996
Air 352,2153 0 0,0851 352,3004
Dimetil Tereftalat 0 0 46,6989 46,6990
Impuritis 0 98,7333 0 98,7333
subtotal 58702,5542 6582,2221 297,7901 65582,5663
total 65582,5663 65582,5663

(12) (14)
(13)
A.2.2 Ash Filter (CN-01)
Fungsi : Memisahkan inert berupa logam-logam yang tidak tersublimasi dari
uap metanol
Gambar A.2 Aliran Proses pada Ash Filter (CN-01)
F12
= F13
+ F14
65582,5663 = 98,7333 + F14
65483,8330 kg/jam = F13
AT : = = 6733,4340 kg/jam
I : = = 98,7333 kg/jam
M : = = 58351,3996 kg/jam
W : = = 352,3004 kg/jam
DMT : = = 46,6990 kg/ jam
Tabel A.2 Neraca Massa pada Ash Filter (CN-01)
Komponen
Alur 12 Alur 13 Alur 14
AT 6733,4340 0 6733,4340
M 58351,3996 0 58351,3996
W 352,3004 0 352,3004
DMT 46,6990 0 46,6990
I 98,7333 98,7333 0
subtotal 65582,5663 98,73333 65483,833
total 65582,5663 65582,5663
CN - 01
AT
M
W
DMT
I
AT
M
W
DMT
I

(14) (15)
A.2.3 Reaktor (R-01)
Fungsi : Mengesterifikasi Asam Terephthalic dengan Metanol pada fase gas
menjadi Dimetil Tereftalat.
Gambar A.3 Aliran Proses pada Reakor (R-01)
Reaksi yang terjadi di dalam Reaktor :
+ 2 → +2
P- C6H4( COOH )2 CH3OH P-C6H4( COOCH3 )2 H2O
XAT = 0,96
=
r1 = 0,96 x
= 0,96 x 40,5316
= 38,9103 kmol/jam
F14
= F15
65582,5663 kg/jam = F15
AT : = – ( r1 x
= 6733,4340 – (38,9103 x 166,128)
= 269,3374 kg/jam
=
0,0009
R - 01
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

M : = – ( 2 x r1 x
= 58351,3996 – ( 2 x 38,9103 x 32,042 )
= 55857,8695 kg/jam
=
M
15
=
NM
15
N15 =
1743,2704
1881,4180
=0,9266
W : = + ( 2 x r1 x
= 352,3004 + (2 x 38,9103 x 18,016)
= 1754,3177 kg/jam
=
0,0518
DMT : = + ( r1 x
= 46,6990 + (38,9103 x 194,18)
= 7602,3084 kg/jam
=
DMT=
NDMT
15
N15 =
39,1508
1881,4180
=0,0208
Tabel A.3 Neraca Massa pada Reaktor (R-01)
Komponen
Alur 14 Alur 15
AT 6733,4340 269,3374
M 58351,3996 55857,8695
W 352,3004 1754,3177
DMT 46,6990 7602,3084
total 65483,833 65483,833

(17) (11)
(18)
A.2.4 Cyclone (CN-03)
Fungsi : Memisahkan Asam Tereftalat yang tidak bereaksi untuk direcycle
kembali ke reaktor.
Gambar A.4 Aliran Proses pada Cyclone (CN-03)
Penentuan Dew Point
Untuk menentukan titik dew point, berlaku ZiYi = dan
Pio
YiP
Xi

=
TRIAL
T, Suhu
ZA,ZB,ZC,ZD
P
APAKAH
XA + XB +XC + XD=1 ?
NO
YES T = T DEW
POINT
PAo, PBo, PCo, PDo
XA, XB, XC, XD
Alogaritma menentukan suhu dew point
CN - 03
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

Tekanan Uap Jenuh dapat dihitung dengan menggunakan Persamaan Antoinne
sebagai berikut :
T
B
APo
=ln
T
Po 1,7524
156,20ln = , untuk DMT
T
Po 16880
485,31ln = , untuk AT
29,34
55,3626
5875,18ln

=
T
Po
, untuk Metanol
421,19
9,4770
421,19ln

=
T
Po
, untuk air
dengan : o
P = tekanan uap jenuh , mmHg
T = suhu, kelvin
Trial T = 259,85o
C (533 K) ; P = 1,15 atm (874mmHg)
=
=
= 0,8313 mmHg
AT=
P AT
PAT
o .
AT=
874 0,0009
0,8313
AT= 0,9463
=
=
= 82095,5094 mmHg
M=
P M
PM
o
M=
874 0,9266
82095,5094
M= 0,0099
=
=
= 35421,0933 mmHg
=
P
Po
=
874 0,0518
35421,0933
= 0,0013
=
=
DMT=
P DMT
PDMT
o

= 419,6788 mmHg
AT=
874 0,0208
419,6788
AT= 0,0433
0,9463 + 0,0099 + 0,0013 +
0,0433
= 1,0008
Suhu dew point berkisar 260o
C , HE-01 digunakan terlebih dahulu untuk
mendinginkan produk gas dari reaktor sebelum produk gas didesublimasi. HE-01
akan menurunkan suhu gas produk dari 330 o
C sampai suhu 270 o
C .
Kesetimbangan
Diasumsikan bahwa produk yang keluar dari desublimator telah mencapai
kesetimbangan yaitu kesetimbangan 2 fase dan 4 komponen. Sehingga komposisi
dan jumlah komponen di fase gas dan fase padat bisa dihitung dengan alogaritma
sebagai berikut :
P
Pio
mi = dan
( )
G
Lmi
G
LZi
Xi


=
1

TRIAL
L/G
ZA,ZB, ZC,ZD
APAKAH
XA + XB +XC + XD =1 ?
dan
YA + YB + YC + YD =1?
NO
YES
Congratulation
T,P
PAo, PBo, PCo, PDo
mA, mB, mC, mD
XA, XB, XC, XD
YA, YB, YC, YD
Alogaritama perhitungan kesetimbangan
Trial T = 220o
C (493,15 K) ; P = 1,15 atm (874mmHg) ; L/G = 0,0009485
=
=
= 0,0643
mmHg
mAT=
PAT
o
P
mAT=
0,0643
874
mAT=0,0001
AT=
0,0009 (1+0,0009485)
0,0001+ 0,0009485
yAT
= mAT AT
yAT
= 0,0001

=
=
PM
o
= 43656,5666
mmHg
mM=
PM
o
P
mM=
45656,5666
874
mM=49,9503
M=
09266 (1+0,0009485)
49,9503+ 0,0009485
yM
= mM M
yM
= 0,9274
=
=
=17097,0560
mmHg
m =
Po
P
m =
17097,0560
874
m =19,5618
=
0,0518 (1+0,0009485)
19,5618+ 0,0009485
y = m
y = 0,0518
=
=
=134,1255
mmHg
mDMT=
PDMT
o
P
mDMT=
134,1255
874
mDMT=0,1535
DMT=
0,0208 (1+0,0009485)
0,1535+ 0,0009485
yDMT
= mDMT DMT
yDMT
= 0,0207
Σ = 1,0000 Σ = 1,0000
1,6213 + 1743,2704 + 97,3755 + 39,1508
1881,4180
kmol
jam

N17
= L11
+ 18
N 18
= L
11
= 0,0009485
= 0,0009485
1881,4180 = 0,0009485
1881,4180 = 1,0009485
1879,6352
kmol
jam
=
L11
= N17 18
L11
= 1881,4180 1879,6352
1,7828
kmol
jam
AT : AT
11
= AT L11
MrAT
AT
11
= 0,8439 1,7828 166,128
AT
11
= 249,9455 kg/jam
AT
18
= yAT
18
MrAT
AT
18
= 0,0001 1879,6352 166,128
AT
18
= 19,3919 kg jam
= AT
18
MrAT
=
19,3919
166,128
=0,1167
kmol
jam
0,0001
M : M
11
= M L11
MrM
M
11
= 0,0186 1,7828 32,042
M
11
= 1,0607 kg/jam
M
18
= y 18
MrM
M
18
= 0,9274 1879,6352 32,042
M
18
= 55856,8088 kg jam
= M
18
MrM
=
55856,8088
32,042
=1743,2373
kmol
jam

0,9274
W : 11
= L11
Mr
11
= 0,0026 1,7828 18,016
11
= 0,0851 kg/jam
18
= y 18
Mr
18
= 0,0518 1879,6352 18,016
18
= 1754,2326 kg jam
=
18
Mr
=
1754,2326
18,016
=97,3708
0,0518
DMT : DMT
11
= AT L11
MrDMT
DMT
11
= 0,1349 1,7828 194,18
DMT
11
= 46,6989 kg/jam
DMT
18
= yDMT
18
MrDMT
DMT
18
= 0,0208 1879,6352 194,18
DMT
18
= 7555,6095 kg jam
= DMT
18
MrDMT
=
7555,6095
= 38,9103
kmol
jam
0,0207
Tabel A.4 Neraca Massa pada Cyclone (CN-03)
Komponen
Asam Tereftalat 269,3374 249,9455 19,3919
Metanol 55857,8695 1,0607 55856,8088
Air 1754,3177 0,0851 1754,2328
Dimetil Tereftalat 7602,3084 46,6990 7555,6095
subtotal 65483,8330 297,7901 65186,0428

(19) (21)
(20)
total 65483,8330 65483,8330
A.2.5 Tangki Separator (TS-02)
Fungsi : Untuk memisahkan semua hasil produk DMT dari campuran uap
hasil reaktor
Gambar A.5 Aliran Proses pada Tangki Separator (TS-02)
Kesetimbangan
Trial T = 72o
C (345,15 K) ; P = 1,1 atm (836mmHg) ; L/G = 0,281
TS - 02
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
M
W

=
=
= 0,0000 mmHg
mAT=
PAT
o
P
mAT=
0,0000
836
mAT=0,0000
AT=
0,0001 (1+0,281)
0,0000+ 0,281
yAT
= mAT AT
yAT
= 0,0000
=
=
= 1013,6529
mmHg
mM=
PM
o
P
mM=
1013,6529
836
mM=1,2125
M=
0,9274 (1+0,281)
1,2125+ 0,281
yM
= mM M
yM
= 0,9645
=
=
= 269,9709 mmHg
m =
Po
P
m =
269,9709
836
m =0,3229
=
0,0518 (1+0,281)
0,3229+ 0,281
y = m
y = 0,0355
=
=
= 0,1933
mmHg
mDMT=
PDMT
o
P
mDMT=
0,19333
836
mDMT=0,0002
DMT=
0,0207 (1+0,281)
0,0002+ 0,281
yDMT
= mDMT DMT
yDMT
= 0,0000
Σ = 0,9999 Σ = 1,0000

0,1167 + 1743,2373 + 97,3708 + 38,9103
1879,6352
kmol
jam
N19
= L21
+ 20
N 20
= L
21
= 0,281
= 0,281
1879,6352 = 0,281
1879,6352 = 1,281
1467,3187
kmol
jam
= 20
L21
= N 20
L21
= 1879,6352 1467,3187
L21
412,3165
kmol
jam
AT : AT
21
= AT L21
MrAT
AT
21
= 0,0003 412,3165 166,128
AT
21
= 19,3919 kg/jam
AT
20
= yAT
20
MrAT
AT
20
= 0,0000 1467,3187 166,128
AT
20
= 0,0000 kg jam
M : M
21
= M L21
MrM
M
21
= 0,7955 412,3165 32,042
M
21
= 10509,3580 kg/jam
M
20
= y 20
MrM
M
20
= 0,9645 1467,3187 32,042
M
20
= 45347,4508 kg jam

W : 21
= L21
Mr
21
= 0,1099 412,3165 18,016
21
= 816,2171 kg/jam
20
= y 20
Mr
20
= 0,0355 1467,3187 18,016
20
= 938,0156 kg jam
DMT : DMT
21
= DMT L21
MrDMT
DMT
21
= 0,0943 412,3165 194,18
DMT
21
= 7555,6095 kg/jam
DMT
20
= yDMT
20
MrDMT
DMT
20
= 0,0000 1467,3187 194,18
DMT
20
= 0,000 kg jam
Tabel A.5 Neraca Massa pada Tangki Separator (TS-02)
Komponen
Asam Tereftalat 19,3919 19,3919
Metanol 55856,8088 45347,4508 10509,3580
Air 1754,2328 938,0156 816,2171
Dimetil Tereftalat 7555,6095 7555,6095
subtotal 65186,0428 46285,4664 18900,5765
total 65186,0428 65186,0428

(21) (22)
(26)
A.2.6 Crystalyzer (CR-01)
Fungsi : Mengkristalisasi produk DMT ( Dimethyl Tereftalat ) dari hasil
kondensasi CD-01
Gambar A.6 Aliran Proses pada Cooling Crystalizer (CR-01)
Data Kelarutan
Kelarutan Asam Terephthalic dalam g / 100 g metanol
Suhu, o
C 25 160
Kelarutan 0,1 2,9
(Kirk & Othmer)
Kelarutan Dimethyl Terephthalate dalam g / 100 g metanol
Suhu, o
C 25 60
Kelarutan 1,0 5,7
(Kirk & Othmer)
Persamaan Clausius-Clapeyron
2
ln
RT
H
dT
Sd 
=
dT
RT
H
Sd 2
ln

=
C
TR
H
S 

=
1
ln
CR - 01
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

Dari data kelarutan yang tersedia di plot 1/T (sumbu x) dengan ln S (sumbu y). Maka
diperoleh gambar sebagai berikut
Diperoleh persamaan :
AT : 5014,8
1
2219,3221ln =
T
S
DMT : 5668,16
1
3770,4939ln =
T
S
T = 72o
C (345,15 K)
AT :
5014,8
15,345
1
2219,3221ln =S
8314,0ln =S
AT
21 M
21
M
100
AT
21 10537,6821
100
AT
21
y = -3221.2219x + 8.5014
-2,5
-2
-1,5
-1
-0,5
0
0,5
1
1,5
0 0,001 0,002 0,003 0,004
lnS
1/T
Kelarutan AT dalam Metanol
y = -4,939.3770x + 16.5668
0
0,5
1
1,5
2
0,0029 0,003 0,0031 0,0032 0,0033 0,0034
lnS
1/T
Kelarutan DMT dalam Metanol

8314,0
= eS
4355,0=S
DMT :
5668,16
15,345
1
3770,4939ln =S
2560,2ln =S
2560,2
eS =
5447,9=S
DMT
21 M
21
M
26
100
DMT
21
(a )=9,5447
10537,6821
100
DMT
21
(a )=670,5276
DMT
21
(s)= DMT
21
+ DMT
26
DMT
21
(a )
DMT
21
(s)=7555,6095+27,0528 670,5276
DMT
21
(s)=6912,1346
T = 10o
C (283,15 K)
AT :
5014,8
15,283
1
2219,3221ln =S
8749,2ln =S
8749,2
= eS
0564,0=S
AT
22 M
21
M
26
100
AT
22 10537,6821
100
AT
22
34
AT
22
(s)= AT
21
+ AT
26
AT
22
(a )
AT
22
(s)=19,3919+3,6707 3,9634
AT
22
(s)=19,0992
DMT
:
5668,16
15,283
1
3770,4939ln =S
8776,0ln =S
8776,0
= eS
4158,0=S
DMT
22 M
21
M
26
100
DMT
22
(a )=0,4158
10537,6821
100
DMT
22
(a )=29,2095
DMT
22
(s)= DMT
21
(s)+ DMT
21
DMT
22
(a )
DMT
22
(s)=6912,1346+670,5276 29,2095

(22) (23)
(25)
DMT
22
(s)=7553,4527
Tabel A.6 Neraca Massa pada Crystalyzer (CR-01)
Komponen
Asam Tereftalat (aq) 19,3919 3,6707 3,9634
Asam Tereftalat (s) 0 0 19,0992
Metanol 10509,3580 28,3241 10537,6821
Air 816,2171 8,1922 824,4093
Dimetil Tereftalat (aq) 670,5276 29,2095
Dimetil Tereftalat (s) 6912,1346 7553,4527
total 18967,8163 18967,8163
A.2.7 Centrifuge (CF-01)
Fungsi : Memisahkan padatan dari slurry yang berasal dari Cooling
Crystalizer ( CR – 01 )
Gambar A.7 Aliran Proses pada Centrifuge (CF-01)
Fraksi Massa Cairan
Komponen Alur 22 xi
AT (aq) 3,9624 0,0003
M 10537,6821 0,9247
W 824,4093 0,0723
DMT (aq) 29,2095 0,0027
Σ=11395,2643 Σ=1
CF - 01
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMTAT
M
W
DMT

Sisa cairan dalam padatan = 10%
Σ padatan = AT
2
(s) + DMT
22
(s)
= 19,0992 + 7553,4527
= 7572,5520 kg/jam
90
Σ padatan
=
10
Σ cairan
90
7572,5520
=
10
Σ cairan
Σ cairan = 841,3947 kg/jam
AT(aq) = x Σ cairan
= 0,0003 x 841,3947
= 0,2926 kg/jam
=
= 3,9634 0,2926 = 3,6707 kg/jam
AT(s) = = 19,0992 kg/jam
M : = x Σ cairan
= 0,9247 x 841,3947 = 778,0732
=
= 10537,6821 – 778,0732 = 9759,6089 kg/jam
W : = x Σ cairan
= 0,0723 x 841,3947 = 60,8721
=
= 824,4093 – 60,8721 = 763,5372 kg/jam
DMT(aq) = x Σ cairan
= 0,0027 x 841,3947 = 2,1567 kg/ jam
=
= 29,2095– 2,1567 = 27,0528 kg/jam
DMT(s) = = 7553,4527 kg/jam

(24) (26)
(27)
Tabel A.7 Neraca Massa pada Centrifuge (CF-01)
Komponen
Asam Tereftalat (aq) 3,9634 0,2926 3,6707
Asam Tereftalat (s) 19,0992 19,0992 0
Metanol 10537,6821 778,0732 9759,6089
Air 824,4093 60,8721 763,5372
Dimetil Tereftalat (aq) 29,2095 2,1567 27,0528
Dimetil Tereftalat (s) 7553,4527 7553,4527
Subtotal 18967,8163 8413,9466 10553,8697
Total 18967,8163 18967,8163
Fungsi : Memisahkan sisa DMT yang terlarut pada larutan filtrat Centrifuge
Filtration (CF-01)
Komponen
Alur 24
Fi Mri Ni = Zi=
AT 3,6707 166,1280 0,0221 0,0001
M 9759,6089 32,0420 304,5880 0,8774
TS - 03
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
M
W

W 763,5372 18,016 42,3811 0,1221
DMT 27,0528 194,18 0,1393 0,0004
Σ 347,1305
Kesetimbangan
Trial T = 75o
C (348,15 K) ; P = 1 atm (760mmHg) ; L/G = 0,00434
=
=
=4,1406e-08
mmHg
mAT=
PAT
o
P
mAT=
4,1406e 08
760
mAT=5,45e 11
AT=
0,0001 (1+0,00434)
5,45e 11+ 0,00434
yAT
= mAT AT
yAT
= 0,0000
=
=
= 1133,2285
mmHg
mM=
PM
o
P
mM=
1133,2285
760
mM=1,49109
M=
0,8777 (1+0,00434)
1,49109+ 0,00434
yM
= mM M
yM
= 0,8787
=
=
= 304,1205
mmHg
m =
Po
P
m =
304,1205
760
m =0,400159
=
0,1218 (1+0,00434)
0,400159+ 0,00434
y = m
y = 0,1213
=
mDMT=
PDMT
o
P
yDMT
= mDMT DMT
yDMT
= 0,0000

=
= 0,2332
mmHg
mDMT=
0,2332
760
mDMT=0,0000
DMT=
0,00004 (1+0,00434)
0,000+ 0,00434
Σ = 1,000 Σ = 1,0000
N2
= L26
+ 27
N2 27
= L
2
= 0,00434
= 0,00434
= 0,00434
= 1,004346
345,6304
kmol
jam
=
L26
= N 27
L26
= 347,1305 345,6304
L26
1,5001
kmol
jam

AT : AT
26
= AT L MrAT
AT
26
= 0,0147 1,5001 166,128
AT
26
= 3,6677kg/jam
AT
27
= yAT
27
MrAT
AT
27
= 0,0000 345,6304 166,128
AT
27
= 0,0000 kg jam
M : M
26
= M L MrM
M
26
= 0,5893 1,5001 32,042
M
26
= 19,2935 kg/jam
M
27
= y 27
MrM
M
27
= 0,8787 345,6304 32,042
M
27
= 9732,2075 kg jam
W : 26
= L Mr
26
= 0,3031 1,5001 18,016
26
= 5,5814 kg/jam
27
= y 27
Mr
27
= 0,1213 345,6304 18,016
27
= 755,5569 kg jam
DMT : DMT
26
= DMT L MrDMT
DMT
26
= 0,0929 1,5001 194,18
DMT
26
= 27,0303 kg/jam
DMT
27
= yDMT
27
MrDMT
DMT
27
= 0,0000 345,6304 194,18
DMT
27
= 0,000 kg jam
Tabel A.8 Neraca Massa pada Tangki Separator (TS-03)
Komponen
Asam Tereftalat 3,6707 3,6707 0
Metanol 0 28,3241 9731,2849
Air 9759,6089 8,1922 755,3450
Dimetil Tereftalat 763,5372 27,0528 0

subtotal 27,0528 67,2398 10486,6298
total 10553,8697 10553,8697

(25) (29)
(28) (31)
A.2.9 Rotary Dryer (RD-01)
Fungsi : Untuk mengurangi kadar metanol hasil padatan DMT sampai 0,05
%
Gambar A.9 Aliran Proses pada Rotary Dryer (RD-01)
Fraksi Massa
Komponen Alur 25 xi
AT 19,3919 0,0023
M 778,0732 0,0925
W 60,8721 0,0072
DMT 7555,6095 0,8980
Σ = 8413,9466 Σ=1,0000
Sisa cairan dalam padatan = 0,05%
Σ padatan = AT
25
+ DMT
25
= 19,3919 + 7555,6095
= 7575,0014 kg/jam
99,95
Σ padatan
=
0,05
Σ cairan
99,95
7575,0014
=
0,05
Σ cairan
Σ cairan = 3,7894 kg/jam
Udara pengering (0,3% W) = 28
4,3960 kg/s = 15825,6 kg/jam
28 28
RD - 01
AT
M
W
DMT
Udara
W
AT
M
W
DMT
M
W
Udara

28
28
= 47,4768 kg/jam
AT =
= 19,3920 kg/jam
M : = Σ cairan x (
= 778,0732 + 60,8721 – 3,7894 x (
= 774,5587 kg/jam
=
= 778,0732 – 774,5587
= 3,5150 kg/jam
W : = ) +
= 778,0732 + 60,8721 – 774,5587 + 47,4768
= 108,0098
=
= 60,8721 + 47,4768 – 108,0098
= 0,2744 kg/jam
DMT =
= 7555,6095 kg/jam
Tabel A.9 Neraca Massa pada Rotary Dryer (RD-01)
Komponen
Alur 25 Alur 28 Alur 29 Alur 31
Asam Tereftalat 19,3919 0 19,3919 0
Metanol 778,0732 0 3,5144 774,5587
Air 60,8721 47,4768 0,2750 108,0739
Dimetil Tereftalat 7555,6095 0 7555,6095 0
Udara 0 15825,6 0 15825,6
subtotal 8413,9464 15873,077 7578,7908 16708,2327
total 24287,0234 24287,0234

(32) (33)
(34)
Fungsi : Memisahkan sebagian metanol dari udara pengering yang berasal
dari Rotary Dryer RD-01
Komponen
Alur 32
Fi Mri Ni = Zi=
M 774,5587 32,0420 24,1732 0,0420
W 108,0739 18,016 5,9988 0,0104
Udara 15825,6 29 545,7103 0,9476
Σ 575,8824
Kesetimbangan
Trial T = -5o
C (268,15 K) ; P = 1 atm (760mmHg) ; L/G = 0,03157
=
=
= 21,7616
mmHg
mM=
PM
o
P
mM=
21,7616
760
mM=0,028634
M=
0,0420 (1+0,03157)
0,028634+ 0,03157
yM
= mM M
yM
= 0,020595
TS - 05
M
W
Udara
M
W
M
W
Udara

=
=
= 5,0992 mmHg
m =
Po
P
m =
5,0992
760
m =0,00671
=
0,0104 (1+0,03157)
0,00671+ 0,03157
y = m
y = 0,001883
y dara
=0,977523
Σ = 1,0000 Σ = 1,0000
kmol
jam

N32
= L33
+ 34
N32 34
= L
33
= 0,03157
= 0,03157
575,8824 = 0,03157
575,8824 = 1,03157
558,2581
kmol
jam
=
L33
= N 34
L33
= 575,8824 558,2581
L33
17,6235
kmol
jam
M : M
33
= M L33
MrM
M
33
= 0,7192 17,6235 32,042
M
33
= 406,1685 kg/jam
M
34
= y 34
MrM
M
34
= 0,020595 558,2581 32,042
M
34
= 368,3902 kg jam
W : 33
= L33
Mr
33
= 0,2807 17,6235 18,016
33
= 89,131 kg/jam
34
= y 34
Mr
34
= 0,001883 558,2581 18,016
34
= 18,9429 kg jam
Udara : 34
= yDMT
34
MrDMT
34
= 0,977523 558,2581 26
34
= 15825,6 kg jam
Tabel A.10 Neraca Massa pada Condensor (CD-02)
Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

(35)
(33)
(41)
(20)
(27)
M 774,5587 368,3902 406,1685
W 108,0739 18,9429 89,1310
Udara 15825,6 15825,6 0
subtotal 0 16212,9331 495,2995
total 16708,2327 16708,2327
A.2.11 Menara Destilasi (MD-01)
Fungsi : Merecycle sisa metanol yang tidak bereaksi dengan memperoleh
hasil metanol dengan kemurnian 99.4 ( % massa ) pada sisi
enriching dan membuang air hasil reaksi esterifikasi pada sisi
stripping
Gambar A.11 Aliran Proses pada Menara Destilasi (MD-01)
Neraca massa total :
46285,4664 + 10486,6298 + 495,2995 =
57267,3957 =
57267,3957 - =
MD-01M
W
M
W
M
W
M
W
M
W

(7) (9)
(6)
Neraca massa metanol :
M
20
+ M
27
+ M
33
= ( M
35
) + ( M
41
)
45437,4508 + 9731,2849 + 406,1685= 0,994 +( 0,01 (57267,3957 - )
55484,9041 = 0,984 +572,673957
54912,23019 = 0,984
= 55805,112
= 57267,3957 - 55805,112
= 1462,2837
Neraca Massa Komponen
M : = 55805,112 x 99,4%
= 55470,2813 kg/jam
= 1462,2837 x 1%
= 14,6228 kg/jam
W : = 55805,112 x 0,6%
= 334,8307 kg/jam
= 1462,2837 x 99%
= 1447,6609 kg/jam
Tabel A.11 Neraca Massa pada Menara Destilasi (MD-01)
Komponen
Alur 20 Alur 27 Alur 33 Alur 35 Alur 41
Metanol 45347,4508 9731,2849 406,1685 55470,2813 14,6228
Air 938,0156 755,3450 89,1310 334,8307 1447,6609
subtotal 46285,4664 10486,6298 4952995 55805,1120 1462,2837
total 57267,3957 57267,3957
A.2.12 Furnace (FU-01)
Fungsi : Memanaskan vapor metanol ( 99,4 % massa ) dari suhu 96,87 o
C
menjadi 385 o
C
Gambar A.12 Aliran Proses pada Furnace (FU-01)
FU - 01M
W
M
W
M
W

Tabel A.12 Neraca Massa pada Furnace (FU-01)
Komponen
Metanol 55470,0342 2880,3048 58350,3389
Air 334,8292 17,3861 352,2153
subtotal 55804,8634 2897,6909 58702,5542
total 58702,5542 58702,5542
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Basis Perhitungan : 1 jam operasi
Satuan operasi : kJ/jam
Temperatur Referensi : 0o
C
Kapasitas produk : 60.000 ton/tahun
LB.1 Perhitungan Kapasitas Panas
a) Data perhitungan Cp
Cp x,T = a + bT + cT2
+ dT3
+ eT4
Kapasitas panas gas ideal ( Cpig )
Data kapasitas panas gas ideal ( Cpig ) metanol dan steam tersedia
dalam Appendix D, (Coulson ,1983 ). Sedangkan Cpig Asam Tereftalat dan
Dimetil Tereftalat tidak tersedia di daftar dan harus diestimasi dengan metode
Rihani & Doraiswany, ( Coulson,1983 ). Karena campuran gas mendekati
sifat ideal maka harga kapasitas panas gas ideal bisa dipakai dalam
perhitungan.
Asam Tereftalat
Tabel LB.1 Penentuan Konstanta Asam Tereftalat
Ni Jenis Gugus Ni ai Ni bi Ni ci Ni di
2 -COOH 2(1,4055) 2(3,4632 10-2
) 2(-0,2537 10-4
) 2(0,6886 10-8
)
1 -CH=CH- 1(-3,1210) 1(3,8060 10-2
) 1(-0,2359 10-4
) 1(0,5504 10-8
)

2 -C=CH- 2(-1,4714) 2(3,3842 10-2
) 2(-0,2371 10-4
) 2(0,6063 10-8
)
Sum -3,2518 17,5008 10-2
-1,2215 10-4
3,1402 10-8
Dimetil Tereftalat
Tabel LB.2 Penentuan Konstanta Dimetil Tereftalat
Ni
Jenis
Gugus
Ni ai Ni bi Ni ci Ni di
2 -CH3 2(0,6087) 2(2,1433 10-2
) 2(-0,0852 10-4
) 2(1,1350 10-8
)
2 -COO- 2(2,7350) 2(1,0751 10-2
) 2(0,0667 10-4
) 2(-0,0923 10-8
)
1 -CH=CH- 1(-3,1210) 1(3,8060 10-2
) 1(-0,2359 10-4
) 1(0,5504 10-8
)
2 -C=CH- 2(-1,4714) 2(3,3842 10-2
) 2(-0,2371 10-4
) 2(0,6063 10-8
)
Sum 0,6236 17,011 10-2
-0,7471 10-4
2,187 10-8
32
DTCTBTACp =
dengan
Kkmol
kJCp

=
Harga konstanta A, B, C, dan, D untuk Cpig Asam Tereftalat, Metanol,
Steam, dan Dimetil Tereftalat :
Tabel LB.3 Harga konstanta A, B, C, dan, D untuk Cpig
Komponen A B C D
AT -3,2518 17,5008 10-2
-1,2215 10-4
3,1402 10-8
Metanol 21,152 7,0920 10-2
2,2870 10-5
-2,851 10-8
Steam 32,243 1,923 10-3
1,055 10-5
-3,596 10-9
DMT 0,6236 17,011 10-2
-0,7471 10-4
2,187 10-8
Metanol
Cp liquid : 80,57230053 kJ/kmol o
C
Laten heat : 35278 kJ/kmol
T norm : 337,75 K
H Metanol uap pada saat suhu 64,6 ( : 40482,97061 kJ/kmol
uap =A T+
1
2
B T2
+
1
3
C T3
+
1
4
D T4
+

li uid = Cpli uid
T
Asam Tereftalat
Heat Sublimation : 199,685856 kJ/kmol
Cp solid : 142000 kJ/kmol o
C
H fusion : 31600 kJ/kmol
T Sublim : 298,15 K
H AT uap pada saat suhu 25 o
C ( : 146992,1464 kJ/kmol o
C
uap =A T+
1
2
B T2
+
1
3
C T3
+
1
4
D T4
+
li uid = Cpsolid
T + usion
solid = Cpsolid
T
Dimetil Tereftalat
T fusion : 50 o
C
cp solid : 271,852 kJ/kmol o
C
H fusion : 31600 kJ/kmol
T nm : 284 o
C
Panas Laten : 57300 kJ/kmol

COOH
COOH
+ 2 CH3OH
COOCH3
COOCH3
+ 2 H2O
Cp liq : 383,60259 kJ/kmol o
C
H DMT uap pada saat suhu 284o
C ( : 192255,6061 kJ/kmol
uap =A T+
1
2
B T2
+
1
3
C T3
+
1
4
D T4
+
li uid = Cpsolid
T + usion Cpli ud
T
solid = Cpsolid
T
LB.1 Fixed Bed Reactor (R-01)
Reaksi esterifikasi Asam Tereftalat dengan Metanol menjadi Dimetil Tereftalat dan
Steam :
Asam
Tereftalat
Metanol Dimethil
Tereftalat
Steam
Panas Reaksi
AT
Metanol
H2O
DMT
AT
Metanol
H2O
DMT
597,15 K 602,9 K

Tabel LB.4 Data panas reaksi tiap komponen
Komponen
Hf o
Solid
25 o
C
(kJ / mol)
Panas sublimasi
25 o
C
(kJ / mol)
Hf o
Gas 25o
C
(kcal / mol)
Sumber
A - 816 142 -161,0899 Kirk Othmer
B - - -48,08 Perry,1984
C - - -57,7979 Perry,1984
D -711 88,4 -148,8049 Kirk Othmer
Notasi yang digunakan:
A = Asam Tereftalat
B = Metanol
C = Steam
D = Dimetil Tereftalat
Hr0 adalah perubahan entalphi reaksi pada suhu 25 o
C
AΔHf-BΔHf2-DΔHfCΔHf2ΔHr oooo
0 =
kcal/kmol7150,9052-kJ/kmol3872,29919ΔHr0 ==
Hr pada berbagai suhu :
=
=
T
To
T
dTcpΔHrΔHr
298
0
∆Hr │327oC = -39993.16688 (kJ/kmol)
Panas Reaksi = ∆Hr │327oC x 308249,5277 kmol
Tabel LB.5 . Panas masuk Reaktor pada Alur 14
Qreaksi =
Input kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
AT 321010.2893 162789.4800 52257098080
Metanol 14423041.1578 55085.3340 794498039649.0670
H2O 154874.5039 56111.7220 8690275106
DMT 1904.7059 195380.2508 372141915.1
Sum 14900830.6569 8.55818E+11

=
= -12,327,874,805.0655 kJ/kmol
Tabel LB.6 panas keluar reaktor pada alur 15
Out put kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
AT 12840.4116 163160.7185 2095050778
Metanol 13806701.4023 55463.57275 7.65769E+11
H2O 771214.2594 56321.13782 43435664589
DMT 310074.5836 195843.2433 60726012122
Sum 14900830.6569 8.72026E+11
Q = Qout – (Qin + Qreaksi)
= 8,72026 x 1011
– (8,55818 x 1011
+(-12,327,874,805.0655))
= 28,536,035,277.0863 kJ
Massa saturated steam yang dibutuhkan:
m= = 654,0538 kg/jam
LB.2 Furnace (FU-01)
Tabel B.7 Panas masuk Furnace
TINPUT
(K)
Input kmol/tahun
H
(kJ/ kmol)
Q (kJ/tahun)
498,24 Metanol 14422778,9877 48937,7570 705998323546,3320
498,24 H2O 154837,1102 52563,1728 41188489538,4174
Total 14577616.0979 747186813084,7490
Metanol
H2O
Metanol
H2O
Metanol
H2O

=A T+
1
2
B T2
+
1
3
C T3
+
1
4
D T4
+
uap
metanol
=21,152 337,75 +
1
2
7,0920 10 2
337,75 2
+
1
3
2,287 10 5
337,75 3
+
1
4
2,851 10 8
( 337,75)
4
+ 40482,97l
= 48937,7570 kJ/kmol
Tabel B.8 Panas Keluar Furnace
TOUTPUT
(K)
Output kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
658,15 Metanol 14422778,9877 59209,8815 854188660845,8820
658,15 H2O 154837,1102 58334,2173 45710678610,2246
Total 14577616,0979 899899339456,1060
Total kebutuhan panas = Qout – Qin
= 899899339456,1060 kJ/tahun – 747186813084,7490
kJ/tahun
= 152712526371,3570 kJ/tahun
= 19281884,6428 kJ/jam

LB.3 Sublimator (SB-01)
Tabel LB.9 Panas masuk Sublimator
T
INPUT
o
C
Source Input kmol/ tahun
H
(kJ/kmol)
H
(kJ/tahun)
H
(kJ/jam)
25 Fresh pure fresh AT 309094,3829 4992,1464 1543044411 194828.8398
25 Fresh Impurities 0
25 Desublimator recycle AT 11915,9064 4992,1464 59485949.4 7510.852197
25 Desublimator recycle metanol 262,1702 2014,3075 528091.3475 66.67820044
25 Desublimator H2O recycle 37,3936 1882,8000 70404.73922 8.889487275
25 Desublimator recycle DMT 1904,7059 6796,3000 12944952.66 1634.463719
385 Furnace Metanol 14422778,9877 59209,8815 8.53971E+11 107824625.6
385 Furnace H2O 154837,1102 58334,2173 9032301635 1140442.126
SUM 14900830,6569 138221,7991 8.64619E+11 109169117,4514
= Cpsolid
T
= 199,685856 25
= 4992,1464 kJ/kmol
Tabel LB.10 Panas keluar Sublimator
Total kebutuhan panas = Qout – Qin
= 109169117,4514 kJ/jam – 108057772,0644 kJ/jam
= 1111345,3870 kJ/jam
T output
(K)
Out put kmol/tahun H (kJ/kmol) Q, kJ/tahun Q, kJ/jam
597,15
AT 321010,2893 162789,4800 52257098080 6598118.444
Metanol 14423041,1578 55085,3340 7.94498E+11 100315409
H2O 154874,5039 56111,7220 8690275106 1097257
DMT 1904,7059 195380,2508 372141915,1 46987,61554
SUM 108057772,0644
AT
I
AT
Metanol
H2O
DMT
AT
Metanol
H2O
DMT
Metanol
H2O

LB.4 Heat Exchanger (HE-01)
HE-01 A
Tabel B.11 Panas masuk Heat Exchanger
T Input (K) Input kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
603,15
AT 12840,4116 163176,9059 2095258631,3318
Metanol 13806701,4023 55480,0686 765996740275,0500
H2O 771214,2594 56330,2509 43442692719,7602
DMT 310074,5836 195863,4514 60732278142,9066
Total 14900830,6569 872266969769,0480
T Input (K) Input kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
431,237
Metanol 14426454,4903 45173,5318 651693900369,0480
H2O 783599,7588 50214,3280 39347935296,4790
Total 15210054,2491 90305,8601 691041835665,5270
Tabel B.12 Panas keluar Heat Exchanger
T Output (K) Output kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
543,15
AT 12840,4116 159407,7312 2046860876,4828
Metanol 13806701,4023 51643,8547 713031281395,7800
H2O 771214,2594 54162,0459 41770542093,8699
DMT 310074,5836 191202,2673 59286963433,6921
SUM 14900830,6569 816135647799,8250
T Output (K) Input kmol/tahun H (kJ/ Kmol) Q (kJ/tahun)
498,2368
Metanol 14426454,4903 48937,7570 705998323546,3320
H2O 783599,7588 52545,7430 41174831524,6801
Total 15210054,2491 747173155071,0120
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
M
W
M
W

Total kebutuhan pendingin = Qin – Qout
= 872266969769,0480 – 816135647799,8250
= 56131321969,2235 kJ/tahun
= 7087288,1274 kJ/jam
Total kebutuhan pemanas = Qout – Qin
= 747173155071,0120 kJ/tahun - 691041835665,5270 kJ/tahun
= 56131319405,4847 kJ/tahun
= 7087287,8037 kJ/jam
Total kebutuhan pendingin ≈ Total kebutuhan pemanas
LB.5 Desublimator (DE-01)
Tabel B.13 Panas masuk Desublimator
T Input
(K) Input kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
543,15
AT 12840,4116 159407,7312 2046860876,4828
Metanol 13806701,4023 51643,8547 713031281395,7800
H2O 771214,2594 54162,0459 41770542093,8699
DMT 310074,5836 191202,2673 59286963433,6921
Sum 14900830,6569 8,1614 x 1011
T Output
(K)
Output (gas) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
372,12
Metanol 14426454,4903 42130,3104 607791006219,1880
H2O 783599,7588 48175,5497 37750349110,4403
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
M
W
M
W

Sum 15210054,2491 645541355329,6280
Tabel B.14 Panas keluar Desublimator
T Output
(K) Out put (gas) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
493,15
AT 924,4904 156458,3827 144644272,2
Metanol 13806439,2336 48640,41704 6.71551 x 1011
H2O 771176,8672 52383,34646 40396825015
DMT 308169,8794 187615,1718 57817344876
Sum 14886710,4705 7,6991 x 1011
Tabel L.15 Panas keluar Desublimator
T Output
(o
C)
Output
(Molten) L (kmol/tahun) H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
220
AT 11915,9212 43930,88832 523477002,5
Metanol 262,1687 17725,90612 4647178,145
H2O 37,3922 17001,6992 635731,5364
DMT 1904,7043 110405,0403 210288952,8
Sum 14120,1864 739048864,9
T Output
(K)
431,237
Metanol 14426454,4903 45173,5318 651693900369,0480
H2O 783599,7588 50196,8981 39334277282,7416
Sum 15210054,2491 691028177651,7900
Kebutuhan pendingin = Qin – Qout
= (7.6991 x 1011
+ 739048864.9) - 8.1614 x 1011
= 45,486,822,600.80 kJ/tahun
= 5743285,6819 kJ/jam
Kebutuhan pemanas = Qout – Qin
= 691028177651,7900 kJ/tahun - 645541355329,6280 kJ/tahun
= 45486822322,1616 kJ/tahun
= 5743285,6467 kJ/jam
Total kebutuhan pendingin ≈ Total kebutuhan pemanas

LB.6 Condensor (CD-01)
Tabel L.16 Panas masuk Condensor
T Input
(K) Input (Shell) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
493,15
AT 924,4904 156458,3827 144644272,2464
Metanol 13806439,2336 48640,4170 671550962171,1890
H2O 771176,8672 52383,3465 40396825014,6943
DMT 308169,8794 187615,1718 57817344876,0049
Sum 14886710,4705 7,6991 x 1011
Tabel L.17 Panas keluar Condensor pada alur 18
T Output
(K) Out put (Gas) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
345,15
Metanol 11208782,5459 40830,02336 4,57655 x 1011
H2O 412360,3056 47255,20488 19486170724
Sum 11621142,8515 4,77141 x 1011
AT
M
W
DMT
M
W
AT
M
W
DMT

Tabel L.18 Panas keluar condenser pada alur 19
T Output
(o
C)
Output
(Liquid) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
72
AT 924,4904 45977,38163 42505647,77
Metanol 2597656,6877 5801,205638 15069540622
H2O 358816,5616 5430,0224 1948381967
DMT larut 10035,3354 53631,85698 538213670,4
DMT solid 298134,5440 19573,344 5835489988
Sum 3265567,6191 23434131896
Menghitung kebutuhan Pendingin:
= (23434131896 + 4.77141 x 1011
) - 7.6991 x 1011
= 2.69335 x 1011
kJ/tahun
= 34006896,5262 kJ/jam

LB.7 Crystalizer (CR-01)
Tabel L.19 Panas masuk Crystalizer pada alur 19
T Input
(o
C) Input (Liquid) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
72
AT 924,4903963 45977,38163 42505647,77
Metanol 2597656,688 5801,205638 15069540622
H2O 358816,5616 5430,0224 1948381967
DMT larut 10035,33535 53631,85698 538213670,4
DMT solid 298134,544 19573,344 5835489988
Sum 3265567,6191 23434131895,76
Tabel L.20 Panas masuk Crystalizer pada alur 23
T Input
(o
C)
Input (Molten) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
75
AT solid 170,7507 14976,4392 2557237,4811
AT liquid 4,2484 46576,4392 197873,2047
Metanol 7001,0241 6042,92254 42306646,4639
H2O 3601,3871 6790,2304 24454247,8695
DMT larut 30,5962 54782,66475 1676140,9553
DMT solid 1072,8025 20388,9 21873262,5871
Sum 11880,8089 93065408,5616
= Cpsolid
T
= 199,685856 75
= 14976,4392 kJ/kmol
= Cpsolid
T + usion
199,685856 75 31600.0000
46576,4392 kJ/kmol
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

Tabel L.21 Panas keluar crystalizer
T Output
(o
C)
Out put kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
10
AT Terlarut 188,9506 33596,8586 6348148,0928
AT padatan 910,5388 1996,8586 1818217,2084
Metanol 2604657,7118 805,7230 2098632639,2852
H2O 362417,9487 756,49184 274166220,8332
DMT
Terlarut
1191,3658 29848,4964 35560478,4002
DMT
padatan
308081,9122 2718,52 837526840,0285
Sum 3277448,4280 3254052543,8483
Menghitung kebutuhan Pendingin:
= (23434131895,76 + 93065408,5616) –
3254052543,8483
= 20273144760,4711 kJ/tahun
= 2559740,5001 kJ/jam

LB.8 Vaporizing Crystalizer (HE-03)
Tabel L.22 Panas masuk vaporizing crystalizer pada alur 21
T Input
(o
C)
10
AT Terlarut 174,9991 33596,85856 5879418,4717
Metanol 2412337,0217 805,7230053 1943675434,8369
H2O 335658,0141 756,49184 253922548,6730
DMT
Terlarut
1103,3987 29848,4964 32934791,4560
Sum 2749273,4335 2236412193,4376
Tabel L.23 Panas keluar Vaporizing crystalizer pada alur 23
T Output
(o
C)
Output
(Molten)
kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
75
AT solid 170,7507 14976,4392 2557237,4811
AT liq 4,2484 46576,4392 197873,2047
Metanol 7001,0241 6042,92254 42306646,4639
H2O 3601,3871 6790,2304 24454247,8695
DMT larut 30,5962 54782,66475 1676140,9553
DMT solid 1072,8025 20388,9 21873262,5871
Sum 11880,8089 93065408,5616
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

Tabel L.24 Panas keluar Vaporizing Crystalizer pada alur 24
T Output
(o
C)
75
Metanol 2405335,9975 40971,9144 98551220597,8749
H2O 332056,6270 47357,2894 15725301783,7879
Sum 2737392,6245 114276522381,6630
Menghitung kebutuhan Pemanas:
= (93065408,5616+ 114276522381,663) – 2236412193,4376
= 112133175596,7870 kJ/tahun
= 14158229,2420 kJ/jam

LB.9 Menara Destilasi (MD-01)
Tabel L.25 Panas masuk Menara Destilasi alur 18
T Input
(K)
343,15
Metanol 11208782,5459 40830,0234 457654853226,3770
H2O 412360,3056 47255,2049 19486170724,2394
Sum 11621142,8515 477141023950,6170
T Input
(o
C)
10
Metanol 2405335,9975 5801,2056 98551220597,8749
H2O 332056,6270 5430,0224 15725301783,7879
Sum 2737392,6245 114276522381,6630
T Input
(o
C)
-5
Metanol 100394,9341 0 0
H2O 39182,8262 0 0
Sum
139577,7604
0
M
W
M
W
M
W
M
W
M
W

Tabel L.28 Panas keluar Menara Destilasi alur 31
T Output
(K)
338,0069
Metanol 13710899,0692 40494,9506 555222181156,2160
H2O 147194,6559 47012,4260 6919977872,5699
Sum 13858093,7252 562142159028,7860
Tabel L.29 Panas keluar Menara Destilasi alur 30
T Output
(K)
371,7756
Metanol 3614,4083 7946,4884 28721853,9019
H2O 636405,1029 7094,7008 4515103792,3841
Sum 640019,5112 4543825646,2860
A. DATA TERMODINAMIKA
Kesetimbangan yang terjadi adalah sistem biner dengan dua fase. Data
kesetimbangan sistem metanol-air dengan fase uap-cair pada tekanan total
101.3 KPa diperoleh dari ( Perry, 1984 ) :
Xa,
Metanol
Ya,
Metanol
T ,oC
0.000 0.000 100.0
0.020 0.134 96.4
0.040 0.230 93.5
0.060 0.304 91.2
0.080 0.365 89.3
0.100 0.418 87.7
0.150 0.517 84.4
0.200 0.579 81.7
0.300 0.665 78.0
0.400 0.729 75.3
0.500 0.779 73.1
0.600 0.825 71.2
0.700 0.870 69.3
0.800 0.915 67.5
0.900 0.958 66.0
0.950 0.979 65.0
1.000 1.000 64.5
( Perry,1984 )

Data dari Perry ini kemudian disimulasikan dalam bentuk persamaan. Dengan
sistem biner 2 fasa maka hanya terdapat 2 independent variabel. Dalam
desain ini, independent variabel berupa tekanan ( P = 1 atm ) dan satu
variabel yang lain ( T, atau Xa atau Ya ). Dalam perancangan plate to plate
dibutuhkan persamaan :
 XA = f ( YA )
 T = f ( XA )
 H = f ( YA )
 h = f ( XA )
A adalah tanda untuk metanol dan B adalah tanda untuk air
H dan h adalah entalphi uap jenuh dan entalphi cair jenuh dan didekati
dengan persamaan 1 dan 2
BBAA YHYHH = …………… (
1 )
BBAA XhXhh = …………… (
2 )
Tr
T
Tr
AA AdTCpgH =  …………… (
3 )
Tr
T
Tr
BB BdTCpgH =  …………… (
4 )
 =
T
Tr
AA dTCplh …………… (
5 )

 =
T
Tr
BB dTCplh …………… (
6 )
Tr = suhu referensi, suhu saat H = 0 , diambil 273 Kelvin
Dengan bantuan Micorsoft Excell maka diperoleh :
0.00
0.20
0.40
0.60
0.80
1.00
0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0
YA
XA
Y-X
Poly. (Y-X)
0
20
40
60
80
100
120
0 0.2 0.4 0.6 0.8 1
XA
T,O
C
X-T
Poly. (X-T)

 XA= -5.7553 YA
5
+ 12.989 YA
4
- 8.6821 YA
3
+ 2.523 YA
2
- 0.0787 YA + 0.0003
( 7 )
 T = -235.6 XA
5
+ 725.63 XA
4
- 856.29 XA
3
+ 490.77 XA
2
- 159.71 XA + 99.512
( 8 )
 H = -7995.2 YA + 48540 …………… ( 9 )
 h = -5522.1 XA
3
+ 10748 XA
2
– 7486 XA + 7381.6 …………… ( 10 )
STAGE TO STAGE CALCULATION
Perhitungan stage to stage dilakukan dari condenser sampai ke reboiler.
Neraca mol total :
BDFFF = 321 .………… ( 11 )
Neraca mol metanol :
BDFFF XBYDZFZFZF = 332211 …….…… ( 12 )
Neraca panas total :
BDCDRBFFF hBHDDQBQhFHFHF = 332211
…….…… ( 13 )
F1 = Feed flow rate 1 , kmol/jam
D = Flow rate dari hasil atas condenser , kmol/jam
B = Flow rate dari hasil bawah reboiler , kmol/jam
0
10000
20000
30000
40000
50000
60000
0 0.5 1
Grafik XA-HL
Grafik YA-HV
Linear (Grafik YA-HV)
Poly. (Grafik XA-HL)

ZF1 = Fraksi mol metanol pada Feed 1
YD = Fraksi mol metanol pada hasil atas
XB = Fraksi mol metanol pada hasil bawah
HF1 = Entalphi uap pada Feed 1, kJ/kmol
HF2 = Entalphi uap pada Feed 2, kJ/kmol
hF3 = Entalphi cairan pada Feed 3, kJ/kmol
HD = Entalphi uap pada hasil atas, kJ/kmol
hB = Entalphi cairan pada hasil bawah, kJ/kmol
QCD = Panas condenser per satuan hasil atas , kJ/kmol D
QRB = Panas reboiler per satuan hasil bawah , kJ/kmol B
Data :
 F1 = 1467,316 kmol/jam
 ZF1 = 96,4516 %
 F2 = 345,6304 kmol/jam
 ZF2 = 87,8696 %
 F3 = 17,6235 kmol/jam
 ZF3 = 71,9276 %
Dengan menggunakan persamaan 11 dan 12 maka diperoleh hasil perhitungan :
 D = 1749,75931 kmol/jam
 B = 80,8105 kmol/jam
Condenser :
 Condenser partial untuk mendapatkan hasil atas dalam fasa uap

V1,Y1,H1
D,YD
, HD
Lo,Xo,ho
Gambar 2. Condenser Partial
 Desain variabel berupa harga Reflux = R = Lo / D . Diambil harga reflux
= 1
 Neraca massa total di condenser :
LoDV =1 .………… ( 14 )
Menggunakan variabel pembantu DVLo == 1 .………… ( 15 )
D
Lo
D
V
=11
D
D
Lo
V ÷
ø
ö
ç
è
æ
= 11
( ) DRV = 11 .………… ( 16 )
 Neraca massa komponen A, metanol :
XoLoYDYV D = 11 .………… ( 17 )
1
1
V
XoLoYD
Y D 
= .………… ( 18 )
R
XoRY
Y D


=
1
1 .………… ( 19 )
 Neraca Panas di Condenser :
( ) hoLoHVQHD CDD = 11 .………… ( 20 )
( ) hoLoHVH =  11 .………… ( 21 )
CDD QHH = .………… ( 22 )

hoLoHVHD =  11
( ) hoLoHLoDHD =  1
hoH
HH
D
Lo
R


== 
1
1
)( 11 hoHRHH = .………… ( 23 )
 Algoritma Perhitungan :
R
D,YD

Xo
HD
Y1 H1
hoXo QCD
9
10
919
7 23 22
 T condenser bisa dihitung dari persamaan 8 , T condenser = f ( Xo )
Dari condenser sampai Feed plate 1 :
 Jika entraintment diabaikan maka variabel  akan tetap dari condenser
sampai feed plate 1.
Plate n
V1 Lo
L1V2

211 VLVLo == .………… ( 24 )
221111 YVXLVYXoLo = .………… ( 25 )
221111 HVhLHVhoLo = .………… ( 26 )
 Algoritma Perhitungan :
TRIAL
V2
L1 H2Y2
Y1 h1X1 V2
7
9
10
2524
26
APAKAH
SAMA ?
HASIL PERHITUNGAN
Dengan bantuan program solver pada Microsoft Excell maka diperoleh hasil
perhitungan :
 Total plate ideal yang dibutuhkan 9 buah + Condenser partial + Reboiler
partial
 Reflux = 1
 Beban Panas Condenser Partial = -17289136,9073 Watt
 Beban Panas Reboiler Partial = 16454916,0107 Watt
 Suhu condenser = 64,8569 o
C
 Suhu reboiler = 99,3076 o
C
 Feed 1 masuk pada plate 2 ( ideal )
 D = 1749,7593 kmol / jam
 B = 80,8105 kmol/jam
 YD = 98,94 % mol
 XB = 0,56 % mol
 V1 = 3499,5186 kmol/jam

 Y1 = 98,15 % mol
 HD = 40629,7215 kJ/kmol
 ho = 5185,1417 kJ/kmol
 H1 = 40692,9901 kJ/kmol
 H = 76200,8384 kJ/kmol
 QCD = -35571,1169 kJ/kmol

RD-01
LB.10 Rotary Dryer (RD-01)
Tabel L.30 Panas masuk Rotary Dryer alur 22
T Input
(o
C)
Input
(padatan) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
25
AT 924,4936 4992,1464 4615207,4454
Metanol 192561,4199 2014,3075 387877914,7574
H2O 26731,4564 1888,0768 50471042,5928
DMT 308169,8802 6796,3 2094414956,5722
Sum 528387,25 2537379121,3678
T Input
(K)
Input kg/jam H ( kJ/ kg) Q (kJ/tahun)
415
H2O 376016,2560 2735,6 1028630069,9136
Udara 125338752 416,47 52199830045,4400
Sum 53228460115,3536
Tabel L.31 Panas keluar Rotary Dryer alur 26
T Output
(o
C) Output (padatan) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
25
AT 924.4936 4992.1464 4615207.4454
Metanol 868.8308 2014.3075 1750092.3720
H2O 120.6115 1888.0768 227723.6813
DMT 308169.8802 6796.3000 2094414956.5722
Sum 310083.8160 2101007980.0708
AT
M
W
DMT
W
Udara
M
W
Udara
AT
M
W
DMT

Tabel L.32 Panas keluar Rotary Dryer alur 27
T Output
(K)
319
Metanol 191452,0052 40011,7074 7660321621.3422
H2O 47510,3036 2590,4000 2217241558,9631
Sum 238962,3088 9877563180,3054
T Output
(K)
Input kg/jam H ( kJ/ kg) H ( kJ/tahun)
319 Udara 125338752 319,4520 40039715003,9040
Kebutuhan pemanas = Qin - Qout
= 2537379121,3678 + 53228460115,3536) – ( 2101007980,0708 + 9877563180,3054 + 40039715003,9040)
= 3747121741,9831 kJ/tahun
= 473121,4321 kJ/jam

CD-02
LB.11 Condensor (CD-02)
Tabel L.33 Panas masuk Condensor alur 27
T
Input
(K)
Input
(gas)
kmol/tahun
Massa
(kg) H (kJ/kmol)
Q (kJ/tahun)
319
Metanol 191452,0052 40011,7074 7660321621,3422
H2O 47510,3036 2590,4000 2217241558,9631
Udara
pengering
125338752 319,4520 40039715003,9040
Sum 49917278184,2094
Table L.34 Panas keluar Condenser pada alur 29
T
Output
(K)
Output
(gas)
kmol/tahun
Massa
(kg)
H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
268,15
Metanol 91057,0711 37424,5891 3407773470,4772
H2O 8327,4774 2490,0000 373569302,2578
Udara
pengering
125338752 265,0000 33214769280,0000
Sum 36996112052,7350
Tabel L.35 Panas keluar Condensor pada alur 28
Output (Liquid) kmol/tahun H (kJ/kmol) Q (kJ/tahun)
Metanol 100394,9341 0 0
H2O 39182,8262 0 0
Sum 0
Kebutuhan pendingin = Qin - Qout
= 49917278184,2094 – (36996112052,7350 + 0 )
= 12921166131,4744 kJ/tahun
= 1631460,3701 kJ/jam
M
W
Udara
M
W
Udara
M
W

VP-03
LB.12 Vaporizer (VP-01)
Tabel L.36 Panas masuk Vaporizer
T Input
(o
C)
Input (liquid) kmol/tahun
H (kJ/kmol)
Q (kJ/tahun)
35,8
Metanol 711941,0127 2886,5566 2055058019,5893
H2O 7643,1102 2700,5011 20640227,5844
Sum 2075698247,1736
Tabel L.37 Panas keluar Vaporizer
T Output
(K)
Output (gas) kmol/tahun
H (kJ/kmol)
Q (kJ/tahun)
352,15
Metanol 711941,0127 41162,1731 29305039180,3592
H2O 7643,1102 47493,5137 362998158,3801
Sum 29668037338,7393
= 29668037338,7393 - 2075698247,1736
= 27592339091,5657 kJ/tahun
= 3562945,3775 kJ/jam
M
W
M
W
AT
M
W
DMT
AT
M
W
DMT

LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERLATAN
C.1 Tangki Penyimpanan Metanol (TP-01)
Fungsi : Menyimpan bahan baku metanol selama 2 minggu
Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade D
Bentuk : Flat-Bottomed Cylindrical Vessel dengan atap kerucut
Alasan : Umum digunakan untuk menyimpan fluida pada tekanan
atmosfir
Jumlah : 1 unit
Jenis Sambungan : Double welded butt joint
Kondisi Operasi :
 Temperatur = 30o
C
 Tekanan = 1 atm
 Faktor Kelonggaran = 10%
 Laju alir masuk (F) = 2897,6909 kg/jam
 Densitas Campuran = 800 kg/m3
= 49,375 lb/ft3
 Kebutuhan perancangan = 30 hari
 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 1 : 2
 tinggi head (Hh) = 1/6 x D (Brownel & Young, 1959)
= 45109,099 ft3
Safety factor : 10% Diambil H/D = 0,5
+
( ) ( )
√

Hs = 1/6 D = 8,076 ft
Digunakan ukuran tangki standar :
(Appendix E, Brownell & Young , 72-in. Butt-welded)
D = 50 ft
H = 30 ft
Hs = 10 ft
+
3
H total = 40ft
Tebal dinding tangki :
 ntuk Dtangki < 50 t , t harus ≥ 3 16 in
 Untuk 50 ft < Dtangki < 120ft , t harus ≥ 1 4 in
 ntuk 120 t < Dtangki < 200 t , t harus ≥ 5 16 in
 ntuk Dtangki > 200 t , t harus ≥ 3 8 in
(Appendix E, Brownell & Young , 72-in. Butt-welded)
Tebal dinding tangki (untuk butt joint)
Tebal silinder (dt) = (Peters & Timmerhaus,
1991)
Dimana : t = tebal dinding tangki bagian silinder (in)
C = Corrosion allowance = 0,125
H = tinggi tangki (ft)
D = diameter tangki (ft)
Dipilih tebal dinding standar = 3/8 in (Brownell & Young, 1959)

C.2 Gudang Asam Tereftalat (B-01)
Fungsi : Menyimpan bahan baku asam tereftalat selama 2 minggu
Jumlah : 2
Kondisi Penyimpanan : 30o
C, 1atm
Bahan Konstruksi : Carbon steel
Kebutuhan : 6582,2221 kg/jam
Massa per bin : = 1089226,126 kg
ρ : 1510 kg/m3
Volume per bin :
Safety factor 20%
Vt = 1,2 • V
= 865,6102 m3
Diambil : H2 = D
H1 = 1,5 • D
Do = 1 3 • D
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
3
1
5.1
4
3
DVt

√ √ ≈ 30 ft
H1 = 1,5 • 8,6361 = 12,6596 m = 41,5343 t ≈ 43 t
Do = 1 3 • 8,6361 = 2,8133 m = 9,22984 t ≈ 10 t
1991)
H1
H2
D
Do
344
22
1
2 H
DHDVt

=

C.3 Tangki Produk Dimetil Tereftalat (B-02)
Fungsi : Menyimpan hasil produk dimetil tereftalat selama 15 hari
Jumlah : 3
C, 1atm
Bahan Konstruksi : Carbon Steel
Massa per bin : = 909454,8929 kg
ρ : 1283 kg/m3
Volume per bin :
Safety factor 20%
Vt = 1,2 • V
= 850,6203 m3
Diambil : H2 = D
H1 = 1,5 • D
Do = 1 3 • D
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
3
1
5.1
4
3
DVt

√ √ ≈ 28 ft
H1 = 1,5 • = 12,5861m = 41,2931 t ≈ 42 t
Do = 1 3 • = 2,7969m = 9,17625 t ≈ 10 t
H1
H2
Do
344
22
1
2 H
DHDVt

=

1991)
C.4 Tangki Bahan Baku Asam Tereftalat (B-03)
Fungsi : Menyimpan bahan baku Asam Tereftalat untuk umpan
sublimator selama 1 hari
Jumlah : 1
C, 1atm
Bentuk : Silo dengan bagian bawah dilengkapi dengan sistem air lock
, untuk mengumpan AT pada uap metanol
Massa : = 157973,33 kg
ρ : 1510 kg/m3
Volume :
Safety factor 20%
Vt = 1,2 • V
= 125,54 m3
Diambil : H2 = D ; H1 = 1,5 • D ; Do = 1 3 • D
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
3
1
5.1
4
3
DVt

√ √ ≈ 15 ft
H1 = 1,5 • = 6,6179m = 21,7124 t ≈ 22 t
Do = 1 3 • = 1,4707m = 4,825 t ≈ 5 t
H1
H2
D
Do
344
22
1
2 H
DHDVt

=

1991)
C.5 Tangki Akumulator Hasil Recycle dari Desublimator (B-04)
Fungsi : Sebagai akumulator asam tereftalat padatan hasil recycle dari
desublimator
Jumlah : 1
C, 1atm
Bentuk : Silo dengan bagian bawah dilengkapi dengan sistem air lock
, untuk mengumpan AT pada uap metanol
Massa : = 7146,962724 kg
ρ : 1510 kg/m3
Volume :
Safety factor 20%
Vt = 1,2 • V
= 5,6797 m3
Diambil : H2 = D ; H1 = 1,5 • D ; Do = 1 3 • D
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
3
1
5.1
4
3
DVt

√ √ ≈ 6 t
H1 = 1,5 • = 2,37 m = 7,77573 t ≈ 8 t
H1
H2
D
Do
344
22
1
2 H
DHDVt

=

Do = 1 3 • = 0,5267 m = 1,72794 t ≈ 2 t
1991)
C.6 Cyclone (CN-01)
Fungsi : Memisahkan inert berupa logam-logam yang tidak tersublimasi dari
uap metanol
Jenis : Reverse Flow Centrifugal separators
Alasan pemilihan , Table 10.11 Coulson :
 Menghemat tempat
 Minimum particle size = 10 μm
 Minimum Loading = 2500 mg/m3
 Typical gas velocity = 10 -20 m/s
 Pressure drop = 10-70 mmH2O
Data :
- Densitas gas diperkirakan 1 kg/m3
- Viskositas gas diperkirakan 0,02 cP
- kuran debu logam berkisar 20 μm
- Densitas partikel : 2500 kg/m3
- Flow rate gas = 18,19 kg/s = 18.19 m3
/s
Dicoba 4 unit cyclones secara paralel ;
Flow rate gas per cyclones
s
ms
m 3
3
5475,4
4
19,18
==
Inlet velocity =15 m/s

Area of inlet duct 2
3
3032,0
15
5475.4
m
s
m
s
m
==
2
3032,02,05,0 mDcDc =
mDc 741,1
1,0
3032,0
==
Scaling Factor :
2
1
3
1
2
2
1
2
1
1
2
1
2
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é



÷
ø
ö
ç
è
æ
=




Q
Q
Dc
Dc
d
d
d1 Diameter rata-rata partikel yang diseparasi pada kondisi standard dengan
tingkat effisiensi yang dipilih
d2 Diameter rata-rata partikel yang diseparasi pada desain dengan tingkat
effisiensi yang sama
Dc1 Diameter dari standard cyclones, 8 in ( 203 mm )
Dc2 Diameter dari cyclones yang didesain
Q1 Standard Flow rate;
- Untuk high eficiency, 223 m3
/jam
- Untuk high throughput design , 669 m3
/jam
Q2 Flow rate dari desain, m3
/jam
1 Perbedaan densitas solid-fluida pada kondisi standard, 2000 kg/m3
2 Perbedaan densitas solid-fluida pada desain, kg/m3
1 Viskositas fluida standard ( air ,1 atm, 20o
C ) , 0.018 cP
2 Viskositas fluida desain cP
7637,2
018,0
02,0
2500
2000
16371
223
203,0
741,1
2
1
3
1
2
=
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
d
d
Particle size m20=
Fig 10.46 harus dikoreksi dengan factor scaling. Cara scaling sudah tersedia di
Coulson,1983

Diperoleh e isiensi sekitar 90 untuk partikel 20μm ( memenuhi )
Untuk partikel yang berukuran 5 μm, e isiensi masih bisa mencapai 50 , sedangkan
untuk ukuran partikel yang lebih besar dari 30μm , e isiensi melebihi 95
Pressure drop:
Area of inlet duct, A1 = 0,5 Dc x 0,2 Dc
= 0,1 x 1,741 x 1,741 m
= 0,3031 m2
Cyclone surface area, As = π x Dc x (1,5 Dc + 2,5 Dc)
= 3,14 x 4 x 1,7412
= 38,07 m2
= 0,628
ϕ = 0,95
Area of exit pipe =
{ [ ( )] }
{ [ ] }
C.7 Cyclone (CN-02)
Fungsi : Memisahkan padatan DMT yang mengalami dusting pada udara
pengering Rotary Dryer ( RD-01 )

Data :
- Ukuran DMT yang mengalami dusting berkisar 48-100 esh
- Flow rate gas = 4.396 kg/s = 4,396 m3
/s
Flow rate gas per cyclones
s
ms
m 3
3
396,4
1
396,4
==
Area of inlet duct 2
3
2931,0
15
396,4
m
s
m
s
m
==
2931,02,05,0 = DcDc m2
mDc 712,1
1,0
3032,0
==
Scaling Factor :
2
1
1
2
2
1
2
1
3
1
2
1
2
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é



÷÷
ø
ö
çç
è
æ
=




Q
Q
Dc
Dc
d
d

/jam
/jam
/jam
1 Perbedaan densitas solid-fluida pada kondisi standard, 2000 kg/ m3
2 Perbedaan densitas solid-fluida pada desain, kg/ m3
C ) , 0.018 cP
63,3
018,0
018,0
1282
2000
6,15825
223
203,0
712,1
2
1
3
1
2
=
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
d
d
Particle size ; 48 Mesh = 295 m,
65 Mesh = 208 m
100 Mesh = 147 m
Coulson,1983
Diperoleh efisiensi sekitar 100 % untuk partikel yang berukuran lebih besar dari
200m dan efisiensi sekitar 98% untuk partikel yang berukuran 147m sehingga
hampir semua DMT akan terpisahkan
Pressure drop:
= 0,1 x 1,712 x 1,712
= 0,293 m2
= 3,14 x 4 x 1,7122
= 36,813 m2
= 0,628
ϕ = 0,95

Area of exit pipe =
{ [ ( )] }
{ [ ] }
C.8 Cyclone (CN-03)
Fungsi : Memisahkan padatan AT yang sedikit basah hasil desublimasi pada
( DE-01 )
Data :
- Ukuran AT yang basah berkisar 10 – 100 m
- Flow rate gas = 9,06 kg/s = 9,06 m3
/s
Flow rate gas per cyclones 53,4
2
06,9
3
== s
m

Area of inlet duct 302,0
15
53,4
3
==
s
m
s
m
302,02,05,0 = DcDc
738,1
1,0
302,0
==Dc
Scaling Factor :
2
1
1
2
2
1
2
1
3
1
2
1
2
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é



÷÷
ø
ö
çç
è
æ
=




Q
Q
Dc
Dc
d
d
/jam
/jam
/jam
1 Perbedaan densitas solid-fluida pada kondisi standard, 2000 kg/m3
2 Perbedaan densitas solid-fluida pada desain, kg/m3
C ) , 0.018 cP
57,3
018,0
02,0
1500
2000
16308
223
203,0
738,1
2
1
3
1
2
=
ú
ú
û
ù
ê
ê
ë
é
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
d
d
Ukuran AT yang basah berkisar 10 – 100 m

Coulson,1983
Ukuran Padatan,m Efisiensi , %
10 70
20 90
30 92.5
40 95
50 96
75 97
100 98
Pressure drop:
= 0,1 x 1,738 x 1,738
= 0,302 m2
= 3,14 x 4 x 1,7382
= 37,94 m2
= 0,628
ϕ = 0,95
Area of exit pipe =
{ [ ( )] }

{ [ ] }
C.9 Vaporizer (VP- 01)
Fungsi : Menghasilkan uap metanol jenuh ( suhu 79 o
C dan tekanan 1.7 atm )
dengan memanfaatkan panas dari combustion gas dari Furnace FU-
01
Jenis : Forced-circulation Vaporizer
Data :
Spesifikasi fluida pada shell-side :
 Jenis fluida : metanol 99,4 % massa
 Suhu inlet metanol liquid pada HE : 25 o
C / 77 o
F
 Suhu outlet metanol vapor + liquid pada HE : 79 o
C / 174,2 o
F
 Tekanan : 1,7 atm
 Fraksi terevaporasi : 80 %
 Mass flow rate metanol liq inlet : 1,0362 kg/s = 8221,6501 lb/jam
 Mass flow rate metanol liq fresh : 0,8290 kg/s
 Mass flow rate metanol recycle : 0,2072 kg/s
 Suhu mix inlet : 35,8 o
C / 96,44 o
F
 Latent heat : 2216 kJ/kg
Spesifikasi fluida pada Tube-side :
 Jenis fluida : gas hasil pembakaran dari Furnace FU-01
 Tekanan sistem : 1 atm
 Mass flow rate : 6,608 lb/s = 23788,69 lb/jam
 Suhu inlet pada HE : 275,3 o
C / 527,5 o
F
 Cp gas : 1050 J/kgo
C = 0,2508 Btu/lbo
F
Panas yang dibutuhkan untuk menaikkan suhu dan menguapkan metanol:
jam
BtuQ 073477915,24=

F
Flb
Btu
jam
lb
jam
Btu
FToutlet o
o
o
98,235
2508,07,23788
2407,3477915
5,527 =

=
Preheating Area :
Tujuan : untuk memanaskan metanol dari suhu 96,44 o
F sampai suhu 174,2 o
F.(
sensible heat ). Dari neraca panas diketahui pemanas gas masuk pada preheating
area pada suhu 343,1533 o
F dan keluar pada suhu 235,987 o
F. Panas yang
terlibat pada preheating area adalah
( ) F
Flb
btu
hr
lb o
o 44,962,17416501,8221 = = 639315,5116 Btu/jam.
LMTD pada preheating area :
FpreheatingLMTD c
7819,153
547,139
9533,168
ln
547,1399533,168
=
÷
ø
ö
ç
è
æ

=
Vaporizing Area :
Tujuan : untuk menguapkan metanol pada suhu 174,2 o
F dan tekanan 1,7 atm. (
latent heat ). Dari neraca panas diketahui pemanas gas masuk pada preheating
area pada suhu 527,5o
F dan keluar pada suhu 343,1533 o
F. Panas yang terlibat
pada preheating area adalah 2838599,7291 Btu/jam.
LMTD pada vaporizing area :
Hot fluid Cold Fluid Diff.
343,1533
Higher
Temperature 174,2 168,9533 o
F
235,987
Lower
Temperature 96,44 139,547 o
F
184,3294 77,76 29,4064
Hot fluid Cold Fluid Diff.
527,5 Higher Temperature 96,44 431,0427 o
F

FvaporizingLMTD c
3512,330
246,7133
431,0427
ln
246,7133431,0427
=
÷
ø
ö
ç
è
æ

=
Weigthed Temperature
F
jam
Btu
F
jam
Btu
jam
Btu
oo
3512,330
7291,2838599
7819,153
5116,639315
2407,3477915

=
Weigthed Temperature = 261,867 o
F
Spesifikasi tube :
i. 1 in OD tube
ii. 0,810 in ID tube, 13 BWG ( Birminghan Wire Gage )
iii. Surface per lin ft = 0,2618 ft2
/ft
iv. Flow area per tube = 0,516 in2
v. 1,25 in triangular pitch
vi. Diameter ekivalen = 0,99 in
Dicoba harga Ud = 50 Btu/(jam ft2 o
F)
Dicoba jumlah vaporizer = 1 unit
Dicoba panjang tube = 8 ft
Jumlah Luas perpindahan panas yang dibutuhkan per Reboiler adalah :
2
2
6,265
867,26150
2407,3477915
ft
F
oFftjam
Btu
jam
Btu
A o
=

=
Jumlah tube yang dibutuhkan jika panjang tube = 8 ft ;
tubes
ft
ft
ft
ft
8,126
82618,0
6,265
2
2
==
Table 9 Kern ,1950
Dipakai 131 tubes ( standar )
Jumlah tube-pass = 1
Surface/HE = 274.3664 ft2
Clearance = 0,25 in
ID shell = 17,25 in
343,1533 Lower Temperature 96,44 246,7133 o
F

Shell Passes = 1
Baffle space = 3,45 in
Mengecek harga Rd dan Q flux maksimum
Tube side ; Gas panas
jamft
lbjam
lb
G 2
525,50775
144/1515.0131
69,23788
' =

=
948,44429
07714.0
0675.0525,50775
=

=
ft
Re
Fig 24 Kern ; jH = 225
Prandtl number =0,73
( ) oFftjam
Btu
ft
oFftjam
Btu
hi 2
3 5363,7973,0
0675,0
0265,0
225
1
==
oFftjam
Btu
OD
ID
hihio 24244,64
1
810,0
5363,79 ===
Shell side ; Vaporization process
Perpindahan panas secara konveksi pada bagian shell side berlangsung secara
konveksi paksaan.
2
08266,0
14425,1
45,325,025,17'
ft
OD
OD
Pt
BCIDs
as =


=

=
29785,99467
ftjam
lbGs =
3845,8477Re =

=

DeGs
4321,2Pr =

=
k
Cp 
Fig 28 Kern, diperoleh jH = 50
oFftjam
Btuho 23868,324=
Ud dan Panjang tube
oFftjam
Btu
hohio
hohio
Uc 27496,53=


=

oFftjam
Btu
LMTDA
QhitunganUd
HE
24068,48==
Btu
oFftjamallowableRd
2
0020,0=
Btu
oFftjam
UcUd
hitunganRd
2
0021,011 ==
Rd hitungan sudah memenuhi kriteria.
Q flux
21704,12676
ftjam
BtuLMTDUcQflux ==
Menurut Kern , heat flux maksimum = 20000 Btu/jam ft2
Harga terhitung lebih kecil dari heat flux maksimum.
Pressure drop
 Shell side
Preheating area :
Efek friksi = 0,0025 dilihat pada grafik Fig 29 Kern
Spesific gravity = 0,8
Panjang preheating area = ftft 4706,1
073477915,24
5116,639315
8 =
Number of crosses = 1150,5
45,3
124706,1
=

( )
sDe
NDsGsf
P


= 10
2
1022.5
)1(
2
1
Gs Jumlah fluida pendingin, 2
ftjam
lb

Ds Diameter shell, in
N+1 Jumlah crosses, = L/B
De Diameter ekivalen, in
s Specific gravity
f Friction factor dibaca pada Fig 29 Kern
( ) psiP 0258,0=
Vaporizing area :

Efek friksi = 0,0025 dilihat pada grafik Fig 29 Kern
Spesific gravity inlet = 0,8
Specific gravity outlet rata-rata = 0,00054
Specific gravity rata-rata = 0,4
Panjang preheating area = 6,5294 ft
Number of crosses = 7111,22
45,3
125294,6
=

( ) psiP 2372,0=
Total pressure drop pada shell side = 0,2630
 Tube-side
( ) psi
sIDtube
nLGtf
tP 5854,0
1022.5 10
2
=


=
( ) psi
g
V
s
n
returnP 4
2
4 2
=

=
( ) ( ) ( ) psitPreturnPTotalP 5854,4==
C.10 Tangki Separator (TS-01)
Fungsi : Memisahkan uap metanol sebanyak 80% dari cairan metanol
yang keluar dari Vaporizer ( VP-03 )
Jenis : Silinder vertikal
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 Grade D
Jenis sambungan : Double welded butt joints
Jumlah : 1 unit
Data kondisi operasi:
Temperatur (T) = 66,98 o
C
Tekanan dalam (P) = 1 atm = 14,696 psia
Massa total = 2,2838 lb/s
% Massa uap = 80%
Massa uap = 1,8270 lb/s
Massa liquid = 0,4568 lb/s
Densitas liquid = 50 lb/ft3

Densitas uap = 0,1219 lb/ft3
Design vapor velocity factor (Kv) = 0,35 (fig 5.1 evans)
Jarak permukaan liquid dengan nozzle = 1 ft
Perhitungan:
a. Vapor-liquid separation factor = √
= √
= 0,0123
Maximum design vapor velocity (Uv) =
= √
= 7,0804ft/s
Laju alir volumetric vapor (Qv) = = = 14,9905 ft3
/s
Vapour Volumetric overdesign 10% =16,4896 ft3
/s
Vessel cross-area (Av) 2,3289 ft2
Diameter Vessel √ √ = 20,6691 in
Untuk alasan keamanan terhadap factor tertentu seperti weight load, bahaya
gempa, angin dan ketersediaan alat maka dipakai diameter vessel design 24 in
atau 2 ft
Disengagament vessel = diameter vessel design x 1,5 = 2 ft x 1,5 = 3 ft
Laju alir volumetric liquid (Ql) =
=
= 9,1351 x 10-3
ft3
/s
Volume cairan untuk hold up 15 menit (Vt) = ( ) s
= 8,2216 ft3
Ketinggian liquid =
v
vL
Kv

 

=
= 3,5303 ft
Untuk alasan keamanan di pakai ketinggian liquid design (T) = 4 ft
L/D = = 4
Bahan tangki : Carbon Steel SA-283 Grade D
f = 12650 ; E = 0,8 ; c = 0,125
Poperasi = 1,7 atm = 24,990 psi
Pdesign = 1,2 • Poperasi = 29,988 psi
Diameter Vessel = 24 in
Tebal plate minimum,adkasfjkakahskashfk = 0,161 in
Dipakai tebal plate standar = 0,250 in
Tebal head minimum, = 0,156 in
C.11 Tangki Separator ( TS-02 )
Fungsi : Memisahkan uap metanol dan air dari slurry
Jumlah : 1 unit
Temperatur (T) = 72o
C
Densitas liquid = 62,418 lb/ft3
Jarak permukaan liquid dengan nozzle = 3,75 ft
c
Pf
rP
t i


=
.6,0.
.

c
Pf
rP
t c
h 

=
1.0.
..885,0


Perhitungan:
b. Vapor-liquid separation factor = √
= √
= 1,374 x 10-2
= √
= 10,6943 ft/s
Laju alir volumetric vapor (Qv) =
=
= 401,1932 ft3
/s
Vapour Volumetric overdesign 10% = 441,3126 ft3
/s
Vessel cross-area (Av)
41,2661 ft2
gempa, angina dan ketersediaan alat maka dipakai diameter vessel design 90 in
atau 7,5 ft
Disengagament vessel = diameter vessel design x 2
= 7,5 ft x 1
= 15 ft
Laju alir volumetric liquid (Ql) = = = 0,18544 ft3
/s
= 166,9 ft3
v
vL
Kv

 

Ketinggian liquid = = = 4,04 ft
L/D = = 3,26
f = 12650 ; E = 0,8 ; c = 0,125
Poperasi = 1 atm = 14,700 psi
Fungsi : Memisahkan vapor-liquid dari HE-03
Jumlah : 1 unit
C
Densitas liquid = 62,4178 lb/ft3
c
Pf
rP
t i


=
.6,0.
.

c
Pf
rP
t c
h 

=
1.0.
..885,0


Perhitungan:
c. Vapor-liquid separation factor = √
= √
= 2,1572 x 10-4
= √
= 4,4560 ft/s
=
=90,8958 ft3
/s
Vapour Volumetric overdesign 10% = 99,9854 ft3
/s
22,4386 ft2
atau 5,42 ft
= 5,42 ft x 1
= 10,83 ft
Laju alir volumetric liquid (Ql) = = = 6,6 x 10-4
ft3
/s
Volume cairan untuk hold up 10 jam (Vt) = ( ) s
= 23,75 ft3
v
vL
Kv

 

L/D = = 2,91
f = 12650 ; E = 0,8 ; c = 0,125
C.13 Tangki Separator (TS-04)
Fungsi : Memisahkan vapor dan liquid pada hasil atas
Condensor ( CD-03 )
Jumlah : 1 unit
C
Massa total = 68,2023lb/s
Massa uap = 34,1801lb/s
Massa liquid = 34,0223lb/s
Perhitungan:
c
Pf
rP
t i


=
.6,0.
.

c
Pf
rP
t c
h 

=
1.0.
..885,0


d. Vapor-liquid separation factor = √
= √
= 0,0378
= √
= 11,3144 ft/s
=
=473,9779 ft3
/s
/s
46,0806 ft2
Diameter Vessel √ √ = 91,4202
in
atau 8,5 ft
Disengagament vessel = diameter vessel design x 1,5
= 8,5 ft x 1
= 8,5 ft
Laju alir volumetric liquid (Ql) = = = 0,6804 ft3
/s
= 612,4 ft3
v
vL
Kv

 

L/D =
= 3,265
f = 12650 ; E = 0,8 ; c = 0,125
Fungsi : Memisahkan cairan metanol dari udara yang keluar dari
CD-02
Jumlah : 1 unit
Temperatur (T) = -5o
C
c
Pf
rP
t i


=
.6,0.
.

c
Pf
rP
t c
h 

=
1.0.
..885,0


Perhitungan:
e. Vapor-liquid separation factor = √
= √
= 1,3039 x 10-3
= √
= 5,1539 ft/s
=
=109,1527 ft3
/s
/s
23,2964 ft2
Diameter Vessel √ √ = 65,3718
in
atau 5,5 ft
= 5,5 ft x 1
= 11 ft
Laju alir volumetric liquid (Ql) = = = 6,0698 x 10-3
ft3
/s
Volume cairan untuk hold up 3 jam (Vt) = ( ) s
= 65,554 ft3
v
vL
Kv

 

L/D = = 3,075
f = 12650 ; E = 0,8 ; c = 0,125
C.15 Heat Exchanger (HE-01)
Fungsi : Mendinginkan produk gas hasil reaktor (R-01) dari suhu 330o
C
hingga 270o
C
Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Metanol-Air ( shell ) Gas Produk hasil Reaktor ( Tube )
t1 = 158,087o
C T1 = 330o
C = 626o
F
t2 = 225,087o
C T2 = 270o
C = 518o
F
G = 58702,5542 kg/jam = 129367,2353 lb/jam
G = 65483,833 kg/jam = 144434,9467 lb/jam
ΔP yang diizinkan = max 2,5 psi
Q = 1968691,0566 Watt = 6717452,0333 Btu/jam
C’ = PT – OD
= 1,25 – 1
= 0,25 in
c
Pf
rP
t i


=
.6,0.
.

c
Pf
rP
t c
h 

=
1.0.
..885,0


Trial Ud = 28 Btu/( jam ft2
oF )
Dirancang:
shell – tube passes = 1 – 1
N = 608
OD tube = 1 in
ID shell = 35 in
B = 10,5 in
PT (triangular) = in
L = 8 ft
Pendingin, Shell (n=1) Output Reaktor, Tube (n=1)
as = at’ = 0,5150 in2 Table
10
= at =
= 0,51 ft2
=

= 2,1744 ft2
Gs = Gt =
= =
=
253454,1752
lb/(jam)(ft2
)
=
66423,838
lb/(jam)(ft2
)
Fig.
14
μs = 0,595 cP μt = 0,02 cP
Fig.
14
Fig.
28
Ds = 0,99 in Dt = 0,81 in
Table.
10
= 0,0825 ft = 0,0675 ft
Res = Ret =
= =
= 14521,82 = 92636,55167
Fig.
28
jH = 60 jH = 380 Fig.24
Table.
4
K =
0,067
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
k =
0,0173
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
Prandtl = 12,5 Prandtl = 0,86
ho = √ hi = √
=
113,086
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
=
92,78
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
hio =

=
=
75,154
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
=
= 33,38 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =
=
= 1273,3952 ft2
UD =
=
= 27,042 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
RD =
=
= 0,007 (jam)(ft2
)(o
F)/Btu
Rd hitungan lebih besar dari Rd allowable sehingga perancangan HE sudah
memenuhi standard.
Pressure Drop

Shell Tube
Fig. 29
(Re=23497,10
94)
f = 0,0013 ft2
/in2
f = 0,0001
Fig. 26
(Re=13056,84)
N+1 =
=
= 9,143
s = 0,8 s = 0,001
ΔP = ΔP1 =
= =
= 0,323 psi = 1,00176 psi
= 0,0001 Fig. 27
ΔP2 =
=
= 0,4 psi
ΔPT = ΔP1 + ΔP2
= 1,00176 psi + 0,4 psi
=
1,40176 psi
(memenuhi)

Fungsi : Memanaskan udara pengering untuk Rotary Dryer RD-01 dari suhu
25 o
C sampai 152 o
C
Jenis : Shell and Tube Heat Exchanger
Jumlah : 1 unit
Kebutuhan panas untuk memanaskan udara pengering dari suhu 25 o
C sampai
152 o
C adalah :
( ) Watt874,200563251521010396,4 == C
Ckg
J
s
kgQ o
o
Beban panas = 563 874,9200 Watt ( 1 924 020,8946 Btu/jam )
Menghitung suhu outlet dari HE untuk gas hasil pembakaran FU-01 :
Q = 1 924 020,8946 Btu/jam
CFoutletT
Flb
Btu
FoutletT
oo
O
o
27,27548,527
lb/jam39728,162508,0
Btu/jam020,89469241
850
==
=
Udara Pengering ( shell ) Gas Produk hasil Furnace ( Tube )
t1 = 25o
C = 77o
F T1 = 455o
C = 850o
F
t2 = 152o
C = 305,6o
F T2 = 275,27o
C = 527,48o
F
G = 4,396 kg/s, 34879,622 lb/jam G = 2,99 Kg/s = 23788,69 lb/jam

= 0,0771 lb/ft jam
= 0,0771 lb/ft jam
Prandtl number = 0,73
Prandtl number = 0,73
Konduktivitas gas = 0,0265 Btu/( jam
ft2 o
F/ft )
Konduktivitas gas = 0,0265 Btu/(jam
ft2 o
F/ft )
Cp gas rata-rata = 1010 J/kg o
C =
0,2412 Btu/lb o
F
Cp gas rata-rata = 1050 J/kg o
C =
0.2508 Btu/lb o
Spesific gravity relatif to water = 0,001
FLMTD c
96,495
4,519
48,527
ln
4,51948,527
=
÷
ø
ö
ç
è
æ

=
oF )
Dirancang:
N = 91
OD tube = 1 in
ID shell = 15,25 in
B = 30,5 in

L = 8 ft
Udara, Shell (n=1) Gas dari furnace, Tube (n=1)
10
= at =
= 0,646 ft2
=
= 0,3255 ft2
Gs = Gt =
= =
=
53992,6431
lb/(jam)(ft2
)
=
73094,4382
lb/(jam)(ft2
)
Fig.
14
μs = 0,03 cP (T=513,5o
F) μt = 0,03 cP
Fig.
14
Fig.
28
Ds = 0,99 in Dt = 0,81 in
Table.
10
= 0,0825 ft = 0,0675 ft
Res = Ret =
= =
= 57743,9037 = 63959,5956
Fig.
28
jH = 130 jH = 200 Fig.24
Table.
4
k = 0,067 k = 0,0173

Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft) Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
Prandtl = 0,73 Prandtl = 0,73
ho = √ hi = √
=
37,5990
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
=
70,699
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
hio =
=
=
57,2662
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
= 22,697 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =
=
= 190,5904 ft2
UD =
= 20,3546 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
RD =
= 0,0051 (jam)(ft2
)(o
F)/Btu

memenuhi standard.
Pressure Drop
Shell Tube
Fig. 29
f = 0,0013 ft2
/in2
f = 0,0001 Fig. 26
N+
1
=
=
= 3,1475
s = 0,001 s = 0,001
Δ
P
= ΔP1=
= 1,3539 psi = 1,2131 psi
= 0,001 Fig. 27
Δ
P2
=
=
= 4 psi
Δ
PT
= ΔP1 + ΔP2
= 1,2131 psi + 4 psi
=
5,2131 psi
(memenuhi)

Fungsi : Memanaskan slurry dari CF-01
Jenis : Vaporizer Partial (Shell And Tube Heat Exchanger)
Jumlah Alat : 1 unit
Data :
Q load = 3932841,4561 Watt
Umpan Cair ( shell) Pemanas (tube)
Tin = 10o
C Tin = 115o
C
Tout = 75 o
C
Cp metanol = 2500 J/Kgo
C P = 1,67 atm
Viskositas metanol rata-rata = 0,4cP =
0,0004 kg/ms
Spesific volume saturated liquid = 1,056
g
cm3
Konduktivitas = 0,5 Watt/m C
Spesific volume saturated vapor = 1036,85
g
cm3
Densitas slurry = 1000 kg/m3 Entalphi saturated liquid = 478,3
kg
kJ
Entalphi saturated vapor = 2697,2
kg
kJ
( ) s
kg
kg
kj
watt
mc 772,1
3,4782,2697
613932841,45
=

=

=
oF )
Dirancang:
N = 199
OD tube = 1 in
ID shell = 21,25 in
B = 6,375 in
L = 20 ft
C’ = 0,25 in
Shell (n=1) Tube (n=1)
as = hio =
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(untuk
steam)
=
= 0,1882 ft2
Gs =

=
=
123662,8615
lb/(jam)(ft2
)
Fig.
14
μs = 0,4 cP
Fig.
28
Ds = 0,99 in
= 0,0825 ft
Res =
=
= 10539,4484
Table.
4
k =
0,289
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
ho = 366 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
= 294,854 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =
=
= 1041,964 ft2
UD =

= 106,24 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
RD =
= 0,006 (jam)(ft2
)(o
F)/Btu
memenuhi standard.
Pressure Drop
Shell Tube
Fig. 29
f = 0,0013 ft2
/in2
f = 0,0001
Fig. 26
N+1 =
=
= 37,6471
s = 0,85 s = 0,001
ΔP = ΔP1 =
= 0,181 psi = 0,2218 psi
= 0,0001 Fig. 27
ΔP2 =
=
= 0,4 psi
ΔPT = ΔP1 + ΔP2

=
0,6218 psi
(memenuhi)
C.18 Furnace (FU-01)
Fungsi : Memanaskan vapor metanol ( 99,4 % massa ) dari suhu 96,87 o
C
menjadi 385 o
C
Jenis alat : Box-type Furnace, with no air preheating
Kebutuhan panas = 5228812,7486 Watt atau 17841514,82 Btu/jam
Metode dalam mendesain box-type furnace menggunakan metode Lobo & Evans, (
Evans , Vol2 )
 Overall Eficiency diperkirakan 75 % dengan no-air preheating, 25 % excess air
 Fuel yang digunakan adalah fuel oil dengan lower heating value sekitar 17130
Btu/lb
 Q radiasi(Qr) sebagai estimasi awal dipakai 12000 Btu/jam ft2
Menghitung kebutuhan fuel oil
 Q yang dihasilkan oleh fuel (Qn)
jam
BtujamBtu
Qn 43,23788686
75,0
/82,17841514
==
 Kebutuhan Fuel
jam
lb
jamBtu
jamMBtu
715,1388
/17130
/8,23
==
Flowrate dari flue gas ( gas hasil pembakaran ) bisa dibaca pada fig 1-6 Evans.
Untuk Excess air sebesar 25 % maka Flue gas yang dihasilkan adalah
s
lb
jam
lb
jam
MBtu
MBtu
lb 6,668,237888,231000 ===
Menurut Evans, sekitar 70 % Q duty dipenuhi dari panas radiasi .
Sehingga besarnya panas radiasi
jam
MBtu
jam
MBtuQr 489,128,177,0 ==
Skema Furnace:
Vapor metanol masuk ke convection section furnace dengan suhu inlet ( t
inlet ) = 225,0868 o
C dan keluar dari radiation section dengan suhu 385 o
C.

Sehingga perlu dicari berapa suhu Cross Over ( suhu keluar dari convection
section atau suhu masuk radiation section )
Cross over temperature bisa dihitung dari neraca panas.
H input pada suhu 225,0868 o
C + 30 % panas duty
= 25046894,39 + (0,3•5228812,7486)
= 26615538,21 Watt
T cross over = 276,04o
C = 528,872 o
F
Radiation Section
jam
MBtu
jam
MBtuQr 489,1284,177.0 ==
Suhu inlet vapor = 276,04 o
C = 528,872 o
F
Suhu outlet vapor = 385 o
C = 725 o
F
Average suhu vapor = = 626,936 o
F
Average suhu tube wall = 626,936 o
F + 100 o
F ( experience, by Evans ) =
652,97 o
F
Sebagai estimasi awal Qr = 12000 Btu/jam ft2
Radiasi surface yang dibutuhkan 2
2
755,1040
12000
489,12
ft
ftjam
Btu
jam
MBtu
ARC ==
Pemilihan pipa tube :
 Jumlah tube yang kecil akan menyebabkan kecepatan gas menjadi
besar. Kecepatan gas yang besar akan menghasilkan koefisien
konveksi yang besar. Akan tetapi kecepatan gas yang terlalu besar
akan menyebabkan pressure drop terlalu besar.
 Space antar tube
 Dipilih : 4,5 in. OD tubes , 4 paralel passes, dan 8 in.spacing (Umum)
Konfigurasi furnace :
 Spacing antar tube yang lebar akan meningkatkan efisiensi radiasi
tetapi cost akan meningkat karena untuk volume tube yang sama akan
berisi jumlah tube yang lebih sedikit.

 Furnace yang panjang akan mengurangi bengkokan pipa yang
dibutuhkan, sehingga akan mengurangi total cost.
 Furnace yang panjang dan lebar akan memberikan heat distribution
yang uniform dan memperkecil resiko flame impingment pada tube
surface.
4,5 in. OD tubes standar :
Schedule number = 40
ID tube = 4,026 in.
8209,0.7238,12026,4
4
1 22
=== inAi 
m2
Surface = 1,178 ft2
/ft
Velocity = 2 m/s ( kecil supaya pressure drop kecil dan jumlah tube/pass
banyak )
G/tube =
sm
kg
m
kg
s
m
23 212 =
Panjang tube = 40 ft ( yang eksposed = 38,5 ft )
Panjang total tube yang dibutuhkan = ft
ft
72,1475
ft1,178
ft1738,4
2
2
=
Tube / pass yang dibutuhkan yaitu : passtube
m
sm
kg
skg
/10
8209,02
/3,16
2
2
=

=
Dicoba 3 pass :
Tube total = 30
Atotal = 3pass • 10 tube • L tube • a’
= 3 • 10 • 38,5 • 1,178
= 1360,6 ft2
(Mencukupi ARC 1040,755 ft2
dan kelebihannya sebagai overdesign )
30 tube = 27 tubewall + 3 shield tube
Spacing ratio 78,1
5,4
8
===
OD
spacing
a = Faktor perbandingan tube bank dan cold plane = 0,92
Fig 1-18 Evans menunjukkan efisiensi absorpsi pada tube bank.

Shield tube , Cold plate area, Acp 2
773
12
85,38 ft==
Radiant tube , Cold plate area, Acp 2
69327
12
85,38 ft==
Absorpsi pada tube bank harus dikoreksi ;
2
56,714693*92.077 ftaAcp ==
Furnace area ( Radiation section ) berdimensi 38,5 ft x 11,5 ft x 5 ft
Area 2
5,138555,112)55,11(5,382 ft==
Radiant surface area 2
94,67056,7145,1385 ftAR ==
94,0
56,714
94,670
==
aAcp
AR
Emisivity gas untuk CO2 dan H2O cukup besar dan harus diperhitungkan.
Furnace volume ( Radiation section ) = 38,5 ft x 11,5 ft x 8,5 ft =3763.375 ft3
Mean-bean Length,L ft3697,10375.3763
3
2 3
==
Partial Pressure , CO2 + H2O, P = 0,23 atm ( Fig 1-7 )
P•L = 0,23 • 10,3697 = 2,385 atm t
Fig 1-8 ,untuk menentukan emisivitas gas diperlukan data suhu gas ( suhu
average box ) dan PL.
Neraca panas :
gWRA QQQQnQQst =
Qn Qnetto, heat aung dilepaskan fuel combustion ( Lower heating value )
QA Sensible heat dari udara pembakar
Qst Panas dari steam atau atomisasi fuel
QR Panas radiasi
Qw Panas yang hilang ke lingkungan dari dinding furnace
Qg Panas yang hilang lewat flue gas meninggalkan radiation section
Qw = 2 % dari Qn ( Estimasi yang baik )
Qst diabaikan
QA diabaikan ( tidak ada preheating air )
QgQwQnQR =

aAcpF
Qn
Qn
Qg
Qn
Qw
aAcp
QR
ú
û
ù
ê
ë
é
= 1
Trial pertama suhu flue gas yang keluar dari radiation section = 1500 o
F
Pada Fig 1-8 bisa dibaca harga emisivitas = 0,42
Pada Fig 1-9 dengan 8216,0=
aAcp
AR
maka dapat diperoleh Exchange Factor = F = 0.53
Pada Fig 1-10 bisa dibaca
Qn
Qg
=0,415
2
5144,78818
3.,075,952
8,39
fthr
Btu
aAcpF
Qn

=

=
  22
4606,445325144,78818415,002,01
fthr
Btu
fthr
Btu
aAcp
QR

=

=
Bandingkan harga
aAcp
QR
yang diperoleh dari fig 1-11 dengan constant
temperature wall = 652,97 o
F
Trial kedua , suhu flue gas yang keluar dari radiation section = 1700 o
F
Pada Fig 1-8 bisa dibaca harga emisivitas = 0,38
Pada Fig 1-9 dengan 8216,0=
aAcp
AR
maka dapat diperoleh Exchange Factor = F = 0,52
Pada Fig 1-10 bisa dibaca
Qn
Qg
=0,48
2
2551,80334
52,05.,952
8,39
fthr
Btu
aAcpF
Qn

=

=
  22
1276,401672551,8033448,002,01
fthr
Btu
fthr
Btu
aAcp
QR

=

=
Bandingkan harga
aAcp
QR
yang diperoleh dari fig 1-11 dengan constant
temperature wall = 652,97 o
F
Dengan memplotkan hasil trial pertama dan hasil trial kedua pada fig 1.19
maka didapatkan hasil

suhu gas keluar furnace sekitar = 1680 o
F
Pengecekan kembali ;
MbtuQr 696,208,39)46,002,01( ==
2
4757,11396
1816
696,20
ftjam
Btu
aAcp
QR

== mendekati 12000 Btu/jam ft2
( hasil
desain sudah bagus )
Convection Section
Besarnya panas yang disuplai secara konveksi :
jam
MBtu
jam
MBtuQc 32,58,173,0 ==
Overall heat balance :
gcWCRA QQQQQnQQst =
Qn Qnetto, heat yang dilepaskan fuel combustion ( Lower heating value )
QA Sensible heat dari udara pembakar
Qst Panas dari steam atau atomisasi fuel
QR Panas yang disuplai secara radiasi
Qc Panas yang disuplai secara konveksi
Qw Panas yang hilang ke lingkungan dari dinding furnace
Qgc Panas yang hilang lewat flue gas meninggalkan convection section
Qw = 2 % dari Qn ( Estimasi yang baik )
Qst diabaikan
QA diabaikan ( tidak ada preheating air )
Stack heat content/ release =
( )
Qn
Q
Qn
QQ
Qn
Q WCRgc


=1
23.002.075.01 ==
Qn
Qgc
Suhu flue gas meninggalkan convection section = 850 o
F ( Fig 1-10 )

Temperature difference :
Hot fluid , Flue gas : 1680 o
F - 850 o
F
Cold fluid , Uap metanol : 437,156 o
F - 528,872 o
F
1T = 1680 o
F – 528,872 o
F = 1299,07 o
F
2T = 850 o
F – 437,156 o
F = 643,63 o
F
LMTD = 719,9763 o
F
Average suhu vapor = 483,014 o
F
Average suhu tube wall = 483,014 o
F + 100 o
F ( experience, by Evans ) =
583,014 o
F
Average suhu flue gas = 483,014 o
F + 719,9763 o
F = 1202,99o
F
Suhu film flue gas = 483,014 o
F + 719,9763 o
F/2 =1084,51o
F
Convection section :
 4.5 in OD tube sebanyak 4 unit per row
 Spacing 8 in secara staggered ( selang-seling )
 Gross width = 4,5 x 8 = 36 in
 Free width = 36 – (4 x 4,5) = 18 in = 1,5 ft
 Area = 1,5 ft x 38,5ft = 57,75 ft2
 Mass velocity at minimum cross section ,
sft
lb
ft
s
lb
G

== 22
1911,0
75,57
0356,11
Koefisien perpindahan panas e :
Dengan gas film temperature average = 760,3 o
F, diperoleh :
 hco = 3
( )oFftjam
Btu
 2 , koefisien konveksi panas bagian luar
tube (fig 1.12)
 hr = 2,2
( )oFftjam
Btu
 2 , koefisien radiasi oleh gas (fig 1.13)
 hrw = 6,3
( )oFftjam
Btu
 2 , koefisien radiasi oleh dinding (fig
1.14)
 hi , koefisien konveksi panas bagian dalam tube diprediksi dengan
persamaan empirik Sieder-Tate :

38.0
1
PrRec
kg
IDhi
=
harga c untuk gas adalah : 0,021
Prandtl number terhitung = 0,86
Reynold number terhitung = 10226
kg vapor metanol =
( )oFftjam
Btu

0133.0
hio = 5.3882
( )oFftjam
Btu
 2
÷
ø
ö
ç
è
æ

=
Act
Acw
hrwhrhco
hrw
f
f Convection section Wall Radiation Factor
Acw Wall Area per row, ft2
Act Number of row x Surface area per tube
Row to row tube spacing ( ) ftft 58,0
12
860sin ==
Acw 2
66,445,3858,02 ft== ( dinding sebelah kiri dan kanan )
Tube area per row; Act 2
2
412,181178,15,384 ft
ft
ft
ft ==
1349,0
412,181
66,44
3,632,2
3,6
=÷
ø
ö
ç
è
æ

=f
ho, koefisien transfer panas total bagian luar tube :
( )( )hrhcofho = 1
( )( ) 9015,52,231349,01 ==ho
( )oFftjam
Btu
 2
Uc, Overall koefisien transfer panas:
8166.2=


=
hioho
hioho
Uc
( )oFftjam
Btu
 2
Luas permukaan transfer panas bagian konveksi :
( )
2
2
4,2639
98,7198166.2
/35,5
ft
oF
oFftjam
Btu
jamMBtu
Ac =

=

Number of row 55,14
412.181
4,2639
2
2
==
ft
ft
row
Dipakai 15 row ( 60 tube )
C.19 Sublimator (SB-01)
Fungsi : Menyublimasi Fresh AT dan AT hasil recycle dari Desublimator
(DE-01 ) dengan uap metanol
Jenis : Pipa Berkelok U –tipe
Asam Terephthalic yang diproduksi biasanya berkisar 5-300 m . Persentase
Asam Terephthalic dengan distribusi 30-150 m paling banyak dihasilkan. AT
dengan average diameter 20-30 m membutuhkan waktu 1 s untuk mengalami
sublimasi dengan sempurna dan AT dengan average diameter 100 m
membutuhkan waktu 1-3 s untuk mengalami sublimasi dengan sempurna. Waktu
yang diperlukan akan lebih banyak untuk dengan average diameter 300 m yaitu 5-
6 s. ( US Patent 3,972,912 )
Kecepatan gas yang aman agar gas mampu membawa AT dengan baik dan agar tidak
terjadi caking adalah 20-25 m/s
Data :
 Rho mixture gas = 1 3
m
kg
 Viskositas gas = 0,02 cP
 Flow rate gas = 18,19 kg/s
 Kecepatan gas = 25 m/s
sm
kg
vG 2
25' == 
Ai
G
G =' , 2
2
7276,0
25
19,18
m
sm
kg
s
kg
Ai ==
22
7276,0
4
1 mID =
ID = 0,9627 m =37,903 in

Dipakai pipa standar dengan 42 OD, Thickness = 0,375 in
22
8618,00478,1
4
1 mAi == 
sm
kg
m
s
kg
G 22
108,21
8618,0
19,18
' ==
Kecepatan gas = 21,108 m/s
1105797Re ==

 IDv
Panjang pipa yang dibutuhkan =21,108 m/s x 6 s =126,6482 m = 415,5073 ft
Over design 15 % , panjang = 477,8 ft ≈ 480 ft
Dipakai pipa 40 ft & 12 turn
Gambar C.1 Pipa berkelok sublimator

C.20 Reaktor (R-01)
Fungsi : Mengesterifikasi Asam Tereftalat dengan Metanol pada fase gas
menjadi Dimetil Tereftalat dan Steam
Jenis : Fixed Bed Tubular
Kondisi Operasi :
- Adiabatis
- Suhu gas reaktan masuk reaktor = 324 o
C
- Batasan suhu maksimal dalam reaktor = 330 o
C
- Tekanan reaktan gas masuk reaktor = 1,5 atm
- Mass flow rate = 18,19 kg / s
- ρ = 1 kg m3
Data kinetik yang diperoleh dari US. Patent 3.377.376 adalah :
 Katalis yang digunakan adalah : Alumina A + 1 % KOH
 Tekanan reaktor : 1 atm
 Suhu reaksi = 650 o
F = 343,33 o
C
 B /A ratio mol = 20
 Hasil produk DMT adalah 94,5 % ( weight % ) dengan impurity MMT
( Monomethyl Terephthalate )
 Bilangan asam hasil produk = 16
 Waktu tinggal rata-rata = 1,2 s
 Superficial vapor velocity = 0,96 ft / s
Volume tangki
V = ( • t) ρ
= (9,1 kg s • 1,2s) 1kg m3
= 10,914 m3
V’ = 1,2 • 10,914
= 13,1 m3
Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT = 3 : 2 )

Tutup dan alas tangki berbentuk torispherical dengan tinggi head (Hh) = 1/4 D
(Brownell & Young,1959)
V total = V silinder + V tutup
=
13,1 = 1,221 D3
D = 3,27 m = 10,74 t ≈ 12 t
Hs = 1,5 • 3,27 m = 4,9 m = 16,11 t ≈ 17 t
Hh = ¼ • 12 t = 3 t
1991)

C.21 Desublimator (DE-01)
Fungsi : Mendesublimasi Asam Tereftalat yang tidak bereaksi untuk
direcycle kembali ke reaktor.
Jenis : Rotary Double Pipe Heat Exchanger with Scraper
Kondisi Operasi :
Fluida pendingin mengalir di daerah annulus dan arah aliran berlawanan dengan
arah gas
DE-01
Produk
gas
Gas hasil
desublimasi
Padatan hasil
desublimasi
Pendingin
Pendingin
Gambar C.2 Rotary Double Pipe Heat Exchanger
Umpan gas (tube)
ID = 30 in = 0,762 m
⁄
 Menentukan U ( koefisien total transfer panas )

hi ( koefisien konveksi transfer panas gas panas dengan dinding ) dengan
menggunakan persamaan Sieder –Tate :
38.0
1
PrRec
kg
innerIDhi
=
harga c untuk gas adalah : 0.021
⁄
ODinner
IDinner
hihio =
⁄
Fluida Pendingin (shell)
 Jenis : Metanol-Air
 Suhu inlet : 96,89 o
C
 Suhu outlet : 158,087 o
C
 G = 16,7077 kg/s
 ρ = 0,85 g cm3
 Cp : 0,58 Btu/lbo
F = 2,4283 J/g o
C
  : 1,56 cP
 k : 0,067 Btu /( jam ft2 o
F/ft ) = 0,00116 Watt/cm K
ID = 33 in = 83,82 cm
diameter annulus
areawetted
annulusPenampangLuas
De = 4
diameter annulus cmDe 4877,10
74,78
2568,648
4 ==
⁄

ho ( koefisien konveksi transfer panas fluida pendingin dengan dinding inner
pipe ) dengan menggunakan persamaan Sieder –Tate :
38.0
1
PrRec
kl
Deho
=
harga c untuk viscos liquid adalah 0.027
⁄
hohioUc
111
=
Uc = 0,0472 ⁄
UcUd
Rd
11
=
Ud = 0,0405 ⁄
Ao =
L=
Ldesign = 1.2 • L = 1.2 • 14 = 16,3 m

C.22 Condensor (CD-01)
Fungsi : Mengembunkan produk DMT dari campuran uap hasil desublimator
Jenis : Condensor Partial ( Horizontal Shell – Tube HE , Cross Type )
Jumlah : 2 unit
Data :
Pendingin ( shell ) Umpan dari DE-01 ( Tube )
T1 = 30o
C t1 = 220o
C
T2 = 60 o
C t2 = 72o
C
Cp = 4,186 kJ/kg o
C G = 143710,6022 lb/jam
ΔP yang diizinkan = max 5 psi
Q = 9446360,1462 Watt
Azas Black
Q terima = Q lepas
mt x Ct x ΔTt = ms x Cs x ΔTs
mt x 4,186 x (30-60) = 62144057,2519
mt = 75,2219 kg/s
= 597008,7727 lb/jam
=
oF )

Dirancang:
N = 674
OD tube = 1 in
ID shell = 37 in
B = 11,1 in
L = 20 ft
C’ = 0,25 in
10
= at =
= 0,5704 ft2
=
= 2,41 ft2
Gs = Gt =
= =
=
523309,3698
lb/(jam)(ft2
)
=
29809,4649
lb/(jam)(ft2
)
Fig. μs = 0,25 cP μt = 0,02 cP Fig.

14 14
Fig.
28
Ds = 0,99 in Dt = 0,81 in
Table.
10
= 0,0825 ft = 0,0675 ft
Res = Ret =
= =
= 71360,3686 = 41573,1174
Table.
4
k =
0,067
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
hi =
294,448
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
ho = 247,5 Btu/(jam)(ft2
)(o
F) hio =
=
=
238,503
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
= 121,45 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =
=
= 3529,064 ft2
UD =

= 28,757 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
RD =
= 0,026 (jam)(ft2
)(o
F)/Btu
memenuhi standard.
Pressure Drop
Shell Tube
Fig. 29
f = 0,0013 ft2
/in2
f = 0,0001
Fig. 26
N+1 =
=
= 21,62
s = 1 s = 0,85
ΔP = ΔP1 =
= 2,75 psi = 0,0006 psi
= 0,0001 Fig. 27
ΔP2 =
=
= 0,0005 psi
ΔPT = ΔP1 + ΔP2

=
0,0011 psi
(memenuhi)
Fungsi : Mengembunkan sebagian metanol dari udara pengering yang berasal
dari Rotary Dryer RD-01
Jenis : Condensor Partial ( Horizontal Shell – Tube HE , Cross Type )
Jumlah : 1 unit
Data :
Umpan dari RD-01 ( shell ) Pendingin ( Tube )
T1 = 122o
F t1 = 5o
F
Tdew = 55,124o
F t2 = 32o
F
T2 = 23 o
F Cp = 0,81 Btu/lb o
F
G = 36836,7324 lb/jam
Cp = 0,24 Btu/lb o
F
Q = 453183,4 Watt = 1532381,8573 Btu/jam
Azas Black
Q terima = Q lepas
mt x 0,81 x (32-5) = 1532381,8573
mt = 70067,7575 lb/jam
Desuperheating area Condensing Area
Q = •Cp•ΔT
= 36836,7324 • 0,24 • (122-55,124)
Q = • + •
= 406,896•511,6079+ 89,096•1085,55

= 591238,0244 Btu/jam = 5212,672158 Btu/jam
Q = •Cp•ΔT
= 34888,89 • 0,24 • (55,124 - 23)
= 268935,3117 Btu/jam
QC = 8329,941143 Btu/jam
F
jam
Btu
F
jam
Btu
jam
Btu
oo
9698,24
8329,941143
2006,57
0244,591238
8573,1532381

=
Weigthed Temperature = 31,9063 o
F
oF )
Dirancang:
N = 632
OD tube = 1 in

ID shell = 25 in
B = 37 in
L = 12 ft
C’ = 0,25 in
10
= at =
= 1,9014 ft2
=
= 0,566 ft2
Gs = Gt =
= =
=
19373,5919
lb/(jam)(ft2
)
=
123998,4894
lb/(jam)(ft2
)
Fig.
14
μs = 0,02 cP μt = 3 cP
Fig.
14
Fig.
28
Ds = 0,99 in Dt = 0,81 in
Table.
10
= 0,0825 ft = 0,0675 ft
Res = Ret =
= =

= 33023,168 = 1152,8785
Fig.
28
jH = 170 jH = 4 Fig.24
Table.
4
k =
0,014
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
k =
0,33
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
Prandtl = 0,75 Prandtl =
ho = √ hi = √
= 26,21 Btu/(jam)(ft2
)(o
F) =
51,0786
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
hio =
=
=
41,3737
Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
=
= 16,0456 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =
=

= 3309,152 ft2
UD =
=
= 14,5135 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
RD =
=
= 0,0066 (jam)(ft2
)(o
F)/Btu
memenuhi standard.
Pressure Drop
Shell Tube
Fig. 29
f = 0,0016 ft2
/in2
f = 0,0002
Fig. 26
N+1 =
=
= 6,48
ΔP = ΔP1 =
= 0,86 psi = 0,0465 psi
= 0,0015 Fig. 27

ΔP2 =
=
= 0,024 psi
ΔPT = ΔP1 + ΔP2
= 0,0465 psi + 0,024 psi
=
0,0705 psi
(memenuhi)
Fungsi : Mengembunkan sebagian hasil atas dari Menara Distilasi MD-01
untuk dikembalikan ke MD-01 sebagai reflux
Jenis : Condensor Partial ( Horizontal Shell – Tube HE , Cross Type
Jumlah : 1 unit
Data :
Umpan dari MD-01 ( shell ) Pendingin ( Tube )
T1 = 65,1674o
C t1 = 25o
C = 77o
F
T2 = 64,8569 o
C t2 = 40o
C = 104o
F
G = 61086,16568 lb/jam Cp = 4,184 kJ/kg o
C
Q = 17289136,9073 Watt = 62144057,2519 kJ/jam
Azas Black
Q terima = Q lepas
mt x 4,184 x (40-25) = 62144057,2519
mt = 275,0516 kg/s
= 2182985,549 lb/jam

=
oF )
3943,58901195
Dirancang:
N = 664
OD tube = 1 in
ID shell = 25 in
B = 37 in
L = 20 ft
C’ = 0,25 in
10
= at =
= 1,9014 ft2
=
= 1,19 ft2

Gs = Gt =
= =
=
32077,2877
lb/(jam)(ft2
)
=
919259,3258
lb/(jam)(ft2
)
Fig.
14
μs = 1 cP μt = 0,5 cP
Fig.
14
Fig.
28
Ds = 0,99 in Dt = 0,81 in
Table.
10
= 0,0825 ft = 0,0675 ft
Res = Ret =
= =
= 40,0676 = 51280,9955
Table.
4
k =
0,13
Btu/(jam)(ft2
)(o
F/ft)
hi = 1000 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Fig
12.9
ho = 325 Btu/(jam)(ft2
)(o
F) hio =
=
= 810Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
Uc =
= 231,9383 Btu/(jam)(ft2
)(o
F)
(Table 10) a” = 0,2618 ft2
/ft
A =

modul kimia

Recommended

Recommended

More Related Content

Similar to modul kimia

Similar to modul kimia (20)

Recently uploaded

Recently uploaded (20)

modul kimia