1. Dokumen tersebut membahas tentang desain kolom distilasi untuk memisahkan nitrobenzene dari campuran cairan. Termasuk menentukan jenis, bahan, jumlah tray, lokasi umpan, dan dimensi kolom distilasi.

1. 1. Kolom Distilasi
Kode : D-01
Fungsi : Memisahkan nitrobenzene dari campuran air, benzene , tolune dan
nitrobenzen
Tujuan : 1. Menentukan jenis kolom distilasi
2. Menentukan bahan konstruksi kolom
3. Menghitung jumlah tray
4. Menentukan lokasi umpan
5. Menentukan dimensi kolom
Gambar :
F
D-01
D
B
Gambar Kolom Distilasi
1. Menentukan Jenis Kolom Distilasi
a. Perkiraan awal diamater kolom > 3 ft berdasarkan kapasitas operasi
kolom yang besar, yaitu 15192,165 kg/jam
b. Campuran tidak bersifat korosif
c. Rentang batas laju alir yang cukup besar tanpa menimbulkan flooding

2. Jenis tray yang digunakan adalah sieve tray dengan pertimbangan:
a. Kapasitas uap dan cairannya besar
b. Pressure drop rendah, efisiensi tinggi
c. Lebih ringan, murah dan mudah pembuatannya
d. Operasi stabil
2. Menentukan Bahan Konstruksi Kolom
Bahan konstruksi yang dipilih adalah Stainless Steel type 304 dengan
pertimbangan sebagai berikut:
 Tahan terhadap tekanan tinggi
 Bahan yang umum digunakan dalam industri.
 Mempunyai allowable stress yang cukup besar yaitu 16.500 psi untuk
Stainless Steel type 304.
 Stainless steel mengandung sedikitnya 16% Krom dan 6% Nikel (grade
standar untuk 304), sampai ke Grade Super Autsenitic stainless steel
seperti 904L (dengan kadar Krom dan Nikel lebih tinggi serta unsur
tambahan Mo sampai 6%). Molybdenum (Mo), Titanium (Ti) atau
Copper (Co) berfungsi untuk meningkatkan ketahanan terhadap
temperatur serta korosi.
3. Menghitung Jumlah Tray
Perhitungan jumlah tray dilakukan menggunakan metode shortcut.
a. Menghitung Efisiensi Tray Kolom Distilasi
Efisiensi tray kolom distilasi dihitung menggunakan korelasi O’Connel.
Komponen kunci ringan (LK) : Benzene
Komponen kunci berat (HK) : Air
Suhu puncak kolom : 356,3 K
Suhu dasar kolom : 490,221 K
Suhu rata-rata kolom : 423,2605 K

3. Komponen XF Kmol/jam XD kmol/jam XW kmol/jam
C6H6
0,043249 8,407574 0,967095 8,351846 0,0003 0,055728
C7H8
0,00013 0,021398 0,002923 0,021398 0 0
H2O
0,002956 2,491992 0,029983 1,122717 0,0017 1,369275
C6H5NO2
0,953664 117,629 0 0 0,998 117,629
Jumlah
128,55 9,495961 119,054
𝛼 𝐷 = (
𝑃𝐿𝐾
𝑃 𝐻𝐾
)
𝐷
= 2,07
𝛼 𝐵 = (
𝑃𝐿𝐾
𝑃 𝐻𝐾
)
𝐵
= 0,869
𝛼 𝑎𝑣𝑔 = ( 𝛼 𝐷 × 𝛼 𝐵)0,5
= 1,34
𝑁𝑚𝑖𝑛 =
log [(
𝑥 𝐿𝐾
𝑥 𝐻𝐾
)
𝐷
(
𝑥 𝐻𝐾
𝑥 𝐿𝐾
)
𝑊
]
log 𝛼 𝑎𝑣𝑔
𝑁𝑚𝑖𝑛 =
log[(0,967095
0,029983
)
𝐷
(0,0017
0,0003
)
𝑊
]
log 1,34
= 17,8
Nmin = 18
Persamann Molokanov:
𝑁−𝑁𝑚𝑖𝑛
𝑁+1
= 1 − exp[(
1+54,4 𝜑
11+117,2 𝜑
) 𝑥
𝜑−1
𝜑0,5 ]
𝜑 =
𝑅 − 𝑅𝑚𝑖𝑛
𝑅 + 1
𝜑 =
1,93 − 1,61
1,93 + 1
𝜑 = 0,109
Maka :
𝑁 − 17,8
𝑁 + 1
= 1 − exp[(
1 + 54,4 (0,109)
11 + 117,2 𝑥 0,109
) 𝑥 (
0,109
0,1090,5
) ]
N = 33,23
Jumlah plate teoritis = 34

4. b. Menghitung Jumlah Plate Aktual
Suhu rata-rata kolom : 423,2605 K
Komponen XF (% mol) Μ x/μ
C6H5NO2
0,953664272 0,29469065 3,236154
H2O 0,002956446 0,18228567 0,016219
C6H6
0,043249442 0,4402092 0,098247
C7H8
0,00012984 0,19781876 0,000656
Jumlah 1/μ 3,35062
Viskositas (μ) 0,298452
μ total = 0,298452 kg/ms
𝛼 𝑎𝑣𝑔 = 1,34
μ total x 𝛼 𝑎𝑣𝑔= 0,298452x 1,34
= 0,40 cp
Dari grafik 9.25 Tryball diperoleh efisiensi = 0,65
Maka plate actual = 33,23/0,65
= 51,12
= 52 plate
4. Menentukan Lokasi Umpan
Lokasi umpan dapat diperkirakan menggunakan persamaan empiris dari
Kirkbride (1944):
log [
𝑁𝑟
𝑁𝑠
] = 0,206log[(
𝐵
𝐷
)(
𝑥 𝑓.𝐻𝐾
𝑥 𝑓.𝐿𝐾
)(
𝑥 𝑏.𝐿𝐾
𝑥 𝑑.𝐻𝐾
) ]
Dimana Nr = jumlah stage di atas umpan, termasuk kondensor parsial
Nr = jumlah stage di bawah umpan, termasuk reboiler parsial
B = kecepatan aliran molar produk bawah
D = kecepatan aliran molar produk atas
log [
𝑁𝑟
𝑁𝑠
] = 0,206log[(
119,054
9,58446
)(
0,002956
0,043249
)(
0,0003
0,02998
) ]

5. log [
𝑁𝑟
𝑁𝑠
] = −1,4877
𝑁𝑟
𝑁𝑠
= 0,0325
𝑁𝑟 + 𝑁𝑠 = 𝑁 = 52
𝑁𝑟 = 48,393 ≈ 49
Umpan masuk kolom pada tray ke-3 dari puncak kolom.
5. Menentukan Dimensi Kolom
a. Diameter Puncak Kolom
Densitas Cairan
T = 356,3 K P = 1 atm
Tabel C.xx. Densitas dan Berat Molekul Cairan pada Puncak Kolom
Komponen X BM massa w ρ (g/ml) w/ρ x.BM
H2O 0,0300 18,0152 0,5401 0,0071 0,972400913 0,0073 0,5401
C6H6 0,9671 78,1134 75,5430 0,9894 0,812194674 1,2182 75,5430
C7H8 0,0029 92,1402 0,2693 0,0035 0,808217744 0,0044 0,2693
Total 1,0000 76,3525 1,0000 1,2298 76,3525
Densitas cairan (ρL) = 1/Σ(w/ρ) = 0,813 g/ml = 813,118 kg/m3.
BM cairan = Σx.BM = 76,3525
Densitas Uap
Komponen Xi Tc Xi.Tc Pc Xi.Pc ω Xi. ω
H2O 0,0300 647,13 19,40269 220,55 6,61268 0,345 0,010344025
C6H6
0,9671 562,16 543,6619 48,98 47,36829 0,211 0,204056963
C7H8
0,0029 591,79 1,891373 41,09 0,120094 0,264 0,000771595
Total 564,956 54,10107 0,215172583

6. Tc = 564,956 K
Tr =
𝑇
𝑇𝑐
=
356,3
564,956
= 0,6307
Pc =
𝑃
𝑃𝑐
=
1,05
54,10107
= 0,0194
R = 82,057 cm3 atm/gmol.K
ZO = 0,90024 (Table E-1, hal 650 smith Vannes)
Z’ = -0,0488 (Table E-2, hal 651 smith Vannes)
ω = 0,215
Z = ZO
+ Z’ω
Z = 0,889737026
V =
𝑚.𝑍.𝑅.𝑇
𝑃.(𝐵𝑀)
V/m =
𝑍.𝑅.𝑇
𝑃.(𝐵𝑀)
=
0,889737026 x 82,057 x 356,3
1,05 𝑥 76,3525
= 324,45377
𝜌𝑣 =
𝑚
𝑉
=
1
324,45377
= 0,0030819 𝑔/𝑐𝑚3
𝜌𝑣 = 3,0819 𝑘𝑔/𝑚3
Laju Alir Volumetrik
Laju alir volumetrik dapat dihitung menggunakan data laju alir molar dari
perhitungan neraca massa kolom distilasi.
Lo = 18,2956 kmol/jam = 1396,914637 kg/jam
Vo = 27,7916 kmol/jam = 2121,957893 kg/jam
QL =
𝐿𝑜
𝜌𝑙
= 1,717951115 m3/jam = 0,000477209 m3/dtk
Qv =
𝐿𝑜
𝜌𝑙
= 688,5196944 m3/jam = 0,191255471 m3/dtk
Konstanta Flooding
Parameter aliran FLV dapat dihitung dengan persamaan:

7. 𝐹𝐿𝑉 =
𝑄 𝐿
𝑄 𝑉
(
𝜌 𝐿
𝜌 𝑉
)
0,5
= 0,0001536
Menurut buku Treybal “Mass Transfer Operations” hal. 169 Tabel 6.2,
untuk nilai FLV dimana 0,1 > FLV > 0,01, maka nilai Cf = 0,1.
Untuk menghitung CF digunakan persamaan :
Bedasarkan buku Peters, tray spacing menara yaitu 18 in = 0,4572, karena
diperkirakan diameter menara < 4 ft, maka di peroleh nilai :
α = 0,0457
β = 0,0287
Komponen Xi Σ σ Xi
H2O 0,0297 59,3078 1,760197
C6H6 0,9674 17,3284 16,76394
C7H8 0,0029 18,1519 0,052552
Total 18,57669
σ campuran = 18,57669 dyne/cm
= 0,01857 N/m
Sehingga :
Cf = 0,0165
Kecepatan Flooding
Kecepatan flooding dapat dihitung dengan menggunakan persamaan
berikut:
𝑉𝑓 = 𝐶𝑓 (
𝜌 𝐿 − 𝜌 𝑉
𝜌 𝑉
)
0,5
= 0,0165(
813,128−3,0819
3,0819
)
0,5
= 0,2685 m/det
Presentase flooding menurut buku Coulson & Richarson “Chemical
Engineering Design” halaman 567 adalah 80%-85%. Dalam perancangan
ini presentase yang diambil sebesar 80%, sehingga:
𝐶𝑓 = (𝛼.log
1
𝐹𝐿𝑉
+ 𝛽) (
𝜎
20
)
0,2
C

8. Vf’ = 0,2685 x 80% = 0,2148 m/s
Luas Permukaan Aktif
Permukaan aktif dapat dihitung dengan persamaan:
𝐴𝑛 =
𝑄 𝑉
𝑉𝑓
=
0,191255471 m3
/𝑑𝑡𝑘
0,2148 m/dtk
= 0,89 𝑚2
Dari Mass Transfer Operations, Treybal, tabel 6.1 hal. 162, dirancang
panjang weir = 0,7 D, sehingga luas satu downspout sebesar 8,808% dari
luas penampang sirkular kolom (At), maka:
𝐴𝑡 =
𝐴𝑛
1 − 𝑑𝑜𝑤𝑛𝑠𝑝𝑜𝑢𝑡
𝐴𝑡 =
0,89 𝑚2
1 − 0,08808
= 0,976 𝑐𝑚2
Diameter Puncak Kolom
𝐷 = (
4 × 𝐴𝑡
𝜋
)
0,5
= (
4× 0,976
𝜋
)
0,5
= 1,115 𝑚 = 43,9 𝑖𝑛 = 3,658 𝑓𝑡
b. Diameter Dasar Kolom
Densitas Cairan
T = 490,221 K P = 1,1 atm
Tabel C.xx. Densitas dan Berat Molekul Cairan pada Puncak Kolom
Komponen X BM massa W ρ (g/ml) w/ρ
C6H5NO2 0,998 123,11 122,8638 0,999560275 0,991825 1,007799
H2O 0,0017 18,01 0,030617 0,000249085 0,825599 0,000302
C6H6 0,0003 78,11 0,023433 0,00019064 0,63292 0,000301
Total 1 122,9178 1 1,0081
Densitas cairan (ρL) = 1/Σ(w/ρ) = 0,9919 g/ml = 991,96 kg/m3.
BM campuran = Σx.BM = 122,9178

9. Densitas Uap
Komponen Xi Tc Xi.Tc Pc Xi.Pc ω Xi. ω
C6H5NO2 0,998 719 717,562 44 43,912 0,448 0,447104
H2O 0,0017 647,13 1,100121 220,55 0,374935 0,345 0,000587
C6H6 0,0003 562,16 0,168648 48,98 0,014694 0,211 6,33E-05
Total 1 718,8308 44,30163 0,447754
Tc = 718,8308 K
Tr =
𝑇
𝑇𝑐
=
490 ,221
718,8308
= 0,6819
Pc =
𝑃
𝑃𝑐
=
1,1
44,30163
= 0,0248
R = 82,057 cm3 atm/gmol.K
ZO = 0,973 (Table E-1, hal 650 smith Vannes)
Z’ = -0,0616 (Table E-2, hal 651 smith Vannes)
ω = 0,4477
Z = ZO
+ Z’ω
Z = 0,945
V =
𝑚.𝑍.𝑅.𝑇
𝑃.(𝐵𝑀)
V/m =
𝑍.𝑅.𝑇
𝑃.(𝐵𝑀)
=
0,945 x 82,057 x 490,221
1,1 𝑥 122,9178
= 281,2820535
𝜌𝑣 =
𝑚
𝑉
=
1
281,2820535
= 0,00355 𝑔/𝑐𝑚3
𝜌𝑣 = 3,55 𝑘𝑔/𝑚3
Laju Alir Volumetrik
Laju alir volumetrik dapat dihitung menggunakan data laju alir molar dari
perhitungan neraca massa kolom distilasi.

10. Umpan masuk pada suhu 110OC, dengan q= 3,9, maka umpan berupa
cairan dingin sehingga dari neraca massa disekitar plate umpan diperoleh:
Persamaan neraca massa disekitar feed plate :
Persamaan neraca massa disekitar feed plate ;
F + L + V’ = V + L’
q =
𝐿′
−𝐿
𝐹
3,9 =
𝐿′
−18,466
128,64
L’ = 520,16 Kmol/jam
V’ = V + L’ – L – F
= 27,7916 + 520,16 - 18,2956 - 128,55
= 400,58 Kmol/jam
QL =
𝐿′
𝜌𝑙
= 0,525047836 m3/jam = 0,000146 m3/dtk
Qv =
𝑉′
𝜌𝑙
= 112,6778214 m3/jam = 0,0563 m3/dtk
Konstanta Flooding
Parameter aliran FLV dapat dihitung dengan persamaan:
𝐹𝐿𝑉 =
𝑄 𝐿
𝑄 𝑉
(
𝜌 𝐿
𝜌 𝑉
)
0,5
= 0,000155
Menurut buku Treybal “Mass Transfer Operations” hal. 169 Tabel 6.2,
untuk nilai FLV dimana 0,1 > FLV > 0,01, maka nilai Cf = 0,1.
Untuk menghitung CF digunakan persamaan :
𝐶𝑓 = (𝛼.log
1
𝐹𝐿𝑉
+ 𝛽) (
𝜎
20
)
0,2
C
F
L’V’
LV

11. Bedasarkan buku Peters, tray spacing menara yaitu 18 in = 0,4572, karena
diperkirakan diameter menara < 4 ft, maka di peroleh nilai :
α = 0,0457
β = 0,0287
Komponen Xi σ σ Xi
H2O
0,9980 59,3078 32,50047
C6H6
0,0017 17,3284 0,093072
C7H8
0,0003 18,1519 0,004947
Total
32,59849
σ campuran = 32,59849 dyne/cm
= 0,0325 N/m
Sehingga :
Cf = 0,0054
Kecepatan Flooding
Kecepatan flooding dapat dihitung dengan menggunakan persamaan
berikut:
𝑉𝑓 = 𝐶𝑓 (
𝜌 𝐿 − 𝜌 𝑉
𝜌 𝑉
)
0,5
= 0,0054(
989,701−3,555
3,555
)
0,5
= 0,0899 m/det
Presentase flooding menurut buku Coulson & Richarson “Chemical
Engineering Design” halaman 567 adalah 80%-85%. Dalam perancangan
ini presentase yang diambil sebesar 80%, sehingga:
Vf’ = 0,0899 x 80% = 0,5396 m/s

12. Luas Permukaan Aktif
Permukaan aktif dapat dihitung dengan persamaan:
𝐴𝑛 =
𝑄 𝑉
𝑉𝑓
=
0,0563 m3
/𝑑𝑡𝑘
0,5396 m/dtk
= 1,04 𝑚2
Dari Mass Transfer Operations, Treybal, tabel 6.1 hal. 162, dirancang
panjang weir = 0,7 D, sehingga luas satu downspout sebesar 8,808% dari
luas penampang sirkular kolom (At), maka:
𝐴𝑡 =
𝐴𝑛
1 − 𝑑𝑜𝑤𝑛𝑠𝑝𝑜𝑢𝑡
𝐴𝑡 =
1,04 𝑚2
1 − 0,08808
= 1,14 𝑚2
Diameter Puncak Kolom
𝐷 = (
4 × 𝐴𝑡
𝜋
)
0,5
= (
4 × 1,14
𝜋
)
0,5
= 1,2 𝑚 = 47,475 𝑖𝑛 = 3,956 𝑓𝑡
c. Tebal Shell Kolom
Bahan konstruksi shell yang dipilih adalah Stainless steel tipe-304,
dengan spesifikasi:
Allowable stress (f) = 16500 psi
Efisiensi pengelasan (E) = 0,8
Faktor korosi (C) = 0,125
Diameter rata-rata (D) = (3,658+3,962)/2 = 3,81 fit = 45,72 in
Jari-jari rata-rata ® = 3,81 / 2 = 1,9 fit = 22,86 in
Tekanan operasi (P) = 1,1 atm = 16,1656 psi
Sehingga :
𝑡𝑠 =
𝑃. 𝑟
𝑓. 𝐸 − 0,6𝑃
+ 𝐶
𝑡𝑠 =
16,1656 7× 22,86
16500 × 0,8 − 0,6 × 16,1656 7
+ 0,125 = 0,153 𝑖𝑛
Maka digunakan tebal shell standar 3/16 in

13. d. Tebal Head Puncak Kolom
Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell dan
karena tekanan operasi kurang dari 200 psi dipilih head jenis torispherical
dished head (Process Equipment Design, Brownell, hal. 88).
(OD)s = (ID)s + 2.ts
= 43,9 + 2(0,1875) = 44,278 in
Berdasarkan tabel 5.7 buku Process Equipment Design, Brownell, maka
spesifikasi head yang digunakan:
OD standar = 45 in
Icr (inside corner radius) = 3 in
rc (radius of dished) = 48 in
Icr/rc = 0,0625
Karena Icr/rc > 6%, maka tebal head dihitung menggunakan persamaan
berikut:
𝑊 =
1
4
(3 + √
𝑟𝑐
𝑖𝑐𝑟
) =
1
4
(3 + √
48
3
) = 1,75
𝑡ℎ =
𝑃. 𝑟𝑐. 𝑊
2. 𝑓. 𝐸 − 0,2𝑃
+ 𝐶
𝑡ℎ =
16,1656 × 48 × 1,75
2 × 16500 × 0,8 − 0,2 × 16,1656
+ 0,125 = 0,1875 𝑖𝑛
Maka digunakan tebal head standar 3/16 in.
e. Tinggi Head Puncak Kolom
Berdasarkan tabel 5.6 hal. 88 buku Process Equipment Design, Brownell,
didapatkan:
Untuk th = 3/16 in, straight flange (sf) standar = 1½ - 2 in.
Dalam perancangan ini dipilih sf = 2 in.
𝑎 =
𝐼𝐷𝑠
2
=
43,9
2
= 21,95
𝐴𝐵 = 𝑎 − 𝑖𝑐𝑟 = 21,95 − 0,625 = 21,3265

14. 𝐵𝐶 = 𝑟𝑐 − 𝑖𝑐𝑟 = 48 − 0,625 = 47,375
𝐴𝐶 = ( 𝐵𝐶2
− 𝐴𝐵2)0,5
= (47,3752
− 21,3265)0,5
= 42,303
𝑏 = 𝑟𝑐 − 𝐴𝐶 = 48 − 42,303 = 5,697
𝐻ℎ = 𝑡ℎ + 𝑏 + 𝑠𝑓 = 0,1875 + 5,697 + 2 = 7,884 𝑖𝑛
Didapatkan tinggi head (Hh) = 7,884 𝑖𝑛 = 0,2 m.
f. Tebal Head Dasar
Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell dan
karena tekanan operasi kurang dari 200 psi dipilih head jenis torispherical
dished head (Process Equipment Design, Brownell, hal. 88).
(OD)s = (ID)s + 2.ts
= 47,546ws + 2(3/16) = 47,92 in
Berdasarkan tabel 5.7 hal 90 buku Process Equipment Design, Brownell,
maka spesifikasi head yang digunakan:
OD standar = 48 in
Icr (inside corner radius) = 3 in
rc (radius of dished) = 48 in
Icr/rc = 0,0625
Karena Icr/rc > 6%, maka tebal head dihitung menggunakan persamaan
berikut:
𝑊 =
1
4
(3 + √
𝑟𝑐
𝑖𝑐𝑟
) =
1
4
(3 + √
48
3
) = 1,75
𝑡ℎ =
𝑃. 𝑟𝑐. 𝑊
2. 𝑓. 𝐸 − 0,2𝑃
+ 𝐶
𝑡ℎ =
16,1656 × 15 × 1,75
2 × 16500 × 0,8 − 0,2 × 16,1656
+ 0,1867 = 0,1875 𝑖𝑛
Maka digunakan tebal head standar 3/16 in.

15. g. Tinggi Head Dasar Kolom
Berdasarkan tabel 5.6 hal. 88 buku Process Equipment Design, Brownell,
didapatkan:
Untuk th = 3/16 in, straight flange (sf) standar = 1½ - 2 in.
Dalam perancangan ini dipilih sf = 2 in.
𝑎 =
𝐼𝐷𝑠
2
=
47,546
2
= 23,773
𝐴𝐵 = 𝑎 − 𝑖𝑐𝑟 = 23,773 − 0,625 = 23,148
𝐵𝐶 = 𝑟𝑐 − 𝑖𝑐𝑟 = 48 − 0,625 = 47,375
𝐴𝐶 = ( 𝐵𝐶2
− 𝐴𝐵2)0,5
= (47,3752
− 23,1482)0,5
= 41,3346
𝑏 = 𝑟𝑐 − 𝐴𝐶 = 48 − 41,3346 = 6,665
𝐻ℎ = 𝑡ℎ + 𝑏 + 𝑠𝑓 = 0,1875 + 6,665 + 2 = 8,853 𝑖𝑛
Didapatkan tinggi head (Hh) = 8,853 𝑖𝑛= 0,224 m
Jadi tinggi kolom destilai adalah :
H = [(51-1) tray spacing] + tinggi puncak + tinggi dasar
= [(51-1) x 20] + 7,884 + 8,853
= 1016,825 in = 25,825 meter

16. Ringkasan D-01
Kode D-01
Fungsi Memisahkan nitrobenzene dari campuran benzene, air,
dan toluen
Tipe Tray Tower
Bahan Stainless Steel type-304
Jumlah Plate 51
Diameter Seksi Atas 1,112 𝑚
Diameter Seksi Bawah 1,2 𝑚
Tebal Shell 0,1875 in
Tebal Head Puncak 0,1875 in
Tebal Head Dasar 0,1875 in
Tinggi Menara 25,825 m

17. 2. Heater
Gambar Heater produk benzene
Kode : HE-01
Fungsi : untuk menaikan suhu benzene dari suhu 30OC menjadi
55OC sebelum masuk reaktor 01.
Tujuan : a. Menentukan tipe heat exchanger
b. Menentukan bahan konstruksi heat exchanger
c. Menghitung spesifikasi heat exchanger
A. Menentukan Tipe Heat Exchanger
Jenis heat exchanger yang digunakan adalah tipe double pipe HE dengan
pertimbangan:
 Asumsi luas perpindahan panas kurang dari 200 ft2
 Maintenance dan struktur pendukung relatif mudah dan murah
biayanya.
B. Menentukan Bahan Konstruksi Heat Exchanger
Bahan konstruksi yang dipilih adalah Stainless Steel type 304 dengan
pertimbangan sebagai berikut:
 Tahan terhadap tekanan tinggi
 Bahan yang umum digunakan dalam industri.
Steam In
Steam Out

18.  Mempunyai allowable stress yang cukup besar yaitu 18.750 psi untuk
Stainless Steel type 304.
 Stainless steel mengandung sedikitnya 16% Krom dan 6% Nikel (grade
standar untuk 304), sampai ke Grade Super Autsenitic stainless steel
seperti 904L (dengan kadar Krom dan Nikel lebih tinggi serta unsur
tambahan Mo sampai 6%). Molybdenum (Mo), Titanium (Ti) atau
Copper (Co) berfungsi untuk meningkatkan ketahanan terhadap
temperatur serta korosi.
C. Menentukan Dimensi Heat Exchanger
1. Menentukan data fluida masuk
Dari keluar reaktor dari perhitungan neraca massa dan neraca panas
diperoleh data sebagai berikut:
 Fluida yang didinginkan (produk nitrobenzene sebelum masuk tangki
penyimpanan)
Suhu masuk heat exchanger (Tin) = 30oC = 303 K = 86oF
Suhu keluar heat exchanger (Tout) = 55oC = 328 K = 131oF
𝑇𝑎𝑣𝑔 =
𝑇𝑖𝑛 + 𝑇𝑜𝑢𝑡
2
=
86 + 131
2
= 108,5 𝑜
𝐹
Laju alir massa (W) = 9858,13125 kg/jam = 21733,46 lb/Jam
 Steam Pemanas
Suhu masuk heat exchanger (Tin) = 106oC = 379 K = 222,8oF
Suhu keluar heat exchanger (Tout) = 106oC = 379 K = 222,8oF
𝑇𝑎𝑣𝑔 =
𝑇𝑖𝑛 + 𝑇𝑜𝑢𝑡
2
=
222,8 + 222,8
2
= 222,8 𝑜
𝐹
Laju alir massa (W) = 198,4045996 kg/jam = 437,4073437 lb/Jam
Beban panas (Q) = 444604,8673 kJ/jam = 421404,0515 Btu/jam
2. Mengitung ΔT LMTD, Tavg dan tavg

19. Tabel C.10 Pehritungan suhu LMTD
Steam Panas (°F) Fluida Panas
(°F)
ΔT
222,8 Suhu Tnggi 131
91,8
Δt2
222,8 Suhu Rendah 86
136,8
Δt1
0 Different 207
-45
Δt2 - Δt1
𝛥𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 =
𝛥𝑡2− 𝛥𝑡1
𝑙𝑛
𝛥𝑡2
𝛥𝑡1
⁄
=
136,8−91,8
𝑙𝑛
136,8
91,8⁄
= 112,8°𝐹
𝛥𝑇𝑎𝑣𝑔 =
222,8+222,8
2
= 222,8°𝐹
𝛥𝑡 𝑎𝑣𝑔 =
131+86
2
= 108,5°𝐹
3. Penentuan Harga Ud (Trial)
Berdasarkan Kern, Tabel 8 hal. 840 (1965) untuk sistem exchanger dengan
fluida pemanas steam dan fluida pendingin heavy organic, nilai Ud berada
pada 50-100 maka dipilih UD = 100 Btu/jam°F ft2.
4. Penentuan Luas Perpindahan Panas
𝐴 =
𝑄
𝑈𝑑 𝑥 𝛥𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷
=
421404,0515
100 𝑥 112,8
= 39,412 𝑓𝑡²
5. Menentukan Tipe HE
Karena A kurang dari 200 ft², maka digunakan double pipe heat exchanger
(Kern, 1988). Digunakan pipa 2- 1 1/4 in IPS pipe dengan external surface
0,435 ft2/ft (Tabel 11) pipa luar.
6. Penentuan Spesifikasi Heat Exchanger
Berdasarkan Kern, Table 6.2, hal. 110 (1965) dapat diketahui bahwa flow
area di inner pipe lebih besar daripada di annulus, maka dalam hal ini ,
steam yang memiliki laju alir lebih kecil, ditempatkan di dalam annulus.
sedangkan benzene ditempatkan di dalam inner pipe.

20. Menghitung Nilai Clean Overall (Uc)
Fluida panas; Anulus; steam Fluida dingin; Inner pipe; benzene
a. Flow area
D2 = 2,067 in/12 = 0,1723 ft
D1 = 1,66 in/12 = 0,1383 ft
aa = 𝜋 (D2
2
– D1
2)/4
= 3,14 . (0,17232 –
0,13832)/4
= 0,0083 ft2
De = (D2
2
– D1
2)/D1
= 0,0761 ft
a. Flow area
D = 1,38 in/12 = 0,115 ft
ap = 𝜋 D2/4
= 3.14 . 0,1152/4
= 0,0104 ft2
b. Mass velocity
𝐺𝑎 =
𝑊
𝑎 𝑎
=
437 ,4073 lb/jam
0,0083 𝑓𝑡2
= 52896,28
𝑙𝑏
𝑓𝑡2 𝑗𝑎𝑚
b. Mass velocity
𝐺 𝑝 =
𝑊
𝑎 𝑝
=
21733,46 lb/jam
0,0104 𝑓𝑡2
= 2093454,82
𝑙𝑏
𝑓𝑡2 𝑗𝑎𝑚
c. Menentukan bilangan Reynold
Pada Tavg = 222,8℉
µ = 0,013 cP = 0,03146 lb/ft.hr
𝑅𝑒 =
𝐷𝑒.Ga
µ
, dimana
µ = Viskositas steam, lb/ft.jam
D = Diameter dalam tube, ft
Ret = Bilangan reynolds
Ga = Kecepatan alir, lb/jam
𝑅𝑒 = 128035,6331
c. Menentukan bilangan Reynold
Pada Tavg = 108,5℉
µ = 0,48 cP = 1,1616 lb/ft.hr
𝑅𝑒 =
𝐷.Gp
µ
, dimana
µ = Viskositas , lb/ft.jam
De = Equivalent diameter, ft
Ret = Bilangan reynolds
Gp = Kecepatan alir, lb/jam
𝑅𝑒 = 207254,9108
d. Menghitung ho d. Menghitung hi
Dari Fig. 24 Kern, 1950, didapat:

21. Dari Fig. 24 Kern, 1950,
didapat:
jH = 300
c = 0,47 Btu/lb.oF
k = 0,015 Btu/hrft2 oF/ft
ℎ𝑜 = 𝑗𝐻
𝑘
𝐷𝑒
(
𝑐.µ
𝑘
)
1
3
(
µ
µw
)
0,14
300
0,015
0,762
(
0,47𝑥0,03146
0,0179
)
1
3
𝑥 1
ho = 58,813 btu/jam ft2(Of)
jH = 420
c =0,44 Btu/lb.oF
k = 0,087 Btu/hrft2 oF/ft
ℎ𝑖 = 𝑗𝐻
𝑘
𝐷
(
𝑐.µ
𝑘
)
1
3
(
µ
µw
)
0,14
= 420
0,0899
0 ,115
(
0,44 𝑥 1,1616
0,0899
)
1
3
𝑥 1
ℎ𝑖 = 573,324btu/jam ft2(Of)
e. Menghitung hio
ℎ𝑖𝑜 = ℎ𝑖 𝑥
𝐼𝐷
𝑂𝐷
= 573,324 𝑥
1,38
1,66
= 476,619 Btu/hr.ft2.oF
7. Menghitung Uc (Clean Overall Coeffcient)
𝑈𝑐 =
ℎ 𝑖𝑜 𝑥 ℎ 𝑜
ℎ 𝑖𝑜 +ℎ 𝑜
𝑈𝑐 =
476,619 𝑥 58,813
476 ,619 + 58,813
= 52,352 Btu/hr.ft2.oF
8. Menghitung UD Desain
1
𝑈 𝐷
=
1
𝑈𝐶
+ 𝑅 𝐷
𝑅 𝐷 = 0,003 + 0,003 = 0,006
𝑚𝑎𝑘𝑎
1
𝑈 𝐷
=
1
52,352
+ 0,006
Ud = 39,84
Menghitung surface
𝐴 =
𝑄
𝑈𝑑 𝑥 𝛥𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷
=
421404,0515
39,84 x 112,8
= 93,768 𝑓𝑡²
9. Jumlah hairpins yang dibutuhkan

22. External surface/lin ft (a'') = 0,435 (Kern, Appendix Tabel 11)
Panjang HE = A/a” = 93,768 / 0,435 = 215,558 ft
Jumlah hairpins = 215,558 / 24= 8,98
Pada perancangan ini, digunakan hairpin dengan panjang 12 ft, sehingga
dibutuhkan hairpin dengan jumlah 9.
10. Koefisien Overall Desain dan Faktor Kekotoran Terkoreksi
𝐴 = 𝐿 × 𝑎" = 216 × 0,435 = 93,96 𝑓𝑡2
𝑈 𝐷 =
𝑄
𝐴 ∆𝑡
=
421404,0515
93,96 𝑥 112,8
= 39,757 𝐵𝑡𝑢/( 𝑗𝑎𝑚)( 𝑓𝑡2)( 𝑜
𝐹)
𝑅 𝑑 =
1
𝑈 𝐷
−
1
𝑈𝐶
=
1
39,757
−
1
52,352
= 0,00605
Pressure Drop
Hot Fluid: Anulus, nitrobenzene Cold Fluid: Inner pipe, steam
Menghitung Re’
De’ = 0,1723-0,1383 = 0,0339 ft
(Table 6.2) buku Kern
𝑅𝑒’ =
𝐷𝑒′.Ga
µ
=
0,0339 𝑥 52896 ,27
0,3146
= 57026,87
Menghitung Bilangan Re
Nilai bilangan Reynold inner pipe sama
dengan nilai bilangan Reynold pada
perhitungan Uc Nre = 207254,91
Menghitung nilai F
𝑓 = 0,0035 +
0,264
𝑅𝑒′0,42
f = 0,00597 ft2/in2
specific volume = 1 ft3/lb
ρ = 62,5x 1 = 62,5 ft3/lb
Menghitung nilai F
𝑓 = 0,0035 +
0,264
𝑅𝑒0,42
f = 0,005 ft2/in2
specific volume = 0,88 ft3/lb
ρ = 62,5x 0,88 = 55 ft3/lb
Mencari nilai Fa
∆𝐹𝑎 =
4𝑓 𝐺𝑎2
𝐿
2𝑔𝜌2 𝐷𝑒′
Mencari nilai Fa
∆𝐹𝑝 =
4𝑓𝐺𝑝2
𝐿
2𝑔𝜌2 𝐷

23. =
4 𝑥 0,00597 𝑥 52896,272
𝑥 216
2 𝑥 4,18 𝑥 108 𝑥 62,52 𝑥 0,0339
= 0,13 ft
=
4 𝑥 0,005 𝑥 2093454,822
𝑥 216
2 𝑥 4,18 𝑥 108 𝑥 552 𝑥 0,1155
= 6,5674 ft
Mencari pressure drop
𝑉 =
𝐺𝑎
3600𝜌
=
52896 ,27
3600𝑥62 ,5
V = 0,235
∆𝐹𝑡 = (
𝑉2
2𝑔′ ) = 4 𝑥 (
0,2352
2 𝑥 32,2
)
∆𝐹𝑡 = 0,,0077 ft
∆𝑃𝑎 =
(∆𝑓𝑎+ ∆𝑓𝑡) 𝑥 𝜌
144
∆𝑃𝑎 =
(0,13 + 0,0077 ) 𝑥62,5
144
= 0,05994 psi
Syarat ∆𝑃 yang diperbolehkan pada
annulus untuk gas adalah < 2 psi
Mencari presure drop
∆𝑃𝑝 =
∆𝑓𝑝𝑥 𝜌
144
∆𝑃𝑝 =
6,5674 𝑥 55
144
= 2,5 psi
Syarat ∆𝑃 yang diperbolehkan pada inner
pipe adalah < 10 psi

24. Tabel Ringkasan HE-01
Ringkasan HE-01
Kode HE-01
Fungsi Untuk menaikan suhu benzene sebelum menuju
reaktor
Tipe Double Pipe Heat Exchanger
Anulus : steam
Inner pipe : Benzene
Dimensi Anulus :
IPS = 2
OD = 2,38 in
ID = 2,067 in
Inner pipe
IPS = 1 1/4
OD = 1,66 in
ID = 1,38 in
A 93,96 𝑓𝑡2
Uc 52,352 Btu/hr.ft2.oF
Ud 39,84
𝐵𝑡𝑢
𝑗𝑎𝑚 𝑓𝑡2𝑜 𝐹
Rd perancangan 0,00605
Nilai Rd perhitungan sesui dengan nilai Rd yang diizinkan
∆𝑃 perhitungan (psi) Anulus = 0,0599 psi Inner pipe = 2,51 psi
Steam In
Steam Out

25. ∆𝑃 diizinkan Anulus = 2 psi Inner pipe = 10 psi
Dengan Nilai ∆P Heat Exchanger yang di desain dibawah ∆P maksimal yang
diizinkan, maka Heat Exchanger yang didesain layak untuk digunakan