spesifikasi alat

1. LAMPIRAN C
PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES
1. Storage Tank Metil Asetat (ST - 101)
Fungsi : Menyimpan metil asetat 90% selama 14 hari dengan kapasitas
766.113,1144 kg
Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk Torispherical Roof
Bahan : Carbon Steel SA – 7
Kondisi Operasi :
 Temperatur : 30 o
C
 Tekanan : 1 atm
Gambar :
ST-301LI
Gambar.C.1. Tangki penyimpanan bahan baku Metil Asetat
1. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 14 hari

2. C-2
Digunakan waktu tinggal 14 hari karena faktor transportasi dan
sumber bahan baku berasal dari luar kota.
Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam
Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari
= 766.113,1144 kg
Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari
sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.
a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 o
C.
Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk
menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya
transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari
dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin
besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan
semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari
dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.
Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 o
C.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 o
C, maka diperoleh hasil
sebagai berikut:
Tabel C.2.1 Tekanan uap metil asetat
Komponen A B C D E
Metil Asetat 33,7240 -2.7204E+03 -3,1182E+00 -3,4310E-11 3,3102E-06
Air 29,8605 -3152E+03 -7,304E+00 2,425E-09 1,809E-06

3. C-3
Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmHg) Ki = Pi/P yf = Ki . zf
C3H6O2 2035,607 27,508 0,0686 266,7974 1,2569 0,8652
H2O 226,1786 12,5655 0,3136 31,8649 0,1501 0,0468
Jumlah 2280,0986 40,3212 1,0000 298,6623 1,4070 1,4070
T = 35 o
C
P = 0,2760 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 35 o
C
P = 1 atm + 0,2760 atm
= 1,2760 atm
= 18,7514 psi
b. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 14 hari
Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam
Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14
hari
= 766.113,1144 kg
Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari
sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.
Volume liquid =
liqud
liquid
ρ
m
Menghitung densitas campuran :
Tabel.C.2.3. Densitas campuran
Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/
C3H6O2 2035,607 0,9008 914,2893 0,0010
H2O 226,1786 0,00992 1018,4091 0,0001
Jumlah 2280,0986 1,0000 0,0011

4. C-4
 liquid =



wi
wi
=
0,0011
1
 liquid = 923,6568 kg/m3
= 57,6619 lb/ft3
Sehingga dapat dihitung volume liquid :
Volume liquid =
liqud
liquid
ρ
m
= 3
kg/m923,6568
kg44766.113,11
= 923,6568 m3
= 29.290,1473 ft3
Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)
Vtangki = (100/80) x Vliquid
= 1,1 x 923,6568 m3
= 1.036,7936 m3
= 36.612,6841 ft3
c. Menentukan Rasio Hs/D
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2
H + 0,000049 D3
+ ¼ π D2
sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2
+ π D H) + 0,842 D2

5. C-5
Keterangan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
D
Hs
< 2 (Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang
paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada
Tabel C.2.4. berikut.
Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki
trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2
) Vsilinder , ft3
Vhead, ft3
Vsf, ft3
Vtotal (ft3
)
1 0,5 38.0000 19.0000 4616.4680 21537.2600 4646.1220 283.3850 26466.7670
2 0,6 38.5566 23.1340 5219.4926 26997.0989 4853.2874 291.7475 32142.1337
3 0,7 38.5481 26.9837 5683.7818 31475.7892 4850.0783 291.6189 36617.4863
4 0,74 39.2244 29.0261 6078.2097 35056.6412 5109.8570 301.9411 40468.4393
5 0,8 39.6608 31.7286 6510.5603 39178.1617 5282.3142 308.6971 44769.1730
6 0,9 39.5288 35.5760 6957.9405 43636.9302 5229.7610 306.6463 49173.3375
Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7
D = 38,5481 ft
= 462,5772 in
= 11,7496 m
Dstandar = 43 ft (516 in)
H = 26,9837 ft
= 323,8040 in
= 8,2246 m

6. C-6
Hstandar = 30 ft (360 in)
Cek rasio H/D :
Hs/Ds = 30/43
= 0,69 memenuhi (0,69-0,74)
d. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 96 in (Appendix E, item 1, B & Y)
= 8 ft
Jumlah courses =
ft8
ft30
= 3,75 = 4 buah
e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
Vshell = ¼ π D2
H
= ¼ π (43 ft)2
x 32 ft
= 43.443,9500 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (43)3
= 3,8958 ft3
Vsf = ¼ π D2
sf
= ¼ π.(516)2
x 3
= 627.032,8800 in3
= 362,8663 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 43.443,9500 + 3,8958 + 362,8663
= 43.910,7121 ft3
= 1243,4196 m3

7. C-7
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 43.910,7121 - 29.290,1473
= 14.620,5648 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 14.620,5648 – (3,8958 + 362,8663)
= 14.253,9500 ft3
Hshell kosong = 2
.
.4
D
V kosongshell

= 2
43
014.253,9504



= 9,8203 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 30 – 9,8203
= 20,1797 ft
f. Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini
karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan
paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan persamaan :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Phidrostatis =
144
L
c
H
g
g






=
144
ft20,1797
9,81
9,81lb/ft65,4838 3





= 8,0806 psi

8. C-8
Poperasi = 14,6960 x 1,2760
= 18,7514 psi
Pabs = 18,7514 psi + 8,0806 psi
= 26,8320 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 26,8320 psi
= 29,5152 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses
Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)
1 30,0000 20.1797 8.0806 26.8320 29.5152
2 22,0000 14.1797 5.6780 24.4294 26.8724
3 14,0000 8.1797 3.2754 22.0268 24.2295
4 6,0000 2.1797 0.8728 19.6243 21.5867
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
 Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts = c
PEf
dPd

 )6,0..(2
.
(Brownell & Young,1959.hal.254)
keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
Carbon Steel SA-283 Grade C

9. C-9
12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)
E = efisiensi sambungan 0,75
jenis sambungan las (single-welded butt joint without
backing strip, no radiographed)
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)
0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
ts =
)9690,236.0(-)0,75xpsix((12.6502
516xpsi9690,23

in
+ 0,25 in
= 1,1484 in (1,15 in)
Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)
1 30.0000 29.5152 1.0541 0.8500
2 22.0000 26.8724 0.9820 0.8000
3 14.0000 24.2295 0.9099 0.7500
4 6.0000 21.5867 0.8378 0.7000
 Panjang Shell
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L =
n
weldDo
12.
length)(-π.
(Brownell and Young,1959)
Keterangan :
L = Panjang shell, in
Do = Diameter luar shell, in
n = Jumlah plat pada keliling shell
weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan
banyak sambungan pengelasan vertikal yang
diizinkan.
= n x butt welding
Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :
ts = 0,25 in

10. C-10
Do = Di + 2.ts
= 516 + (2 x 0,8500)
= 517,7000 in
n = 4 buah
butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)
weld length = n . butt welding
= 4 . 5/32
= 0,6250 in
L =
4x12
(0,6250)-in)517,7000(3,14).(
= 30,2461 ft
Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses.
Plat ts, (in) do (in) L (ft)
1 0,8500 517,7000 33,8532
2 0,8000 517,6000 33,8466
3 0,7500 517,5000 33,8401
4 0,7000 517,4000 33,8336
h. Desain Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,
karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable
pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092
atm) (Brownell and Young, 1959).

11. C-11
OD
ID
AB
icr
b = tinngi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head.
 Menghitung tebal head minimum
Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head
dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):
w = 








icr
rc
3
4
1
(Brownell and Young,1959.hal.258)
Diketahui :
rc = 516 in
icr = 0,06 x 516 in
= 30,96 in
Maka :
w = 








96,30
516
3.
4
1
= 1,7706 in

12. C-12
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell
and Young, 1959,hal. 258):
th = C
0,2P2fE
.wP.rc


= 25,0
)6990,322,0()75,0650.122(
7706,15166990,32



= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)
Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)
diperoleh:
sf = 1,5 – 4,5 in
Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
 Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)
b =
2
2
2
)( 





 icr
ID
icrrcrc
=
2
2
96,30
2
516
)96,30516(516 






= 87,3782 in

13. C-13
 Tinggi Head (OA)
OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA= 1,72 + 87,3782 + 3
= 92,0954 in
= 7,6846 ft
i. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 360 + 92,0954 in
= 452,0954 in
= 37,6742 ft
j. Desain bagian bawah tangki
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,
maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.
Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus
diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi
persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom :
 Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton
S1 = 2
4
1 iD
w

(Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S1 = Compressive stress (psi)
w = Jumlah metil isobutil keton (lbm)
Di = Diameter dalam shell (in)
 = konstanta (= 3,14)

14. C-14
S1 = 2
)in516)(14,3(
4
1
lb1279,1688999
= 8,0809 psi
 Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S2
144
ρX s
 (Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki (ft)
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3
untuk material steel
 = konstanta (= 3,14)
S2 =
144
4906843,37 
= 128,1840 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= 8,0809 psi + 128,1840 psi
= 136,2649 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
136,2649 psi < (12.650 psi) x (0,75)
136,2649 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

15. C-15
Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301)
Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit
Kode ST-301
Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 766.113,1144
kg
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 1.243,4196 m3
Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft
Tinggi shell (Hs) = 30 ft
Tebal shell (ts) = 0,85 in
Tinggi atap = 7,6707 ft
Tinggi total = 37,6704 ft
Tekanan Desain 29,5152 psi
Bahan Carbon Steel SA-283 Grade C

16. C-16
2. Storage Tank CO (ST-102)
Fungsi : Menyimpan CO dalam fasa gas
Kondisi Operasi :
Temperatur : 303,15 K
Tekanan : 20 atm
Tipe Tangki : Bola (spherical)
2 m
Gambar. Tangki CO
a.Menghitung Kapasitas Tangki
Laju alir = 770,224 kg/jam
Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama
penyimpanan 1 hari.
Tabel. Densitas hidrogen
Komponen kg/jam wi ρ (kg/m3
) wi/ρ
CO 770,224 1,0000 0,3009 3,1874
TOTAL 770,224 1,0000 3,1874
 =



wi
wi
=
3,1874
1

17. C-17
 = 0,2333 kg/m3
= 0,0146 lb/ft3
M = 770,224 Kg
Volume gas hidrogen untuk persediaan :
V =
   

harijamtM /24
= 3
/0,2333
/241/770,224
mkg
harijamxharixjamkg
= 80.035,2988 m3
Jumlah bahan baku CO yang harus disimpan dalam 1 hari sebanyak
80.035,2988 kg yang disimpan di dalam delapan buah tangki. Jika
disimpan hanya di dalam satu tangki membutuhkan ukuran tangki yang
terlalu besar. Digunakan waktu tinggal 1 hari karena sumber bahan baku
yang dekat dengan lokasi pabrik.
V = 80.035,2988 m3
/ 8 tangki
= 10.004,4124 m3
= 353.302,5 ft3
Safety factor = 20% (Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37)
Vtangki = (100/80) x VL
= (100/80) x 10.004,4124 m3
= 12.505,5155 m3
= 441.628,1 ft3
b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki
Untuk spheris,
Vtangki =  3
3
4
r

18. C-18
r =
3/1
4
3Vt x






x
r =
3/1
3,14x4
3x512.505,515






r = 14,4016 m
= 47,2492 ft
c. Menghitung Tekanan Desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini
karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan
paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan :
P abs = P operasi + Phidrostatis
Phidrostatis =
144
)1h( 
=
144
1)-(47,2492x0,0146
= 0,0047 psi
P operasi = 20 atm
= 20 x 14,696 psi
= 293,92 psi
P abs = 293,92 psi + 0,0047 psi
= 293,9247 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya.
Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

19. C-19
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 293,9247 psi
= 323,3172 psi
d. Menentukan Tebal Dinding
Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah :
ts = C (Megyesy, 1983, hal.18)
Dimana : ts = Tebal, in
P = Tekanan dalam tangki, psi
f = Allowable stress, psi
Material yang digunakan adalah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe
316 (Perry, 1984). Maka f = 12.650 psi.
Ketebalan dinding (ts) :
ts =
12.650x6
566,9904323,31725 inpsi
= 12,0763 in
Diambil tebal standar = 12 in
Tabel. Spesifikasi Storage Tank CO
Fungsi Menyimpan CO sebagai bahan baku
Bentuk Bola (spherical)
Kapasitas 10.004,4124 m3
Dimensi Diameter (D) = 14,5056 m = 47,5904 ft
Tinggi (Hs) = 14,5056 m = 47,5904 ft
Tebal = 12 in
Tekanan Desain 323,3172 psi
Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 Grade C
fx6
LP5
t



20. C-20
3. Reaktor Fix Bed Mulitube (RE-201)
Fungsi : Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk
Asetat Anhidrid
Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 o
C dan tekanan (P) 5 atm
Katalisator : Rhodium (Rh)
Konversi : 90%
Reaksi yang terjadi adalah :
CH3C(=O)OCH3(l) + CO(g) CH3C(=O)O(O=)CCH3(l) …(1)
Metil Asetat CO Asetat Anhidirid
Berikut adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201). Perhitungannya
dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B
 Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa)
Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-201)
Komponen
Massa Masuk Massa
Terkonsumsi
Massa
Tergenerasi
Massa
Keluar
F1 F6 F7
Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam
Metil Asetat 2.035,607 - 1832,5461 - 203,5607
Air 226,1768 - - - 226,1768
Karbon
Monoksida
- 770,224 693,2016 - 77,0224
Asetat
Anhidrid
- - - 2525,253 2.525,253
Total
3.032,0129 2525,253 2525,253 3.032,0129

21. C-21
 Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas)
Tabel F.2 Neraca Energi Reaktor (RE-201)
Komponen
Panas Masuk
(kJ/jam)
Panas
Generasi
(kJ/jam)
Panas Keluar
(kJ/jam)
Panas
Konsumsi
(kJ/jam)
Panas
Akumulasi
(kJ/jam)
ΔHin ΔHreaksi ΔHout
Asetat
Anhidrid
0,0000
1.279.849,306
526.332,5255
0,0000 0,0000
Metil
Asetat
446.430,64627 44.643,0646
Water 99.574,92624 99.574,9262
CO 84.451,64637 8.445,1646
Air
Pendingin
409.070,614 1.640.381,458
Total
1.039.527,833 1.279.849,306 2.319.377,139 0,0000 0,0000
2.319.377,139 2.319.377,139 0,0000
Massa air pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi
reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 19.519,0559 kg/jam.
 Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)
Persamaan kinetika reaksi untuk aseton adalah sebagai berikut:
Orde reaksi adalah orde satu
-ra = k.Ca (yoshihiro, 2005)
Keterangan :
k = konstanta laju reaksi, (m3
/kg.s)
T = Temperatur (K)
CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m3
)
Cw = konsentrasi water (kmol/m3
)
KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m3
/kmol)
Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m3
/kmol)
Dengan nilai k sebagai berikut :
T
12.460-
exp10x746,3k 7


22. C-22
403,15
12.460-
exp10x746,3k 7

= 1,4158 x 10-6
m3
/kg.s
 Neraca Massa pada 1 tube
Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca
massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut:
ΔW
ID
WAF
F ΔWWA 
Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube
Neraca massa pada elemen volume :
w


V
(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate
of mass accumulation)
0
w
)r(FF AWWAWA 

 


)r(FF
0lim AWAWWA 



 
w
w

)r(
wd
Fd AA 

FA = FA0 (1- XA)
dFA = - FA0 dXA
Sehingga,

)r(
wd
Xd
F AA
A0



23. C-23


A0
AA
F
)(-r
dW
dX
Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari
tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk
konsetrasi umpan, yaitu:
1. Laju volumetrik umpan reaktor
/jamm5,4688
554,41052
3032,0129F
V 3
mix
in tot
0 

= 0,0911 m3
/menit
2. Konsentrasi umpan reaktor
CA = Metil Asetat
CA0 =
Maka diperoleh persamaan :


A0
AA
F
k.C
dW
dX



A0
A0A
F
))1(k.(C
dW
dX X


A0
A
F
X))-).(5,03x(16-10x(1,4158
dW
dX
X))-.(5,03x(1
F
6)-10x(1,4158
dW
dX
A0
A


 Pressure Drop
 Pressure drop dalam Tube
Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan
persamaan Ergun (Fogler, 1999).
 










 '75,1
11501'
G
DDg
G
dz
dP
PP





24. C-24
Dimana :
m0 = m (kg/s)
ρ0.v0 = ρ.v
dimana v = v0
ρ = ρ0.(v0/v0) = ρ0
sehingga persamaan di atas menjadi :
 










 '75,1
11501'
3
0
G
DDg
G
dz
dP
PP




5)
dengan :
ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2
Z = panjang pipa, ft
G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2
ρ0 = densitas fluida, lb/ft3
Dp = diameter partikel katalis, ft
ε = porositas partikel katalis
µ = viskositas fluida, lb/jam/ft
g = percepatan gravitasi, 4,18.108
ft/jam2
 Pressure Drop dalam Shell
Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan
Kern (Kern,1965).

25. C-25
SS
SS
S
SgDeB
LIDGf
P


 10
2
10.22,5
12
(
 
S
SS
S
SgDe
NIDGf
P


 10
2
10.22,5
1
(Dengan:
ΔPS = penurunan tekanan dalam shell, psi
f = faktor friksi = f(Re) = ft2
/m2
IDs = diameter dalam shell, ft
L = panjang pipa, ft
Bs = jarak buffle, ft
Sg = specific gravity,
φS = viscosity ratio
14,0







W

, untuk fluida non viscous = 1
N+1 = Number of Crosses
Data fisis dan termal
 Densitas
Campuran liquid dihitung dengan persamaan :
(kg/m3
)
Temperatur Masukan = 130 o
C = 403 K
ρ mix = 554,41052 kg/m3
 Viskositas
Log μ = A + + C.T + D.
Pada T = 403 K
μ campuran = 0,0651 cP
= 0,1575 lb/ft.hr

26. C-26
 Kapasitas Panas
Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut :
Cpi = A + B.T + C.T2
+ D.T3
Cp,camp =
Keterangan :
Cp = kapasitas panas, kJ/kmol.K
T = suhu, K
Cp,campuran = 2,2917
 Konduktivitas Panas
Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung
dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson)
Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)
Keterangan :
k = Konduktivitas panas, W/(m.K)
M = Berat molekul
CP = Kapasitas panas spesifik temperatur
ρ = densitas cairan pada temperatur
Konduktivitas panas campuran :
kmix = k1.w1 + k2.w2 + k2.w2 + . . .= Σ ki.wi
kmix = 7,777 W/m.K
= 4,494 Btu/ft.hr.F
(F.39)
 Katalisator
Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi
sebagai berikut :
Nama katalis : Rhodium (Rh)
Bentuk : Pellet
Diameter : 1 mm

27. C-27
Densitas : 260 kg/m3
Spesific surface : 110 m2
/g
Reaktor terdiri dari multitubular sehingga dirancang seperti perancangan heat
exchanger.
 Susunan pipa dalam shell
Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas,
pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas
konversi diketik oleh Colburn (Smith, P.571) dan diperoleh hubungan
pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan
diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis
disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong.
Dp/Dt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25
hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0
Dimana :
Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa
hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding
koefisien transfer panas pada pipa kosong
Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15
Dt =
15,0
cm0,5
15,0
Dp
 = 3,3333 cm = 0,0333 in
Untuk pipa komersial: (Kern, 1983)
NPS = 1,5 in
ID = 1,610 in
OD = 1,90 in

28. C-28
a’ = 2,04 in2
Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi)
dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan
memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer
panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983)
PT = jarak antara 2 pusat pipa
PT = 1,25 OD (coulson vol.6, p. 646)
= 2,375
C’ = Clearance = PT-OD
= 0,475 inchi = 0,0121 cm
CD = PT sin 60O
Gambar F.2 Susunan pipa model triangular pitch
Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A
total).
A total = 2.N.(A pipa + A antar pipa)
= 2.N.(luas segitiga ABC)
luasΔABC = 866,0
2
160sin
2
1 2
 T
O
TT PPP
/4.IDS2
= 2.N.( 2
1 .PT
2
.sin 60)
PT
C'
60
o
60
o
60
o
A B
C
D

29. C-29
Jumlah pipa N =
 866,0
2
12
4
2
4
2
22


 T
SS
P
ID
ABCluas
ID




866.0PN4
IDs
2
T
IDS = diameter dalam shell,m
Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung
dengan rumus :
OD5.0
)4OD5.0P866.0P5.0(4
De
2
TT



dengan :
De = diameter ekivalen,m
PT = pitch,m
OD = diamater luar tube,m (Kern,1950)
Untuk memperbesar turbulensi dalam shell, maka di antara tube-tube
dipasang baffle (penghalang).
Diambil Baffle Spacing (Bs) = 0,35.IDs (coulson, p. 652)
Luas penampang shell (As) :
T
P
'CBsIDs
As


 Medium Pendingin
Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut :
Tin = 30 o
C
Tout = 45 o
C

30. C-30
µ = 0.691 cP
k = 0.6245 W/m.K
ρ = 992.25 kg/m3
Cp = 4.187 kJ/kg.K
 Perpindahan Panas dalam Reaktor
 Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube
Dihitung dengan persamaan Leva (Wallas, 1959) :
Untuk Dp/Dt < 0,35
hi = 0,813 (K/Dt) . e-G.Dp/Dt
. (G.Dp/μ)0,9
untuk 0,35 < Dp/Dt < 0,6
hi = 0,125 (K/Dt) . (G.Dp/μ)0,75
dengan :
hi = koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m2
jamK
K = konduktivitas gas, joule/mjamK
Dt = diameter pipa, m
Dp = diameter partikel, m
G = kecepatan aliran massa gas, g/m2
jam
μ = viskositas gas, g/m jam
 Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube
Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan
persamaan :
.
36,0
3
155,0











 

Kp
pCp
p
GpDes
Des
Kp
ho P 

(Kern,1950)
dengan :

31. C-31
Des = diameter ekivalen pipa, m
Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m2
.j
Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m2.
K.
Kp = konduktivitas panas pendingin, kkal/j.m.
K.
Cpp = kapasitas panas pendingin, kkal/kg.K
p = viskositas pendingin, kg/j.m
 Dirt Factor (Rd)
 Gas organik = 0,0002 hr.ft2
.F/Btu
 Pendingin = 0,00017 hr.ft2
.F/Btu
 Rd total = 0,00037 hr.ft2
.F/Btu
 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design
Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :
hohio
hohio
UC 

 (F.44)
dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan
rumus :
d
D
R
Uc
1
1
U

 (Kern,1950)(F.45)
dengan :
hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube,
kcal/j.m2.
K.
ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m2.
K.

32. C-32
Rd = fouling factor, j.m2
.K/kcal
Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode
Runge Kutta dengan cara sebagai berikut:
Kondisi Masuk Reaktor
Suhu masuk reaktor = 403 K
Tekanan = 5 atm
Konversi reaksi = 0
Tinggi katalis = 5,8522 meter
Diameter reaktor = 2,98 m
Kecepatan aliran masuk = 3032,0129 kg/jam
BM campuran = 101,333 kg/kmol
Densitas = 665,6631 kg/m3
Viskositas = 0,1192 cP
Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor
Komponen BM
Massa Masuk
kg/jam kmol/jam
Metil asetat 74 2.035,607 27,508
H2O 18 226,1768 12,5653
CO 28 770,224 27,508
Total 3032,0078 67,5813

33. C-33
Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed
Persamaan-persamaan diferensial yang ada :
a).


A0
-6
A
F
(5,03)10x1,4158
dW
dX
b).
 










 '75,1
11501'
3
G
DDg
G
dz
dP
PPc




Kondisi batasnya adalah :
Zo = 0 m
XO = 0
PO = 5 atm
Δw = 0,0994
Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4:
Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4)
Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)
Dengan:
k1 = f1 (wi, Xi) ∆w
l1 = f2 (wi, Pi) ∆w
k2 = f1 (wi +
2
w
, Xi +
2
1k
) ∆w
l2 = f2 (wi +
2
w
, Pi +
2
1l
) ∆w
k3 = f1 (wi +
2
w
, Xi +
2
2k
) ∆w
l3 = f2 (wi +
2
w
, Pi +
2
2l
) ∆w
k4 = f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w
l4 = f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆w
Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah :
wi+1 = wi + Δw

34. C-34
Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi
W (Berat Tumpukan Katalis, kg) X (Konversi) P (Tekanan, atm)
0 0 5
25,2549 0,0294 4,9994
50,5098 0,0576 4,9988
75,7648 0,0849 4,9983
101,0197 0,1111 4,9977
126,2746 0,1364 4,9972
151,5295 0,1607 4,9967
176,7845 0,1841 4,9961
202,0394 0,2066 4,9957
227,2943 0,2283 4,9952
252,5492 0,2492 4,9947
277,8041 0,2693 4,9943
303,0591 0,2886 4,9938
328,3140 0,3072 4,9934
353,5689 0,3251 4,9930
378,8238 0,3424 4,9926
404,0788 0,3590 4,9922
429,3337 0,3749 4,9918
454,5886 0,3903 4,9914
479,8435 0,4052 4,9911
505,0984 0,4195 4,9907
530,3534 0,4332 4,9903
555,6083 0,4465 4,9900
580,8632 0,4593 4,9897
606,1181 0,4716 4,9894
631,3731 0,4835 4,9890
656,6280 0,4950 4,9887
681,8829 0,5061 4,9884
707,1378 0,5168 4,9881
732,3927 0,5271 4,9878
757,6477 0,5371 4,9875
782,9026 0,5467 4,9873
808,1575 0,5560 4,9870
833,4124 0,5650 4,9867
858,6674 0,5737 4,9865
883,9223 0,5822 4,9862
909,1772 0,5903 4,9860
934,4321 0,5982 4,9857
959,6870 0,6058 4,9855
984,9420 0,6132 4,9852
1.010,1969 0,6204 4,9850

35. C-35
1.035,4518 0,6273 4,9848
1.060,7067 0,6340 4,9845
1.085,9617 0,6406 4,9843
1.111,2166 0,6469 4,9841
1.136,4715 0,6530 4,9839
1.161,7264 0,6590 4,9837
1.186,9813 0,6648 4,9835
1.212,2363 0,6704 4,9833
1.237,4912 0,6758 4,9831
1.262,7461 0,6811 4,9829
1.288,0010 0,6863 4,9827
1.313,2560 0,6913 4,9825
1.338,5109 0,6961 4,9823
1.363,7658 0,7009 4,9821
1.389,0207 0,7055 4,9820
1.414,2756 0,7099 4,9818
1439,5306
1464,7855
1490,0404
1515,2953
1540,5503
1565,8052
1591,0601
1616,3150
1641,5699
1666,8249
1692,0798
1717,3347
1742,5896
1767,8446
1793,0995
1818,3544
1843,6093
1868,8642
1894,1192
1919,3741
1944,6290
1969,8839
1995,1389
2020,3938
2045,6487
2070,9036
2096,1585
2121,4135
0,7143
0,7185
0,7227
0,7267
0,7306
0,7345
0,7382
0,7418
0,7454
0,7488
0,7522
0,7555
0,7587
0,7618
0,7649
0,7679
0,7708
0,7737
0,7765
0,7792
0,7819
0,7845
0,7871
0,7896
0,7920
0,7944
0,7968
0,7990
4,9816
4,9814
4,9813
4,9811
4,9809
4,9808
4,9806
4,9805
4,9803
4,9801
4,9800
4,9798
4,9797
4,9796
4,9794
4,9793
4,9791
4,9790
4,9789
4,9787
4,9786
4,9785
4,9783
4,9782
4,9781
4,9779
4,9778
4,9777

36. C-36
2146,6684
2171,9233
2197,1782
2222,4332
2247,6881
2272,9430
2298,1979
2323,4528
2348,7078
2373,9627
2399,2176
2424,4725
2449,7275
2474,9824
2500,2373
2525,4922
2550,7471
2576,0021
2601,2570
2626,5119
2651,7668
2677,0218
2702,2767
2727,5316
2752,7865
2778,0414
2803,2964
2828,5513
2853,8062
2879,0611
2904,3161
2929,5710
2954,8259
2980,0808
3005,3357
3030,5907
3055,8456
3081,1005
3106,3554
3131,6104
3156,8653
3182,1202
3207,3751
3232,6300
0,8013
0,8035
0,8057
0,8078
0,8099
0,8119
0,8139
0,8158
0,8177
0,8196
0,8215
0,8233
0,8250
0,8268
0,8285
0,8302
0,8318
0,8334
0,8350
0,8366
0,8381
0,8396
0,8411
0,8426
0,8440
0,8454
0,8468
0,8481
0,8495
0,8508
0,8521
0,8534
0,8546
0,8558
0,8571
0,8582
0,8594
0,8606
0,8617
0,8628
0,8639
0,8650
0,8661
0,8672
4,9776
4,9775
4,9773
4,9772
4,9771
4,9770
4,9769
4,9768
4,9767
4,9765
4,9764
4,9763
4,9762
4,9761
4,9760
4,9759
4,9758
4,9757
4,9756
4,9755
4,9754
4,9753
4,9752
4,9751
4,9750
4,9749
4,9748
4,9747
4,9747
4,9746
4,9745
4,9744
4,9743
4,9742
4,9741
4,9740
4,9739
4,9739
4,9738
4,9737
4,9736
4,9735
4,9734
4,9734

37. C-37
3257,8850
3283,1399
3308,3948
3333,6497
3358,9047
3384,1596
3409,4145
3434,6694
3459,9243
3485,1793
3510,4342
3535,6891
3560,9440
3586,1990
3611,4539
3636,7088
3661,9637
3687,2186
3712,4736
3737,7285
3762,9834
3788,2383
3813,4933
3838,7482
3864,0031
3889,2580
3914,5129
3939,7679
3965,0228
3990,2777
4015,5326
4040,7876
4066,0425
4091,2974
4116,5523
4141,8072
4167,0622
4192,3171
4217,5720
4242,8269
4268,0819
4293,3368
0,8682
0,8692
0,8702
0,8712
0,8722
0,8732
0,8741
0,8750
0,8760
0,8769
0,8778
0,8787
0,8795
0,8804
0,8813
0,8821
0,8829
0,8837
0,8845
0,8853
0,8861
0,8869
0,8877
0,8884
0,8892
0,8899
0,8906
0,8913
0,8921
0,8928
0,8934
0,8941
0,8948
0,8955
0,8961
0,8968
0,8974
0,8981
0,8987
0,8993
0,8999
0,9005
4,9733
4,9732
4,9731
4,9730
4,9730
4,9729
4,9728
4,9727
4,9727
4,9726
4,9725
4,9724
4,9724
4,9723
4,9722
4,9722
4,9721
4,9720
4,9719
4,9719
4,9718
4,9717
4,9717
4,9716
4,9715
4,9715
4,9714
4,9713
4,9713
4,9712
4,9711
4,9711
4,9710
4,9709
4,9709
4,9708
4,9708
4,9707
4,9706
4,9706
4,9705
4,9705

38. C-38
Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 4.293,3368 kg.
1. Menghitung volume total tumpukan katalis
katalis
W
V 
m5128,16
kg/m260
kg4.293,3368
V 3
3

2. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan
Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11)
NPS : 1,5 in
Sch. No. : 40
Diameter luar (OD) : 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID) : 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft
 Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah :
V = W / ρkatalis
katalis 

 2
ID
W4
Z
Dengan :
Z = tinggi tumpukan katalis (m)
V = volume katalis dalam tube (m3
)
w = berat katalis (kg)
ρkatalis = densitas katalis (kg/m3
)
ID = diameter dalam tube (m)
Maka tinggi katalis keseluruhan :
m12.574,923
260x0409,0.
4.293,3368x4
Z 2


 Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m
Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

39. C-39
Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih
= 80% x 24 ft
= 19,2 ft = 5,8522 m
3. Menghitung jumlah tube (Nt)
Jumlah tube yang dibutuhkan :
Nt =
Nt =
 MECHANICAL DESIGN REAKTOR
 Tube
 Ukuran tube (Kern,1983):
Susunan tube = Triangular pitch
Bahan = Stainless steel
Diameter nominal (NPS) = 1,50 in
Diameter luar (OD) = 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft
Schedule number = 40
Luas penampang = 2,04 in2
= 0,0013 m2
Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter
Panjang pipa (L) = 7,3152 meter
Tebal pipa = (OD-ID)/2
= (1,90 - 1,61)/2
= 0,145 in = 0,0037 m
Jarak antar pusat pipa (PT)
PT = 1,25 x OD
= 1,25 x 1,90
per tubekatalistinggi
nkeseluruhakatalistinggi
tube149.2
5,8522
923,574.12


40. C-40
= 2,375 inchi = 0,0603 m
Jarak antar pipa (Clearance)
C’ = PT-OD
= 2,375 – 1,900
= 0,475 inchi = 0,0121 cm
 Jumlah pipa = 2.149 buah
 Koefisien transfer panas dalam pipa
t
w
ref
ID
PRk
hi
14,0
33,08,0
....021,0.8,7 








(F.51)
Dimana :
Pr = Cp.µ / kf
Cp = kapasitas panas = 0,5474 btu/lb.F
kf = konduktivitas = 4,494 Btu/ft.hr.F
μ/ μw = 1 ,karena non viskos
 Tube Side atau Bundle Crossflow Area (at)
'ttt aNa  (F.52)
= 250. (
4
.
2
tID
)
= 3,1482 m2
 Mass velocity (Gt)
Gt
t
t
a
W

4167,31
0803,135.25

= 800,0552 lb/jam.ft2

41. C-41
Maka,
2. Shell
Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316
Ukuran Shell
 Diameter dalam shell (IDs)
IDs =
5,02
866,04







 

TPNt
(Brownell & Young, 1979)
=
5,02
375,2149.2866,04





 

= 79,1985 in
= 6,5999 ft
= 2,0116 m
 Jarak Buffle
Bs = IDs x 0,3
(F.56) = 2,0116 x 0,3
= 0,6035 m

42. C-42
= 23,7956 in
= 1,99 ft
 Koefisien transfer panas dalam shell
Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)
P
BIDOD)P(
a
t
st
s


375,2
23,795679,1985475,0
as


as = 376,3442 in2
= 2,6135 ft2
Mass Velocity (Gs)
'
Gs
sa
W

Dimana :
W = 25.068,9059 lb/jam
Gs = 25.068,87/2,6135
Gs = 9.592,077 lb/jam.ft2
Equivalent Diameter (De)
`
De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m
Reynold Number (Re)
GD
Re
pendingin
se


Re =
Re = 605,0893

43. C-43
Maka,
(Kern, hal 137)
Dengan :
Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,3623 Btu/hr.ft.o
F
Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb.o
F
p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam
 Dirt Factor (Rd)
- Liquid organik = 0,001 hr.ft2
.F/Btu
- Pendingin = 0,003 hr.ft2
.F/Btu
- Rd total = 0,004 hr.ft2
.F/Btu
 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design
Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :
=
= 41,8561 Btu/h.ft2
.F
Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :
(Kern,1950)
=
= 35,8534 Btu/hr.ft2
.F
= 203,5861 J/s. m2
.K
 Pressure drop di shell

44. C-44
dimana
Ds = diameter shell (IDs) = 6,5999 ft
Mass velocity (Gs) = 9.592,077 lb/jam.ft2
Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft
soefficientcorrectedcs  = 1,0 (Hal.121 Kern, 1950)
untuk Re = 605,0893 maka diperoleh :
s = specific gravity = 1
f = shell side friction factor = 0,0018 ft2/in2 (Fig.29 Kern, 1950)
psi0,28404Ps 
 Tebal Shell
Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316
Tekanan yang diijinkan (f) = 18.750 psi
Efisiensi sambungan (ε) = 0,8 (double welded joint)
Corrosion allowanced = 0,25 in
Tebal shell dihitung dengan persamaan
( Brownell & Young)
dengan
ts = tebal shell, inchi
P = tekanan dalam reaktor, psi
ε = efisiensi sambungan
ri = jari-jari dalam shell, inchi
f = tekanan maksimum yang diijinkan, psi
C = Corrosion allowance = 0,25
Tekanan dalam shell
Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka:
Pd = 1,2 x P

45. C-45
= 1,2 x 5 atm
= 6 atm
Pd = 80,8279 psi
maka,
  0,25
80,82790,6-8,018.750
122,0024/280,8279
ts 



= 0,4641 in
diambil tebal standar 0,5 inchi
Diameter luar shell (ODs)
ODs = IDs + 2 ts
= 79,1985 + (2 x 0,5)
= 80,1985 in
3. Head dan Bottom
Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan :
1. Flanged and Standar Dished Head
Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama
digunakam untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan
fluida yang volatil.
2. Torispherical Flanged and Dished Head
Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 – 200 psig.
3. Elliptical Flanged and Dished Head
Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig
dan tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959).
Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical Flanged
and Dished Head yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 –
200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama

46. C-46
dengan bahan shell Carbon Steel SA 283 grade C. Tebal head dapat
dihitung dari persamaan :
Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).
OD = ID + 2t
= 119,9719 in
Dibulatkan menjadi 120 in untuk menetukan icr & rc
Diketahui tebal t = 1 1/4 in
Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young :
icr = 7,125 in
rc = 114 in
maka:









icr
r
w c
3.
4
1
(Pers. 7.76, Brownel&Young)
W = 1,75
Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:
c
Pf
wrP
t c
h 


2,02
..

(Pers. 7.77, Brownell&Young)
= 0,7878 in
dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk
th = 1 in
sf = 2 in
= 0,1667 ft

47. C-47
Spesifikasi head :
Gambar F.3 Desain head pada reaktor
Keterangan :
th = Tebal head (in)
icr = Inside corner radius ( in)
r = Radius of dish( in)
sf = Straight flange (in)
OD = Diameter luar (in)
ID = Diameter dalam (in)
b = Depth of dish (in)
OA = Tinggi head (in)
ID = OD – 2th = 120 – 2(2) = 116 in
Depth of dish (b)
   22
2
icrIDicrrcrcb  (Brownell and Young,1959.hal.87)
= 12,1782 in
t
a
ID
r
sf
OA
icr
B
b=depth
of dish A
OD

48. C-48
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959)
= (1 + 12,1782 + 2) in
= 15,1782 in
= 0,3855 m
AB = ID/2 – icr
= (116/2) in – 7,125 in
= 50,8750 in
BC = rc – icr
= 114 in – 7,125 in
= 106,8750 in
AC = 22
ABBC  = 93,5873 in
Jadi tinggi head = 20,0106 inchi = 0,5082 m
4. Tinggi Reaktor
Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan
yaitu 5,8522 m.
Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan
= 24 ft
= 7,3152 m
Tinggi reaktor = tinggi shell + 2.(tinggi head)
= 7,3152 + (2 x 0,5082)
= 8,2316 m
= 27.0064 ft

49. C-49
5. Luas Permukaan Reaktor
o Luas reaktor bagian dalam
- luas shell bagian dalam
Ashi = π x IDs x tinggi shell
= 3,14 x 6,5999 x 24
= 497,6199 ft2
- luas head dan bottom bagian dalam
Ahbi = 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs
2
)
= 2 x (3,14 x 6,5999 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,59992
))
= 75,2983 ft2
Jadi luas reaktor bagian dalam :
= 497,6199 ft2
+ 75,2983 ft2
= 572,9182 ft2
o Luas reaktor bagian luar
- luas shell bagian luar
Asho = π x ODs x tinggi shell
= 3,14 x 6,6832 x 24
= 503,9021 ft2
- luas head dan bottom bagian luar
Ahbo = 2 x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs
2
))
= 2 x (3,14 x 6,6832 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,68322
))
= 77,1231 ft2
Jadi luas reaktor bagian luar :
= 503,9021 ft2
+ 77,1231 ft2
= 581,0252 ft2

50. C-50
Algoritma perancangan reaktor multitubular
1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas
2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan
3. Membuat neraca massa pada 1 tube
4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis
dengan menggunakan persamaan :


A0
AA
F
Ck
dW
dX
5. Menghitung volum total tumpukan katalis
6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan
7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi
katalis per tube
8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :
9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell
10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer
coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed
katalitik adalah (0,0005 m/s u 0,1 m/s)
11. Menghitung pressure drop dalam shell
12. Menghitung ketebalan shell
13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan
keadaan tekanan operasinya
14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor
15. Menghitung tinggi reaktor
16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam

51. C-51
Tabel. Spesifikasi reaktor (RE-201)
Fungsi Mereaksikan aseton dengan hidrogen untuk
membentuk metil isobutil keton
Kode RE – 201
Jenis Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi Operasi T = 130 o
C
P = 5 atm
Dimensi Diameter = 2,0116 m
Tinggi = 8,0863 m
Jumlah tube = 2.149 tube
Tinggi bed = 5,8522 m
Diameter tube = 0,0409 m
Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-240)
Tebal dinding = 1 in
Posisi alat = vertikal
Jumlah 1 Buah

52. C-52
4. Cooler (CO-201)
Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur
130 o
C menjadi 30 o
C.
Jenis : Double Pipe heat exchanger
Alasan pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang dari
200 ft2
.
Data desain
Inner Pipe :
Fluida panas = Produk keluaran reaktor
Laju alir, W = 3.032,0145 kg/jam (6.701,5931 lb/jam)
T1 = 130 o
C (266 o
F)
T2 = 30 o
C (86 o
F)
Annulus :
Fluida dingin = Air pendingin
Laju alir, w = 10.323,7399 kg/jam (22.879,469 lb/jam)
t1 = 30 o
C (86 o
F)
t2 = 45o
C (113 o
F)
1. Menentukan jenis Cooler
Jenis cooler yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A).
Bila A > 200 ft2
, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube.
Area perpindahan panas (surface area) :
A =
Δt.U
Q
D
 Beban panas cooler
Q = 651.756,1849 kJ/jam
= 617.743,242 Btu/jam

53. C-53
 Menghitung Δt LMTD
Fluida Panas (o
F) Fluida Dingin(o
F) Δt (o
F)
266 Temperatur Tinggi 86 180
113 Temperatur Rendah 86 27
153 Difference 0 153
Δt LMTD =
   
 
 12
21
1221
tT
tT
ln
tTtT



= 80,5263 o
F
 Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk :
hot fluid = light organics
cold fluid = steam
Range UD = 100 - 200 Btu/jam ft2
°F
dipilh UD = 200 Btu/jam ft2
°F
Area perpindahan panas (surface area)
A =
Δt.U
Q
D
=
FFftjamBtu
jamBtu
oo
80,5263/200
/617743,242
2

= 38,3566 ft2
Karena A < 200 ft2
, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran
standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965):
Annulus Inner Pipe
IPS (in) 3 IPS (in) 2
Sch. No. 40 Sch. No. 40
OD (in) 3,500 OD (in) 2,380
ID (in) 3,068 ID (in) 2,067
a' (ft2
) 0,917 a'' (ft2
) 0,622

54. C-54
2. Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan
Rd =
UdUc
UdUc


Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai
berikut :
 Menentukan temperature kalorik
 Menghitung Uc (Clean over all coefficient )
 Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)
 Menentukan Temperatur kalorik
Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida
Pipa :
Pada T = 113 o
F
µ = 0,11 cP
Annulus :
Pada t = 86 o
F
µ = 0,2925 cP
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka :
Tc = Tavg
tc = tavg
Tavg =
2
TT 21 
=
2
)113662( Fo

= `189,5 o
F
tavg =
2
tt 21 
=
2
)8668( FO

= 86 o
F

55. C-55
 Menghitung Uc (Clean over all coefficient )
oio
oio
hh
hh
Uc


.
Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan
algoritma sebagai berikut :
Annulus : air pendingin Inner pipe : keluaran reaktor
 Flow area, aa
D2 = 3,068 in
= 0,2557 ft
D1 = 2,38 in
= 0,1983 ft
Menggunakan Pers.6.3 Kern,
aa =
4
)DD(
2
1
2
2 
=
4
)2917,03355,0(14,3 22

= 0,0204 ft2
Equivalent diameter, De
Menggunakan persamaan.6.3
Kern, 1965
De =
1
2
1
2
2
D
)DD( 
= 0,1312 ft
 Laju Alir Massa, Ga
Ga =
aa
W
= 2
0,0204
lb/jam22.879,469
ft
= 1.121.542,623 lb/jam ft2
 Flow area, ap
Dp = 2,067 in
= 0,1723 ft
ap =
4
2
D
=
4
1723,014,3 2
x
= 0,0233 ft2
 Laju Alir Massa, Gp
Gp =
pa
w
= 2
0,0233
lb/jam6.701,5931
ft
= 287.622,0215 lb/jam.ft2

56. C-56
 Reynold number, Rea
Pada tav = 86 o
F
 = 0,7076 lb/jam ft
Rea =

ae GxD
=
0,7076
6231.121.542,0,1312 x
= 207.951,3739
 jH = 400 (Gambar.24, Kern)
 Pada tav = 86 o
F
k = 0,3538 Btu/jam ft.o
F
cp = 1,0541 Btu/lb o
F
3
1





 
k
c  =
3
1
0,3538
7076,01,0541





 
= 1,282
 ho/Φa =
3
1





 






k
c
D
k
jH

= 400 x 





0,1312
0,3538
x 1,282
= 1.382,84 Btu/jam ft2 o
F
 Reynold Number, Rep
Pada Tav = 189,5 o
F
 = 0,2661 lb/jam.ft
Rep =

GpDp
=
0,2661
15287.622,020,1723 x
= 186.235,5291
 jH = 380 (Gambar.24, Kern)
 Pada Tav = 189,5 o
F
k = 0,0838 Btu/jam ft.o
F
cp = 2,4915 Btu/lb o
F
3
1





 
k
c  =
3
1
0,0838
0,26612,4915





 
= 1,7120
 hi/Φp =
3
1





 






k
c
D
k
jH

= 380 x 





0,1723
0,0838
x 1,7120
=316,407 Btu/jam ft2 o
F
hio/Φp = hi/Φp x 





OD
ID
= 274,7955 Btu/jam ft2 o
F
 Temperatur dinding Tw
Tw=  cc
ap
a
c tTx
hohio
ho
t 



//
/
=  865,189
1.382,84274,7955
1.382,84
5,189 

 x

57. C-57
 Pada tw = 293,8342 o
F
μw = 0,3084 lb/jam ft.
Φa = (μ/μw)0,14
= (0,7076/0,3084)0,14
= 1,1233
 Koreksi koefisien (ho)
ho = ( ho/Φa). Φa
= 1.382,84 x 1,1233
= 1.553,3442 Btu/jam ft2 o
F
= 293,8342 o
F
 Pada Tw = 293,8342 o
F
μw = 0,2931 lb/jam ft.
Φp = (μ/μw)0,14
= (0,2661/0,2931)0,14
= 0,9866
 Koreksi koefisien (hio)
hio = ( hio/Φp). Φp
= 274,7955 x 0,9866
= 271,1132 Btu/jam ft2 o
F
Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc
oio
oio
hh
hh
Uc


.
1.553,3442271,1132
1.553,3442271,1132


x
Uc
= 230,826 Btu/jam ft2
.o
F
 Menghitung Ud (Design Overall Coefficient)
Rd = 0,001 hr.ft2
.o
F/btu (Tabel 8. Kern, 1965)
Ud
1
= Rd
Uc
1

Ud
1
= 001,0
230,826
1

Ud
1
= 0,0053
Ud = 188,6792 Btu/hr.ft2
.o
F

58. C-58
 Menghitung A (surface area) required
A =
t.U
Q
D 
=
80,5263188,6792
2617.743,24

= 40,658 ft2
 Menghitung jumlah hairpin
External surface / lin ft, a'' = 0,917 ft2
(Tabel.11 Kern, 1965)
Required length, L =
"a
A
=
9170,0
40,658
= 44,338 ft
Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, 1965)
Diambil Lh = 20 ft
1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2), maka jumlah hairpin yang
diperlukan :
Hairpin =
h2.L
L
=
202
44,338

= 1,1085  2
Maka jumlah hairpins yang digunakan = 2 buah
Koreksi panjang pipa :
Lkor = 2.Lh x hairpin
= 2 x 20 x 2
= 80 ft linier

59. C-59
 Menghitung luas permukaan perpindahan yang tersedia
sebenarnya
A = Lkor x a”
= 80 x 0,622
= 49,76 ft2
 Menghitung actual Design Overall Coeffesient, UD act
Udact =
tA
Q

=
80,526349,76
2617.743,24

= 154,1665 Btu/jam ft2 o
F
(asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)
Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd :
Rd =
UdUc
UdUc


=
154,1665230,826
154,1665230,826


= 0,0022 hr.ft2
.o
F/Btu
Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2
.o
F/btu (Tabel 8. Kern, 1965).
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
3. Menghitung Pressure drop
Annulus : air Pendingin
1) De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)
= 0,0574 ft
Rea' =

Ga'De
= 90.978,7261
Fanning Factor untuk Turbulen
Inner pipe : keluaran reaktor
1’) Rep = 186.235,5291
f = 42,0
)(Re
264,0
0035,0
p


60. C-60
f = 42,0
' )(Re
264,0
0035,0
a

( pers. 3.47b Kern )
1). = 0,0057
2). ρ = 42,8783 lb/ft3
2) Fa =
Deg
LGaf


2
2
2
4

(pers. 6.14, kern)
= 2,8443 ft
 Va = 3600
Ga

= 7,2657 ft/det
 1F = 





g
V
x
2
1
2
= 0,8197 ft
Pa =
 
144
FiFa 
= 1,091 psi < 10 psi
(memenuhi)
( pers. 3.47b Kern )
= 0,0051 ft2
/in2
ρ = 60,9575 lb/ft3
1'). ΔFp=
Dg
LGpf


2
2
2
4

= 1,0490 ft
Pp =
144
Fp 
= 0,4441psi < 10 psi
(memenuhi)

61. C-61
Tabel. Spesifikasi Cooler
Nama Alat Cooler
Fungsi Menurunkan temperatur keluaran reaktor dari temperatur 130 o
C
menjadi temperatur 30 o
C dengan media air pendingin pada
temperatur 30 o
C dengan keluaran 45 o
C.
Bentuk Double pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa Annulus Inner
(air pendingin) (keluaran reaktor)
IPS 3 in IPS 2 in
Sch. No 40 Sch. No. 40
OD 3,500 in OD 2,38 in
ID 3,068 in ID 2,067 in
a' 0,917 ft2
a'' 0,622 ft2
1,091 psi 0,4441 psi
Panjang pipa 20 Ft
Δt 80,5263 o
F
A 40,658 ft2
Uc 230,826 Btu/jam.ft2
F
Ud 154,1665 Btu/jam.ft2
F
Rd 0,0022 jam ft2 o
F/ Btu
Jumlah Hairpin
Bahan konstruksi
2 buah
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Pa Pp

62. C-62
5. STORAGE TANK ASETAT ANHIDRIT (ST-301)
Fungsi : Menyimpan Asetat Anhidrit selama 15 hari dengan
kapasitas 1.063.797,2115 kg.
Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan
atap (head) berbentuk Torispherical Roof
Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C
Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar
Harganya relatif murah
Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi :
Temperatur design : 35 o
C
Temperatur fluida : 30 o
C
Tekanan : 1,2760 atm
ST-301LI
Gambar C.2.1. Tangki penyimpan aseton
k. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 o
C.
Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk
menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya
transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari
dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin
besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan

63. C-63
semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari
dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.
Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 o
C.
Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 o
C, maka diperoleh hasil
sebagai berikut:
Tabel C.2.1 Tekanan uap Asetat Anhidrid
Komponen A B C D E
Metil Asetat 33,7240 -2.7204E+03 -3,1182E+00 -3,4310E-11 3,3102E-06
Asetat anhidrid 11.353 -2643.4 -0.7852 0.0000E+00 0.0000E+00
Air 29,8605 -3152E+03 -7,304E+00 2,425E-09 1,809E-06
Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmHg) Ki = Pi/P yf = Ki . zf
C3H6O2 203,5607 2,7508 0,0686 558,8980 2,7742 0,1904
C4H6O3 2525,253 24,7574 0,6178 68266,5227 321,5993 198,6830
H2O 226,1786 12,5655 0,3136 92,6550 0,4365 0,1369
Jumlah 2594,9923 40,0737 1,0000 68948,4058 324,8101 324,8101
T = 35 o
C
P = 0,2760 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:
T = 35 o
C
P = 1 atm + 0,2760 atm
= 1,2760 atm
= 18,7514 psi
l. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 15 hari
Jumlah produk asetat anhidrid yang harus disimpan dalam 15 hari
sebanyak 1.063.797,2115 kg yang disimpan di dalam satu buah tangki.

64. C-64
Digunakan waktu tinggal 15 hari karena faktor distribusi dan pemasaran
produk.
Jumlah C6H12O = 3032,0129 kg/jam x 24 jam x 15 hari
= 1.063.797,2115 kg
Volume liquid =
liqud
liquid
ρ
m
Menghitung densitas campuran :
Tabel.C.2.3. Densitas campuran
Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/
C3H6O2 203,5607 0,0689 914,2893 0,0001
C4H6O3 2525,253 0,8546 1064,4498 0,0008
H2O 226,1786 0,0765 1018,4091 0,0001
Jumlah 2954,9923 1,0000 0,0010
 liquid =



wi
wi
=
0,0010
1
 liquid = 1048,9524 kg/m3
= 65,4838 lb/ft3
Sehingga dapat dihitung volume liquid :
Volume liquid =
liqud
liquid
ρ
m
= 3
kg/m1048,9524
kg21151.063.797,
= 1.014,1520 m3
= 35.813,1341 ft3
Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)
Vtangki = (100/80) x Vliquid
= 1,1 x 1.014,1520 m3

65. C-65
= 1.267,6900 m3
= 44.766,4176 ft3
m. Menentukan Rasio Hs/D
Vtangki = Vshell + Vtutup
= ¼ π D2
H + 0,000049 D3
+ ¼ π D2
sf
Atangki = Ashell + Atutup
= (¼ π D2
+ π D H) + 0,842 D2
Keterangan :
D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
D
Hs
< 2 (Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang
paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada
Tabel C.3.3. berikut.
Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki
trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2
) Vsilinder , ft3
Vhead, ft3
Vsf, ft3
Vtotal (ft3
)
1 0,5 44,6589 22.3295 6376,6094 34959.3803 7541.6068 391.4044 42892.3915
2 0,6 42,7440 25.6464 6414,4057 36782.9359 6612.4942 358.5585 43753.9886
3 0,7 42,2300 29.6790 6.875,4511 41881.5018 6453.4859 352.7871 48687.7748
4 0,74 41.1205 30.4292 6.680,1534 40390.2496 5887.2839 331.8382 46609.3717
5 0,8 39,6608 31.7286 6.510,6239 39178.1617 5282.3142 308.6971 44769.1730
6 0,9 39,5288 35.5760 6910,8967 43636.9302 5229.7610 306.6463 49173.3375
Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,8
D = 39,6608 ft
= 475,9296 in

66. C-66
= 12,0888 m
Dstandar = 43 ft (516 in)
H = 31,7286 ft
= 380,7437 in
= 9,6709 m
Hstandar = 32 ft (384 in)
Cek rasio H/D :
Hs/Ds = 32/43
= 0,74 memenuhi (0,74-0,83)
n. Menentukan Jumlah Courses
Lebar plat standar yang digunakan :
L = 96 in (Appendix E, item 1, B & Y)
= 8 ft
Jumlah courses =
ft8
ft32
= 4 = 4 buah
o. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
Vshell = ¼ π D2
H
= ¼ π (43 ft)2
x 32 ft
= 46.446,8800 ft3
Vdh = 0,000049 D3
= 0,000049 (43)3
= 3,8958 ft3
Vsf = ¼ π D2
sf
= ¼ π.(516)2
x 3

67. C-67
= 627.032,8800 in3
= 362,8663 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 46.446,8800 + 3,8958 + 362,8663
= 46.813,6421 ft3
= 1325,6219 m3
Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
= 46.813,6421 - 35.813,1341
= 11.000,5080 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)
= 11.000,5080 – (3,8958 + 362,8663)
= 10.633,7459 ft3
Hshell kosong = 2
.
.4
D
V kosongshell

= 2
43
910.633,7454



= 7,3262 ft
Hliquid = Hshell – Hshell kosong
= 32 – 7,3262
= 24,6738 ft
p. Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini
karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan
paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan persamaan :

68. C-68
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Phidrostatis =
144
L
c
H
g
g






=
144
ft24,6738
9,81
9,81lb/ft65,4838 3





= 11,2204 psi
Poperasi = 14,6960 x 1,2760
= 18,7514 psi
Pabs = 18,7514 psi + 11,2204 psi
= 29,9718 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson,
1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:
Pdesain = 1,1 x Pabs
= 1,1 x 29,9718 psi
= 32,9690 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses :
Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses
Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)
1 32,0000 24,6738 11,2204 29,9718 32,9690
2 24,0000 18,6738 8,4919 27,2433 29,9676
3 16,0000 12,6738 5,7634 24,5146 26,9663
4 8,0000 6,6738 3,0349 21,7863 23,9650
q. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
 Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

69. C-69
ts = c
PEf
dPd

 )6,0..(2
.
(Brownell & Young,1959.hal.254)
keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in
Pd = tekanan desain, psi
D = diameter tangki, in
f = nilai tegangan material, psi
Carbon Steel SA-283 Grade C
12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)
E = efisiensi sambungan 0,75
jenis sambungan las (single-welded butt joint without
backing strip, no radiographed)
C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance)
0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:
ts =
)9690,236.0(-)0,75xpsix((12.6502
516xpsi9690,23

in
+ 0,25 in
= 1,1484 in (1,15 in)
Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses
Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)
1 32,0000 32,9690 1,1450 0,8500
2 24,0000 29,9676 1,0655 0,8000
3 16,0000 26,9663 0,9846 0,7500
4 8,0000 23,9650 0,9027 0,7000
 Panjang Shell
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L =
n
weldDo
12.
length)(-π.
(Brownell and Young,1959)
Keterangan :
L = Panjang shell, in
Do = Diameter luar shell, in

70. C-70
n = Jumlah plat pada keliling shell
weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan
banyak sambungan pengelasan vertikal yang
diizinkan.
= n x butt welding
Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 :
ts = 0,25 in
Do = Di + 2.ts
= 516 + (2 x 0,8500)
= 517,7000 in
n = 4 buah
butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)
weld length = n . butt welding
= 4 . 5/32
= 0,6250 in
L =
4x12
(0,6250)-in)517,7000(3,14).(
= 30,2461 ft
Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses.
Plat ts, (in) do (in) L (ft)
1 0,8500 517,7000 33,8532
2 0,8000 517,6000 33,8466
3 0,7500 517,5000 33,8401
4 0,7000 517,4000 33,8336
r. Desain Head (Desain Atap)
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki,
karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable

71. C-71
pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092
atm) (Brownell and Young, 1959).
OD
ID
AB
icr
b = tinngi
dish
a
t
r
OA
sf
C
Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head.
 Menghitung tebal head minimum
Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head
dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):
w = 








icr
rc
3
4
1
(Brownell and Young,1959.hal.258)
Diketahui :
rc = 516 in
icr = 0,06 x 516 in
= 30,96 in
Maka :
w = 








96,30
516
3.
4
1
= 1,7706 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell
and Young, 1959,hal. 258):

72. C-72
th = C
0,2P2fE
.wP.rc


= 25,0
)6990,322,0()75,0650.122(
7706,15166990,32



= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)
Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959)
diperoleh:
sf = 1,5 – 4,5 in
Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan :
th = Tebal head (in)
P = Tekanan desain (psi)
rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in)
w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
 Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)
b =
2
2
2
)( 





 icr
ID
icrrcrc
=
2
2
96,30
2
516
)96,30516(516 






= 87,3782 in
 Tinggi Head (OA)
OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA= 1,72 + 87,3782 + 3
= 92,0954 in
= 7,6846 ft

73. C-73
s. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:
Htotal = Hshell + Hhead
= 360 + 92,0954 in
= 452,0954 in
= 37,6742 ft
t. Desain bagian bawah tangki
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi,
maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.
Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus
diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi
persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom :
 Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton
S1 = 2
4
1 iD
w

(Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S1 = Compressive stress (psi)
w = Jumlah metil isobutil keton (lbm)
Di = Diameter dalam shell (in)
 = konstanta (= 3,14)
S1 = 2
)in516)(14,3(
4
1
lb6515,283.345.2
= 11,2209 psi

74. C-74
 Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S2
144
ρX s
 (Brownell and Young,1959.hal.156)
Keterangan :
S2 = Compressive stress (psi)
X = Tinggi tangki (ft)
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3
untuk material steel
 = konstanta (= 3,14)
S2 =
144
4906843,37 
= 135,0366 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2
= 11,2209 psi + 135,0366 psi
= 146,2575 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E)
146,2575 psi < (12.650 psi) x (0,75)
146,2575 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

75. C-75
Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301)
Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit
Kode ST-301
Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak
1.063.797,2115 kg
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat
bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas 1.325,6219 m3
Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft
Tinggi shell (Hs) = 32 ft
Tebal shell (ts) = 0,85 in
Tinggi atap = 7,6846 ft
Tinggi total = 39,6842 ft
Tekanan Desain 32,6990 psi
Bahan Carbon Steel SA-283 Grade C

76. C-76
6. Heater 101 (HE-101)
Fungsi : Memanaskan temperatur fresh feed (Metil Asetat) dari
temperatur 30o
C menjadi temperatur 130o
C dengan media
pemanas berupa steam pada temperatur 150ºC dengan
tekanan steam 469,6 kPa.
Jenis : Double Pipe heat exchanger
Gland Gland
Gland
Return
Bend
Return
Head
Tee
Gambar C.17.1. Double pipe exchanger (Kern, hal.102, 1965)
Data desain
Inner Pipe :
Fluida dingin = Metil Asetat
Laju alir, w = 2261,7709 kg/jam (4986,3113 lb/jam) (Lampiran B)
t1 = 30 o
C (86 o
F) (Lampiran B)
t2 = 130o
C (266 o
F) (Lampiran B)
Annulus :
Fluida panas = steam
Laju alir, W = 243,6198 kg/jam (537,0855 lb/jam) (Lampiran B)
T1 = 150 o
C (338 o
F) (Lampiran B)
T2 = 150 o
C (338 o
F) (Lampiran B)
 Menentukan jenis Heater
Jenis Heater yang digunakan berdasarkan luas perpindahan panas (A).
Bila A > 200 ft2
, maka jenis heater yang digunakan Shell and Tube

77. C-77
Area perpindahan panas (surface area)
A =
Δt.U
Q
D
 Beban panas Heater – 101 (HE-101)
Q = 569193,427 kJ/jam (Lampiran B)
= 539489,1542 Btu/jam
 Menghitung Δt LMTD
Fluida Panas (o
F) Fluida Dingin(o
F) Δt (o
F)
302 Temperatur Tinggi 266 36
302 Temperatur Rendah 86 216
0 Difference 180 -180
Δt LMTD =
   
 
 12
21
1221
tT
tT
ln
tTtT



= 100,5728 o
F
 Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih UD untuk :
hot fluid = steam
cold fluid = light organics
Range UD = 100 - 200 Btu/jam ft2
°F
dipilh UD = 200 Btu/jam ft2
°F
Area perpindahan panas (surface area)
A =
Δt.U
Q
D
=
FFftjamBtu
jamBtu
oo
5728,100/200
/2539489,154
2

= 26,8208 ft2

78. C-78
Karena A < 200 ft2
, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran
standar yang digunakan (tabel 11, kern, 1965):
Annulus Inner Pipe
IPS (in) 3 IPS (in) 2
Sch. No. 40 Sch. No. 40
OD (in) 3,500 OD (in) 2,380
ID (in) 3,068 ID (in) 2,067
a' (ft2
) 0,917 a'' (ft2
) 0,622
 Menghitung Rd ( Dirt factor ) yang dibutuhkan
Rd =
UdUc
UdUc


Untuk menghitung Rd, dilakukan dengan algoritma perhitungan sebagai
berikut :
 Menentukan temperature kalorik
 Menghitung Uc (Clean over all coefficient )
 Mengitung Ud (Design Overall Coefficient)
 Menentukan Temperatur kalorik
Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida
Pipa :
Pada t = 86 o
F
µ = 0,3390 cP
Annulus :
Pada T = 338 o
F
µ = 0,11 cP
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cP, maka :
Tc = Tavg
tc = tavg

79. C-79
Tavg =
2
TT 21 
=
2
)302(302 Fo

= 302 o
F
tavg =
2
tt 21 
=
2
)293(86 FO

= 176 o
F
 Menghitung Uc (Clean over all coefficient )
oio
oio
hh
hh
Uc


.
Untuk menghitung Uc, terlebih dahulu menghitung hio dan ho, dengan
algoritma sebagai berikut :
Annulus : steam Inner pipe : Metil asetat
 Flow area, aa
D2 = 3,068 in
= 0,2557 ft
D1 = 2,38 in
= 0,1983 ft
Menggunakan Pers.6.3 Kern,
aa =
4
)DD(
2
1
2
2 
=
4
)1983,02557,0(14,3 22

= 0,0204 ft2
Equivalent diameter, De
 Flow area, ap
Dp = 2,067 in
= 0,1723 ft
ap =
4
2
D
=
4
1723,014,3 2
x
= 0,0233 ft2
 Laju Alir Massa, Gp
Gp =
ap
w
= 2
0233,0
lb/jam4986,3114
ft

80. C-80
Menggunakan persamaan.6.3
Kern, 1965
De =
1
2
1
2
2
D
)DD( 
= 0,1312 ft
 Laju Alir Massa, Ga
Ga =
aa
W
= 2
0204,0
lb/jam537,0855
ft
= 26285,1682 lb/jam ft2
 Reynold number, Rea
Pada Tav = 302 o
F
 = 0,1824 lb/jam ft
Rea =

ae GxD
=
1824,0
1682,26851312,0 x
= 7814,1563
 ho = = 1500 Btu/jam ft2 o
F
= 214087,4839 lb/jam.ft2
 Reynold Number, Rep
Pada tav = 176 o
F
 = 0,5597 lb/jam.ft
Rep =

GpDp
=
5597,0
4839,2140871723,0 x
= 65884,2177
 jH = 500 (Gambar.24, Kern)
 Pada tav = 176 o
F
k = 0,1761 Btu/jam ft.o
F
cp = 3,1357 Btu/lb o
F
3
1





 
k
c  =
3
1
0,0838
4473,02,4915





 
= 2,1502
 hi/Φp =
3
1





 






k
c
D
k
jH

= 500 x 





1723,0
1761,0
x 2,1502
= 1099,3416 Btu/jam ft2 o
F
hio/Φp = hi/Φp x 





OD
ID
= 954,7644 Btu/jam ft2 o
F
 Temperatur dinding tw

81. C-81
tw=  cc
ap
a
c tTx
hohio
ho
t 



//
/
=  176302
15007644,954
1500
176 

 x
= 252,9931 o
F
 Pada tw= 252,9931 o
F
μw = 0,3967 lb/jam ft.
Φp = (μ/μw)0,14
= (0,5597/0,3967)0,14
= 1,0494
 Koreksi koefisien (hio)
hio = ( hio/Φp). Φp
= 954,7644 x 1,0494
= 1001,9187 Btu/jam ft2 o
F
Sehingga didapat Clean over all coefficient, Uc
oio
oio
hh
hh
Uc


.
15009187,1001
15009187,1001


x
Uc
= 600,6902 btu/jam ft2
.o
F
 Menghitung Ud (Design Overall Coefficient)
Rd = 0,001 hr.ft2
.o
F/btu (Tabel 8. Kern, 1965)
Ud
1
= Rd
Uc
1

Ud
1
= 001,0
6902,600
1

Ud
1
= 0,0027

82. C-82
Ud = 375,2695 Btu/hr.ft2
.o
F
 Menghitung A (surface area) required
A =
t.U
Q
D 
=
5628,100375,2695
1541,539989

= 14,2942 ft2
 Menghitung jumlah hairpin
External surface / lin ft, a'' = 0,6220 ft2
(Tabel.11 Kern, 1965)
Required length, L =
"a
A
=
6220,0
14,2942
= 22,9810 ft
Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft (Kern, 1965)
Diambil Lh = 20 ft
1 hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan:
Hairpin =
h2.L
L
=
202
9810,22

= 0,5745  1
Maka jumlah hairpins yang digunakan = 1 buah
Koreksi panjang pipa:
Lkor = 2.Lh x hairpin
= 2 x 20 x 1
= 40 ft linier

83. C-83
 Menghitung Luas permukaan perpindahan yang tersedia sebenarnya
A = Lkor x a”
= 40 x 0,6220
= 24,88 ft2
 Menghitung Actual Design Overall Coeffesient, Ud act
Udact =
tA
Q

=
5782,10088,24
1542,539489

= 215,6015 Btu/jam ft2 o
F
(asumsi benar karena Ud koreksi< Ud desain)
Setelah didapat nilai Uc dan Udact, maka dapat dihitung nilai Rd :
Rd =
UdUc
UdUc


=
6015,2156902,600
6015,2156902,600


= 0,0031 hr ft2 o
F/ Btu
Rd yang diperlukan = 0,001 hr.ft2
.o
F/btu (Tabel 8. Kern, 1965).
Rdhitung > Rddiperlukan (memenuhi)
 Menghitung Pressure drop
Annulus, steam
3). De' = (D2 – D1) ( pers. 6.4, Kern)
= 0,0573 ft
Rea' =

Ga'De
= 3413,6733
Fanning Factor untuk Turbulen
f = 42,0
' )(Re
264,0
0035,0
a

Inner pipe ,aseton
2'). Rep = 65884,2177
f = 42,0
)(Re
264,0
0035,0
p


84. C-84
( pers. 3.47b Kern )
4). = 0,0122
5). ρ = 54,1784 lb/ft3
2). Fa =
Deg
LGaf


2
2
2
4

(pers. 6.14, kern)
= 3,6 ft
3). Va =
3600
Ga

= 0,1382 ft/det
Fi = 





g
V
x
2
1
2
= 0,0003 ft
Pa =
 
144
FiFa 
= 0,0251 psi < 2 psi
(memenuhi)
( pers. 3.47b Kern )
= 0,0060 ft2
/in2
s = 0,79 ft3
//lb (table 6 Kern)
ρ = 54,7352 lb/ft3
2). ΔFp=
Dg
LGpf


2
2
2
4

= 3,82 ft
Pp =
144
Fp 
= 1,45 psi < 10 psi
(memenuhi)

85. C-85
Tabel C.16.1 Spesifikasi Heater -101 (HE-101)
Kode Alat HE– 101
Nama Alat Heater 101
Fungsi Memanaskan temperatur fresh feed (metil asetat) dari
temperatur 30 o
C menjadi temperatur 130 o
C dengan media
pemanas berupa steam pada temperatur 149,5 ºC dengan
tekanan steam 469,6 kPa
Bentuk Double pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa Annulus Inner
(steam) (aseton)
IPS 3 in IPS 2 in
Sch. No 40 Sch. No. 40
OD 3,500 in OD 2,380 in
ID 3,068 in ID 2,067 in
a' 0,917 ft2
a'' 0,622 ft2
0,0014 psi 0,0145 psi
Panjang pipa 15 Ft
Δt 100,5728 o
F
A 14,2942 ft2
Uc 600,6902 Btu/jam.ft2
F
Ud 215,6015 Btu/jam.ft2
F
Rd 0,0031 jam ft2 o
F/ Btu
Jumlah Hairpin
Bahan konstruksi
1 buah
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti HE-301, didapatkan spesifikasi
untuk Heater pada proses selanjutnya.
Pa Pp

86. C-86
Tabel. Spesifikasi Heater (HE-102)
Nama Alat Heater
Fungsi Memanaskan temperatur CO dari temperatur 30o
C menjadi
temperatur 130o
C dengan media pemanas berupa steam
Bentuk Double pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa Annulus Inner
(steam) (gas CO)
IPS 3 in IPS 2 in
Sch. No 40 Sch. No. 40
OD 3,500 in OD 2,380 in
ID 3,068 in ID 2,067 in
a' 0,917 ft2
a'' 0,622 ft2
0,0012 psi 0,0091 psi
Panjang pipa 20 Ft
Δt 99,272 o
F
A 45,7649 ft2
Uc 18,1015 Btu/jam.ft2
F
Ud 16,365 Btu/jam.ft2
F
Rd 0,0059 jam ft2 o
F/ Btu
Jumlah Hairpin
Bahan konstruksi
2 buah
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Pa Pp

87. C-87
7. Pompa (PO-101)
Fungsi : Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank
(ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101).
Tipe Pompa : Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Alasan Pemilihan :
 Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
 Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
 Kecepatan putarannya stabil
 Tidak memerlukan area yang luas
T1
P1
z1
FV
1
2
T2
P2
z2
FV
Gambar 1. Skema Aliran pada Pompa (P-101)
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
 Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
 Friksi pada pipa lurus
 Friksi pada elbow
 Friksi karena ekspansi
 Friksi pada valve
 Friksi pada pipa tee

88. C-88
Asumsi :
 Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
 Fluida incompressible
Data-data perhitungan :
feed = 968,5270 kg/m3
 feed = 0,1237 cp = 0,0001 kg/m.s
Suction : Discharge :
T1 = 30 o
C T2 = 30 o
C
P1 = 1 atm P2 = 5 atm
FV = 2261,7709 kg/jam GV = 2261,7709 kg/jam
a. Menghitung Debit Cairan
Diambil over design = 10%
FV design = 1,1 x 2261,7709 kg/jam
= 2487,9480 kg/jam
= 0,6911 kg/detik

Gv
Q 
968,5270
2487,948

= 2,5688 m3
/jam
= 1,5120 ft3
/menit = 11,3114 gal/menit.
b. Menghitung Diameter Pipa
Diameter pipa optimum dihitung berdasarkan material pipa yang
digunakan, karena fluida yang ditangani bersifat korosif digunakan

89. C-89
material stainless steel. Diameter pipa optimum untuk material Stainless
Steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1993, pers. 5.14):
Dopt = 260 × G0,52
× -0,37
Keterangan :
Dopt = Diameter pipa optimum (mm)
G = Laju alir massa (kg/s)
 = Densitas larutan (kg/m3
)
Dopt = 260 × (2,0610kg/s)0,52
× (968,5270 kg/m3
)-0,37
= 18,2788 mm
= 0,7196 in
Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993), dipilih pipa commercial steel
dengan ukuran :
Karakteristik In Meter
NPS 1 0,0254
Sch 40,0000 1,0160
OD 1,315 0,0334
ID 1,049 0,0266
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe)
Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis,
1993, pers.4.5-5) : NRe =
μ
xIDxρ v
Keterangan :
NRe = Bilangan Reynold
 = Densitas larutan (kg/m3
)
ID = Diameter dalam pipa (m)
v = Kecepatan aliran (m/s)

90. C-90
 = Viskositas larutan (kg/m.s)
Dimana :
Qtangki = Qpipa
= pipapipavD2
4

vpipa =
pipa
gki
D
Q
2
tan4


vpipa = 2
0266,0
0007,04


= 1,2804 m/detik
NRe =
     
skg/m.0001,0
m/s2804,1m0,0266kg/m527,968 3

= 267.119,5674 (Aliran turbulen, NRe > 2100)
d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi,  = 1
Diameter pipa = 1,0490 in = 0,0266 m
Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel)
/D = 0,0017
Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0060
Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh :
Komponen Jumlah Le (ft) Le (m) Total (m)
Pipa lurus 1 39,3696 20,0000 20,0000
Standard elbow 3 2,5000 1.5240 4,5720
Globe valve 1 35,0000 15.2402 15,2402
Gate valve fully open 2 0,6000 0,3658 0,7315
standard tee 0 10,0000 3,0480 0,0000
Total panjang equivalent 40,5438

91. C-91
e. Menghitung Friction loss
1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa.
hc =
2
1
2
155,0 






A
A
2
V2
=
2
V
K
2
c
Keterangan :
hc : friction loss
V : kecepatan pada bagian downstream
 : faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 : luas penampang yang lebih kecil
A1 : luas penampang yang lebih besar
Dimana : A2/A1 = 0
Kc = 0,55
hc =
2
V
K
2
c (Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
=
12
(1,2804)
x0,55
2

= 0,4508 J/kg
2. Friksi pada pipa lurus
NRe = 267.119,5674
/ID = 0,0017
f = 0,0060 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff =


2
V
ID
L
f4
2
=
1)(2)0266,0(
(1,2804)(20,0000)
0,0060x4
2


= 581,3558 J/kg

92. C-92
3. Friksi pada sambungan (elbow)
Jumlah elbow = 3
Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis)
hf = 






 2
V
K
2
f =
1)(2
(1,2804)
0,754
2


= 1,8443 J/kg
4. Friksi karena pipa tee
Jumlah tee = 0
Kf = 1
hf = 





 2
2
V
Kf
= 0,00 J/kg
5. Friksi karena ekspansi
Kex =
2
2
1
1 






A
A
A2 = luas penampang yang lebih kecil
A1 = luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0
Kex = 1
he =
2
2
V
Kex =
)12(
(1,2804)
1
2


= 0,8197 J/kg
6. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 (tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)

93. C-93
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (tabel 2.10-15, Geankoplis, 1993)
hf = 





 2
2
V
Kf
=
)12(
(21,2804)
0,17))(1)5,9((1
2


= 8,0657 J/kg
Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, tee + hf, elbow + he + hf, valve
= (0,4508 + 581,3558 + 0 + 1,8443 + 0,8197
+ 8,0657) J/kg
= 592,5362 J/kg
7. Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan
Bernoulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1993) :
(-Ws).η =   





F
pp
ZZg
2
VV 12
12
2
1
2
2
=   592,5362
968,5270
101,325-405,300
68,9
12
2804,12804,1 22









= 1.011,0068 J/kg
Dari Gambar 10,62 hal. 380 (Coulson, 1993), untuk Q = 2,5688
m3
/jam maka η = 59 %.
(-Ws) =

J/kg1.011,0068
(-Ws) =
59,0
J/kg1.011,0068
= 1.713,5708 J/kg

94. C-94
Power, P = G. (-Ws )
= 0.6911 kg/s x 1.713,5708 J/kg
= 1.184,2431 J/s
= 1,5811 hp
Jadi digunakan pompa dengan daya 2 hp.
8. Menghitung NSPH
Cek Kavitasi:
Pv = 0,48151 atm
NPSH (Net Positive Suction Head) available :
suctionsuction
V1
FH
g
PP
ANPSH 



Fsuction =
= 0,3127 m
NPSH 3127,05,0
81,95270,968
4539,01



x
NPSH A = 2,0032 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required :
Dari gambar 7.2 b Walas :
N = 3.500
S = 7.900 (single suction)
Q = 11,3114 gal/menit
IDg
Lvf


2
2
03,181,92
7069,4)2804,1(006,0 2




95. C-95
NPSH =
3/45,0
S
QN






(pers. 7.15 Walas, 1988)
= 1,7019 ft = 0,5187 m
NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi
Keterangan :
NPSHR = Net Positive suction head required (ft)
NPSHA= Net Positive suction head available (ft)

96. C-96
Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 101)
Alat
Pompa
Fungsi
Mengalirkan metil asetat dari Storage Tank
(ST-101) menuju ke heater-101 (HE-101)
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 42,1928 gpm
Efisiensi Pompa 59%
Dimensi NPS = 1 ¼ in
Sch = 40 in
Beda ketinggian : 6,00 m
Power motor 2 hp
NPSHA 2,0033 m
Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan
spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya.
Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 201)
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan produk dari reaktor (RE-201)
menuju ke cooler (CO-201)
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 13,5170 gpm
Efisiensi Pompa 59%
Dimensi NPS = 1 ¼ in
Sch = 40 in
Beda ketinggian : 6,0427 m
Power motor 2,5 hp
NPSHA 2,4033 m

97. C-97
Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti PO-101, didapatkan
spesifikasi untuk Pompa pada proses selanjutnya.
Tabel. Spesifikasi Pompa (PO – 301)
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan keluaran dari Expander Valve (EV-
301) menuju ke Tangki Produk (ST-301)
Jenis Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas 13,5170 gpm
Efisiensi Pompa 59%
Dimensi NPS = 1 ¼ in
Sch = 40 in
Beda ketinggian : 6,00 m
Power motor 2,5 hp
NPSHA 1,7657 m

98. C-98
8. Blower (BL-101)
Fungsi : Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)
Tipe : Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Gambar. Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Menentukan jumlah gas masuk (GG)
(GG) = 770,224
jam
kg
= 12,8371 kg/menit
Menentukan Densitas (ρ)
Temperatur gas masuk (TG1) = 30 o
C
Komponen Massa
(kg/jam)
X ρ (kg/m3
)
CO 770,224 1,0000 76,4398
Total 770,224 1,0000
Menentukan Laju Alir Volumetrik Gas (Q)
Q digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, Fig. 14-50 : 531)

GG
Q 
= 0,168 m3
/menit
= 5,9329 ft3
/menit

99. C-99
Menentukan Daya Blower (P)
Poperasi = 41 in. H2O
Daya (P)teoritis = 1,57 x 10-4
. Q . Poperasi (Perry’s 7ed
, Hal. 10-46)
Keterangan:
Q = laju alir volumetrik gas,
menit
ft3
Pop = Daya operasi (in H2O)
Maka daya teoritis blower adalah:
Pteoritis = 1,57.10-4
x 5,9329 x 41
= 0,2122 hP
Efisiensi blower = 40 % - 80 % (Perry’s 7ed
, Hal. 10-46)
Nilai efisiensi diambil 80 %, maka daya aktual blower adalah :
Paktual =

teoritisP
= 0,2653 hP ≈ 0,5 hp
Tabel. Spesifikasi Blower 101
Fungsi Mengalirkan CO menuju Heater (HE-102)
Tipe Centrifugal Blower
Power Motor 0,5 hP
Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti BL-101, didapatkan
spesifikasi untuk Blower pada proses selanjutnya.
Tabel. Spesifikasi Blower 201
Fungsi Mengalirkan CO menuju Mix Point
Tipe Centrifugal Blower
Power Motor 0,5 hP

100. C-100
8. Exvander Valve (EV-101)
Fungsi : Menurunkan tekanan keluaran tangki CO dari 20 atm
menjadi 5 atm.
Jenis : Globe Valve
Kondisi :
Tin = 30 o
C
Pin = 20 atm
Pout = 5 atm
Tabel. Komponen masuk
Komponen kg/jam kmol/jam μ ρ
CO 770,224 27,5080 0,0183 273,3537
Total 770,224 27,5080
 Menentukan diameter valve :
Diameter optimum dapat ditentukan berdasarkan persamaan berikut :
(Pers.15, Peters & Timmerhaus, 1991)
Dimana :
Di,opt = diameter, in
qf = laju alir, ft3
/s
ρ = densitas fluida, lb/ft3
Diketahui :
G = 770,224 kg/jam
= 0,2161 kg/s
= 1.711,5214 lb/jam
ρmix = 273,3537 kg/m3
= 17,0486 lb/ft3
μmix = 0,0183 cP
= 0,0445 lb/ft.jam
= 0,0647 kg/m.jam

101. C-101
qf =
= 2,8489 m3
/jam
= 0,6458 ft3
/s
= 0,0007 m3
/s
Di = 3,9 . qf
0,45
. ρ 0,13
= 3,9 × (0,6458)0,45
× (17,0486)0,13
= 4,6316 mm
Dipakai pipa standar (IPS) :
NPS = 2,5 in
Schedul number = 40
ID = 2,4690 in
= 0,2057 ft
OD = 2,8750 in
a’t = 0,2030 ft2
= 12,7296 in2
kecepatan (v) = Q/a’t = 0,2553 m/s = 0,844 ft/s
 Menentukan Bilangan Reynold (NRE) :
Bilangan Reynold (NRE) =
NRE = = 38.972,7074 (turbulen)
 Mencari Friction Loss karena valve (hf) :
hf =
Keterangan :
hf = friction loss karena valve (ft.lbf/lbm)
Kf = loss friction factor untuk valve = 9,5 (Tabel 2.10-1 hal.93, Geankoplis)
v = kecepatan fluida = 0,844 ft/s
gc = 32,174 lbm.ft/lbf.s2
Maka :
μt.a'
GID.

102. C-102
hf = = 0,1052 ft.lbf/lbm
 Menentukan Pressure Head :
Pressure Head =
Dimana :
P1 = 148 atm = 152,9136 kg/cm2
P2 = 5 atm = 5,166 kg/cm2
ρ = 273,0937 kg/m3
= 0,0027 kg/cm3
Pressure Head =
= 54.721,3333 cm = 547,2133 m

103. C-103
Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 101
Nama Alat Expansion Valve
Fungsi
Menurunkan tekanan CO dari tangki penyimpanan dari
20 atm hingga 5 atm
Jenis Globe Valve Half Open
Kapasitas 770,224 kg/jam
Dimensi ID = 2,4690 in
OD = 2,8750 in
a't = 0,2030 ft2
Bahan Konstruksi Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316
Dengan melakukan perhitungan yang sama seperti EV-101, didapatkan
spesifikasi untuk Expander Valve pada proses selanjutnya.
Tabel. Spesifikasi Expansion Valve 201
Nama Alat Expansion Valve
Fungsi
Menurunkan tekanan liquid keluaran separator dari 5
atm hingga 1 atm
Jenis Globe Valve Half Open
Kapasitas 2.954,9894 kg/jam
Dimensi ID = 2,4690 in
OD = 2,8750 in
a't = 0,2030 ft2
Bahan Konstruksi Commercial Stainless Steel (Austenitic) AISI tipe 316