Upload
dwi-anggraeni
View
247
Download
0
Embed Size (px)
DESCRIPTION
1
Citation preview
Kiln kreasi
Dik : Mr CaCO3 = 100 kg/kmolMr MgCO3 = 84 kg/kmol
Mr CaO = 56 kg/kmolMr MgO = 40 kg/kmolMr CO2 = 44 kg/kmolMr H2O = 18 kg/kmolMr H2 = 2 kg/kmolMr O2 = 32 kg/kmolBasis = 9752.9089 kg
CaCO3 = 0.998MgCO3 = 0.00054
SiO2 = 0.00016 1Al2O3 = 0.00016Fe2O3 = 0.00014 -0.00034H2O = 0.001
0.00053CaCO3 = 9733.4031 kg/jam 97.3340MgCO3 = 5.2666 kg/jam 84.0000
SiO2 = 1.5605 kg/jamAl2O3 = 1.5605 kg/jamFe2O3 = 1.3654 kg/jamH2O = 9.7529 kg/jam 0.5418
a. konversi = 98.0000 = 0.98000.95x (yang bereaksi) = 9538.7350 kg/jam= 95.3874
x = 97.3340 kmol/jam
CaCO3 CaO +mula-mula : x
reaksi : 0.95x 0.95xsisa : x - 0.95x 0.95x
mula-mula : 97.3340reaksi : 95.3874 95.3874sisa : 1.9467 95.3874
CO2 terbentuk = 4197.0434 kg/jamCaO terbentuk = 5341.6916 kg/jam
CaCO3 sisa = 194.6681 kg/jam= 9733.4031 kg/jam
b. konversi = 100.0000 = 1.0000MgCO3 = 0.0627 kmol/jam
MgCO3 MgO +mula-mula : 0.0627
Kandungan Limestone bahan baku :
reaksi : 0.0627 0.0627sisa : 0.0000 0.0627
CO2 terbentuk = 2.7587 kg/jamMgO terbentuk = 2.5079 kg/jam
MgCO3 = 5.2666 kg/jam
Total CO2 = 4199.8021
c. konversi = 100.0000 = 1.0000
H2O = 0.5418 kmol/jam
H2O(l) H2O(g)mula-mula : 0.5418
reaksi : 0.5418 0.5418sisa : 0.0000 0.5418
H2) gas terbentuk = 9.7529 kg/jamO2 terbentuk = 0.0000 kg/jam
= 9.7529 kg/jam
1 % dari material kiln akan terbawa ke aliran udara keluar
CaCO3 = 0.0000 kg/jamSiO2 = 0.0000 kg/jam
Al2O3 = 0.0000 kg/jamFe2O3 = 0.0000 kg/jamMgO = 0.0000 kg/jamCaO = 0.0000 kg/jam
jumlah = 0.0000 kg/jam
Komponen Massa masuk Massa keluarKiln Rotary Cooler ke kompresor buble
CaCO3 9733.4031 194.6681 0.0000MgCO3 5.2666
SiO2 1.5605 1.5605 0.0000Al2O3 1.5605 1.5605 0.0000Fe2O3 1.3654 1.3654 0.0000H2O(l) 9.7529H2O(g) 9.7529
MgO 2.5079 0.0000CO2 4199.8021CaO 5341.6916 0.0000 kemurnian CO2
sub jumlah 5543.3539 4209.55509752.9089 9752.9089
rotary cooler
Komponen Massa masuk
CaCO3 194.6681 kg/jamMgO 2.5079 kg/jamSiO2 1.5605 kg/jam
Al2O3 1.5605 kg/jamFe2O3 1.3654 kg/jamCaO 5341.6916 kg/jam
5543.3539
S
Komponen
CaCO3 19.4668 kg/jamMgO 0.0025 kg/jamSiO2 0.0016 kg/jam
Al2O3 0.0016 kg/jamFe2O3 0.0015 kg/jamCaO 5.3417 kg/jam
jumlah 24.8156Komponen
yang keluar ke beltCaCO3
Komponen MgOSiO2
CaCO3 175.2013 kg/jam Al2O3MgO 2.5054 kg/jam Fe2O3SiO2 1.5589 kg/jam CaO
Al2O3 1.5589 kg/jam sub jumlahFe2O3 1.3639 kg/jam jumlahCaO 5336.3499 kg/jam
jumlah 5518.5383
SIKLON
Ke stack
furnace elektrik
Ke rotari cooler 2
Komponen MASUK siklon
CaCO3 19.4668 kg/jamMgO 0.0025 kg/jamSiO2 0.0016 kg/jam
Al2O3 0.0016 kg/jamFe2O3 0.0015 kg/jamCaO 5.3417 kg/jam
24.8156Walas hal 616,1988, 1% material akan terbawa keluar dari siklon
Komponen
CaCO3 0.0195 kg/jamMgO 0.0000 kg/jamSiO2 0.0000 kg/jam
Al2O3 0.0000 kg/jamFe2O3 0.0000 kg/jamCaO 0.0059 kg/jam
0.0253
yang menuju belt
Komponen
CaCO3 19.4473 kg/jamMgO 0.0025 kg/jamSiO2 0.0016 kg/jam
Al2O3 0.0016 kg/jamFe2O3 0.0015 kg/jamCaO 5.3358 kg/jam
jumlah 24.7903
Belt
Komponen masukdari rotari cooler dari siklon jumlah
CaCO3 175.2013 19.4473 194.6486MgO 2.5054 0.0025 2.5079SiO2 1.5589 0.0016 1.5605
Al2O3 1.5589 0.0016 1.5605
Fe2O3 1.3639 0.0015 1.3654CaO 5336.3499 5.3358 5341.6857
sub jumlah 5518.5383 24.7903jumlah 5543.3286 5543.3286
konsentrai CaO 96.362423501364
Bila Cao yang digunakan sebanyak 6484.64812083708 Kg /jammaka butuh penampungan sementara sebab perjamnya dihaslnya Cao sebanyak
densitas2710 Kg/m3 Volume2958 Kg/m32650 Kg/m3
3965 Kg/m35250 Kg/m31000 Kg/m3
=kmol/jam =
=
kmol/jam
CO2
0.95x0.95x
95.387495.3874
CO2
0.06270.0627
CO2 dari rekoverimake up
99.768314966668 %
yang harus ddibuat dalam pabrik CO2 sebnayak4199.8021
umpan produksiklon belt
194.6681 19.4668 175.20132.5079 0.0025 2.50541.5605 0.0016 1.55891.5605 0.0016 1.55891.3654 0.0015 1.3639
5341.6916 5.3417 5336.349924.8156 5518.5383
5543.3539 5543.3539
-1142.9624
maka butuh penampungan sementara sebab perjamnya dihaslnya Cao sebanyak
3.5916620.00178
0.0005890.0003940.00026
0.0097533.604438 m3/jam3604.438 dm3/jam3604.438 liter/jam
BM: NaCl 58.5 kg/kmol CO2 44.0H2O 18.0 kg/kmol NH3 17.0CaSO4 136.0 kg/kmol NaHCO3 84.0MgO 40.0000 CaO 56.0000
1, di MIX TankNaCl
BrineH2O
Basis 13910.7131 kg /jam garam industrikomponen garam - 99,5 % NaCl;
0,1 % CaSO4;, 0,4 % H2O
maka persentase kali basis untuk mendapatkan jumlah komponen
NaCl 13841.1595 kg /jam 236.6010 kmol/jamCaSO4 13.9107 kg /jam 0.1023 kmol/jamH2O 55.6429 kg /jam 3.0913 kmol/jam
kelarutan NaCl pada 30 C= 36,3 kg NaCl/100 kg H2O (Perry table-2-120)
maka 99,5 kg NaCl membutuhkan air sebanyak:
H2O yang dibutuhkan; 99,5/36,3*100 = 38129.9160
jika sudah ada kandungan air dalam garam industri sebesar 0,4 kg maka maka fress feed yang dibutuhkan:fress feed H2O; 274,1047 - 0,4= 38074.2732
Komponen masuk keluargaram industri fress feed Brine
NaCl 13841.1595 13841.1595CaSO4 13.9107 13.9107H2O 55.6429 38074.2732 38129.9160subjumlah 13910.7131 38074.2732jumlah 51984.9862 51984.9862
2. absorber
kimponenumpan make up recovery produk
NaCl 13841.1595 13841.1595CaSO4 13.9107 13.9107H2O 38129.9160 33733.3124NH3 4152.3479 0Co2 0 0NH4 OH 8548.9515
51984.9862 4152.3479 0.0000
MT
56137.3341 56137.3341
2. Reaktor Buble
Brine NH4Cl + NaHCO3
NH3CO2
NH40H + CO2+ NaCl NaHCO3+
konversi NaCl menjadi NaHCO3 85% = 0.8000
NaCl yang terkonversi sebanyak ;0,85*99,5 11072.9276mol NACl mula2 99,5/58,4428mol H2O mula2 38129.9160 kg/jam / 18,01534=NH4OH mula2 244.255756089
co2 yang berubah menjadi 0.8 mula2 co2 harus ada agar na4oh dapat bereaksi seluruhnyaNH4OH + CO2 NH4HCO3
m 244.2558 244.2558berekasi 195.4046 195.4046 195.4046sisa 48.8512 48.8512 195.4046
NH4HCO3 + NACL NaHCO3+ NH4Cl
195.4046 236.6010189.2808 189.2808 189.2808 189.2808
6.1238 47.3202
sisa NH4HCO3 483.7795 kg
Mula2 :NH4OHmula2 8548.9515NaCl 1,7025*58,5 13841.1595
CO2 awal 1,3620*44 10747.2533jumlah 33137.3642
Sisa dan terbentukNH4OH sisa 1709.7903NaCl sisa 0,3405*58,5= 2768.2319NaHCO3 terbentuk= 1,3620*84= 15899.5884Nh4Cl terbentuk= 1,3620*53,5= 10126.5235
http://www.netl.doe.gov/publications/proceedings/04/carbon-seq/158.pdf
CO2 sisa 2149.4507jumlah 32653.5848
komponen masuk keluar liiquid keluar gasNaCl 13841.1595 2768.2319CaSO4 13.9107 13.9107H2O 33733.3124 33733.3124NH4OH 8548.9515 1709.7903CO2 10747.2533 2149.4507NH4Cl 10126.5235NaHCO3 15899.5884NH4HCO3 483.7795jumlah 66884.5874 64735.1367 2149.4507
66884.5874
kristalizerkritaizing pada suhu 22 oC
komponenumpanNaCl(l) 2768.2319CaSO4(s) 13.9107
H2O(l) 33733.3124NH4Cl(l) 10126.5235NaHCO3(l) 15899.5884NH4HCO3 483.7795NH4OH 1709.7903
64735.1367menurut paten 5275794
maka:
komponenUmpan output
NaCl(s) 2768.2319 2768.2319
CaSO4(s) 13.9107 13.9107
H2O(l) 33733.3124 33733.3124
NH4Cl(l) 10126.5235 10126.5235
NaHCO3(s) 15899.5884 15779.3481NaHCO3(aq) 120.2402
NH4HCO3 483.7795 483.7795Nh4OH 1709.7903 1709.7903total 64735.1367 64735.1367
RDVF
umpan cake
recovery
komponenumpan densitas kg/ltNaCl(l) 2768.2319 kg/jam 2.1650
CaSO4(s) 13.9107 kg/jam 2.9600H2O(l) 33733.3124 kg/jam 0.9971NH4Cl(l) 10126.5235 kg/jam 1.5274NaHCO3(s) 15779.3481 kg/jamNaHCO3(aq) 120.2402 kg/jamNH4HCO3 483.7795 kg/jam 1.58nh4OH 1709.7903 kg/jam 0.88
64735.1367
Kebutuhan air pencuci pada RDF-301 = kandungan air yang terdapat dalam cake . (Mc.Cabe, 1985)voulme ruang kosong 0.01ml/gram Kirk Otmer , sehingga zat yang besrifat polar akan berada atau tercampur dalam cake
0.01 l/kg
H2O yang terdapat pada cake adalah 0.0100maka= 338.3210 lt/jam
NaCl Aq 12.7863 lt/jamNH4OH 19.42943514344 lt/jamNH4Cl 66.29909349345 lt/jamNaH4HCO3 3.0619 lt/jamCaSO4 0.046995652287 lt/jam
439.9447
komponen masuk keluarumpan air pencuci filter cake
NaCl 2768.2319 2740.5496 27.6823CaSO4(s) 13.9107 13.7716 0.1391H2O(l) 33733.3124 337.3331 33733.3124 337.3331NH4Cl(l) 10126.5235 10025.2583 101.2652NaHCO3(s) 15779.3481 0.0000 15779.3481NaHCO3(aq) 120.2402 120.2402 0.0000NH4HCO3 483.7795 478.9417 4.8378nh4OH 1709.7903 1692.6924 17.097902926227subjumlah 64735.1367 337.3331 48804.7662 16267.7036jumlah 65072.4698 65072.4698
4. furnace elektrik
umpan ke rotary calciner adalah cake dari RDVF
komponen umpancakeNaCl 27.6823 kg/jam 0.4732 kmol/jamCaSO4 0.1391 kg/jam 0.0010228 kmol/jamH2O 337.3331 kg/jam 18.7407 kmol/jamNaHCO3 15779.3481 kg/jam 187.8494 kmol/jamNH4OH 17.0979 kg/jam 0.4885 kmol/jamNH4HCO3 4.8378 kg 0.0612 kmol/jamNH4Cl(l) 101.2652 1.8928 kmol/jam
16267.7036
Reaksi 1Konversi 0.9990 paten Us 5325606 dan menurut
BM 168.0000 106.0000 44.0000 18.00002NaHCO3 Na2CO3 + CO2(gas)+ H2O(gas)
M: 187.8494R; 187.6615 93.8308 93.8308 93.8308sisa 0.1878 93.8308 93.8308 93.8308
Na2CO3 terbentuk 0,6742*106 9946.0612Co2 gas terbentuk 0,6742*44 4128.5537H2Ogas terebentuk 0,6742*18 1688.9538NahCO3 sisa 15.7793
reaksi 3
aliran H2O dan CO2
NH3 9.3457H2O= 2026.0895
CO2= 4131.24826166.6834
produk padatan yang ke rotary coolerNa2CO3 9946.0612NaCl`` 27.6823CaSO4 0.1391nahCO3 15.7793NH4Cl 101.2652
jumlah 10090.9273air 10.0929
jumlah 10101.0202air keluar bersama produk 0.1% 0.9998
maka X = 0.1%*(D214+X)X=jumlah air yang terdapat dalam produk
mk:X= 0.001+(71.4466+X)0.999X= 10.0909X= 10.0929
jumlah air yang bersama produk sebesar 0.0913 kg/ jam
maka air menguap 24.9568-0.0913 327.2402komponen umpan produk
cake steam gas padatanNaCl 27.6823 0.0000 27.6823CaSO4 0.1391 0.0000 0.1391H2O 337.3331 2026.0895 10.0929NaHCO3 15779.3481 15.7793Na2CO3 0.0000 9946.0612CO2 4131.2482NH4OH 17.097902926227NH3 9.3457NH4Cl 101.2652 101.2652NH4HCO3 4.8378sub jumlah 16267.7036 0.0000 6166.6834 10101.0202jumlah 16267.7036 16267.7036
5.rotary cooler
komponen masukdari furnace jumlah
NaCl 27.6823 27.6823CaSO4 0.1391 0.1391H2O 10.0929 10.0929Na2CO3 9946.0612 9946.0612nahco3 15.7793NH4Cl 101.2652jumlah 10101.0202
0.1% padatan akan terbawa udara/gas menuju siklon
NaCl 0.0277CaSO4 0.0001H2O 0.0101na2CO3 9.9461nahco3 0.0157793481145765nh4Cl 0.101265235401895
10.1010yang ke belt
NaCl 27.6546CaSO4 0.1390H2O 10.0829na2CO3 9936.1152nahCo3 15.7636nh4cl 101.1640
10090.9192neracakomponen masuk komponen keluar
dari furnace ke siklon 1 ke beltNaCl 27.6823 0.0277 27.6546
CaSO4 0.1391 0.0001 0.1390H2O 10.0929 0.0101 10.0829Na2CO3 9946.0612 9.9461 9936.1152naHco3 15.7793 0.015779348115 15.7636nh4CL 101.2652 0.101265235402 101.1640sub jumlah 10101.0202 10.1010 10090.9192jumlah 10101.0202 10101.0202
7. siklon 1komponen masuk komponen keluar
ke stak ke beltNaCl 0.0277 2.7682319E-05 0.0277CaSO4 0.0001 1.39107131E-07 0.0001H2O 0.0101 1.00929458E-05 0.0101Na2CO3 9.9461 0.009946061246 9.9361naHco3 0.0157793481145765 1.57793481E-05 0.015763568766NH4Cl 0.101265235401895 0.000101265235 0.101163970166jumlah 10.1010 0.010101020201 10.0909
10.10108. belt
komponen masuk
dari siklon2 dari rotary cooler keluar beltNaCl 0.0276546367043917 27.6546 27.6823CaSO4 0.000138968023640159 0.1390 0.1391H2O 0.0100828528985004 10.0829 10.0929Na2CO3 9.9361 9936.1152 9946.0513nahCO3 0.0157635687664619 15.7636 15.7793nh4Cl 0.101163970166493 101.1640 101.2651
10.0909 10090.9192 10101.0101
5, Recovery di CSTRfiltrat RDVF
CaO
CaCl2
komponen masuk produk
cairan gasNaCl 2740.5496
NH4HCO3 478.9417H2O 33733.3124NH4Cl 10025.2583NaHCO3 120.2402nh4OH 1692.6924CaSo4 13.7716
CaCO3 194.6486MgO 2.5079SiO2 1.5605
Al2O3 1.5605Fe2O3 1.3654
CaO 5341.6857sub jumlah 48804.7662 5543.3286julmlah 54348.0948
conversi NH4Cl 98 %
rx1 2NH4Cl + CaO CaCl2+2NH3+H2ORX2 2NH4Cl + MgO MgCl2+2NH3+H2O
Rx1NH4Cl mula2 10025.2583 kg/jam= 187.3880 kmol/jamX= 0.9800NH4CL terkonversi 183.6402 kmol/jamCaO mula2 5341.6857 kg/jam 95.3872 kmol/jam
MK:2NH4Cl + CaO CaCl2 +2NH3 +H2O
M: 187.3880 95.3872R 183.6402 91.8201 91.8201sisa 3.7478 3.5671 91.8201
2NH4Cl sisa 4.0753*53.5= 200.5052 kg/jamcao sisa 103.2683*56= 199.7589 kg/jamCaCl2 trbntk 99.8457*111= 10192.0336 kg/jamNh3 grbntuk 199.6914*17= 3121.8842 kg/jamH2O trbntk 99.8457*18= 1652.7622 kg/jam
RX2 2NH4Cl + MgO MgCl2 +2NH3 +H2O
NH4Cl mula2 200.5052 kg/jam 3.7478 kmol/jamMgO mula 2.5079 kg/jam 0.0627 kmol/jamX MgO 0.8800 0.0552
M; 3.7478 0.0627R: 0.1103 0.0552 0.0552 0.1103sisa 3.6374 0.0075 0.0552 0.1103
NH4Cl sisa 194.6016 kg/jamMgO sisa 0.3009MgCl2 trbntk 5.2415NH3 trentuk 1.8759H2O terbentu 0.9931
RX3 NH4HCO3 NH3+ H2O CO2
m 6.06255312549r 6.06255312549 6.06255312549 6.06255312549 6.06255312548997
NH3 terbentuk 103.0634031333 kg/jamH2O terbentuk sebagai uap air 109.1259562588 kg/jamCo2 gas 266.7523375216 kg/jam
RX 4 NH4oH NH3 H20m 48.3626397056 48.36263970561 48.36263970561
NH3 terbentuk 822.1648749954 kg/jamH2O terbentuk sebagai uap air 870.527514701 kg/jam
dalam CSTR 80 oC terbentu 0.2 % H2O menjadi uap maka : 72.7334komponen masuk produk
cair gasCaSO4 13.7716 13.7716NaCl 2740.5496 2740.5496NH4HCO3 478.9417H2O 33733.3124 36293.9878 72.7334NH4Cl 10025.2583 194.6016NaHCO3 120.2402 120.2402NH4OH 1692.6924
CaCO3 194.6486 194.6486SiO2 1.5605 1.5605
Al2O3 1.5605 1.5605Fe2O3 1.3654 1.3654MgO 2.5079 0.3009
CaO 5341.6857 199.7589NH3 4048.9884MgCl2 5.2415CaCl2 10192.0336CO2 266.7523
49959.6207 4388.474154348.0948 54348.0948
NH3 yang dibutuhkan 4152.3479NH3 yang tersedia dari recoveri 4048.9884
jadi make up NH3 94.0138 kg/jam
6.Condenser Parsial kondisi 1 atm80 c
Komponen masukgas
H2O 2026.0895CO2 4131.2482NH3 9.3457Memisahkan CO2 dari campuran steam untuk umpan masuk ke reaktor. CO2 adalah komponen non condensable sehingga tidak mengembun.air merupakan komponen kondensable Nh3 juga akan menjadi liquid pada suhu 25 C dengan tekan 9,8 atm sehingga Nh3 juga bersifat non kondensableKirk Otmer keluaran dari Kiln kalsiner mengandung 99.7% kemurnian CO2 yang akan menjadi make upfeed pada reaktor.CO2 campuran dengan air 100/95*4438.0394 4143.6792air yang ikut menguap 77.6845air yang mengembun 1948.4049
komponen masuk produkgas cair gas
H2O 2026.0895 1948.4049 77.6845CO2 4131.2482 4131.2482NH3 9.3457 9.3457
1948.4049 4218.2785jumlah 6166.6834 6166.6834
gak usah diketik , gambarr lihat mbak upi or bob, 7,separator Hilangin aja massa separator di word, n kata separator di panas buang aja
memisahkan komponen fasa cair dan fasa gas pada produk keluaran condenser parsial
Komponen masuk produkcair gas cair gas
H2O 1948.4049 77.6845 1948.4049 77.6845CO2 4131.2482 4131.2482
sub jumlah 1948.4049 4208.9327 1948.4049 4208.9327jumlah 6157.3377 6157.3377
CO2 yang di recoveri sebayak 4398.0005CO2 yang dibutuhin 6349.2527
koNENDSWER PARSIAL
Umpan masuk KG/.JAM KMOL/JAM ZiH2O 2026.0895 112.5605257874 0.54376466777CO2 4131.2482 93.89200437739 0.453579567165NH3 9.3457 0.549749422536 0.002655765065
6166.6834 207.0022795874 1
PARAMETER TEKANAN UAP MURNI (YAWS)
A B C DH2O 29.8605 -3.15E+03 -7.30E+00 2.42E-09CO2 35.0187 -1.51E+03 -1.13E+01 9.34E-03NH3 37.1575 -2.03E+03 -1.16E+01 7.46E-03
T= 206.140455763024 K P= 11 Menghitung Buble point
komponen P'atm Ki=P'/P xi yi=Ki.xi
H2O 7.29606558656008E-06 7.29606559E-06 0.54376466777 3.967342679703E-06CO2 3.13452983559845 3.134529835598 0.453579567165 1.42175868609625NH3 0.135489105504655 0.135489105505 0.002655765065 0.0003598272331089Σ 1 1.42212248067204setelah di goal seek dapet T buble 206.140455763 K
-66.859544237 C
2 menhitung dew point
T= 362.747259291524 K P 1komponen P'atm Ki=P'/P yi xi=yi/Ki
H2O 0.6813 0.6813 0.5438 0.7981
CO2 220.2251 220.2251 0.4536 0.0021NH3 50.1044814707958 50.1044814708 0.002655765065 0.0001Σ 0.9973 0.8002setelah di goal seek dapet T dew 362.7472592915 k
89.74725929152 c
3 menhitung T kondensansi
T kondensasi harus berada di antara T buble dan T dew
misal T 35.8475832162885 C P= 1308.847583216288 K
misal persen umpan MENNGUAP(f) 0.477084413848
komponen P'atm Ki=P'/P Xf Xi
H2O 0.057752171 0.057752171 0.5438 0.9878CO2 80.1738 80.1738 0.4536 0.0117NH3 13.5694950858803 13.56949508588 0.002655765065 0.0004Σ 0.9973 0.9999
SEHINGGA t KONDENSASI PADA 35.84758321629 CDENGAN F 0.477084413848
KOMPONEN UAP DAPAT DIHITUNGA DENGAN
komponen yi=Ki.xi
H2O 0.0570CO2 0.9379NH3 0.0052Σ 1.0001
MAKAv= 98.757561222162 KMOL/JAML 108.244718365206 KMOL/JAM
207.002279587368
KARENA KOMPONEN CO2 YANG TERDAPAT DALAM FRAKSI CAIR SANGAT KECIL MAKA DIASUMSIKAN SEMUA CO2 BERADA DALAM FASE GAS
KOPONEN H20 TERUAPKAN 4.315807422237 KMOL/JAM 77.6845336002655MISAL CO2 MENUAP SELURHNYA MK 4131.2481926051NH3 mengupa seluruhnya 9.3457
JUMLAH AIR MENGEMBUN 1948.404930573716166.6833969622
∑i−1
Nc
xi=∑i−1
Ncxfi
f ( Ki−1)+1=1
komponen L KMOL/JAM L KG/JAM v KMOL/JAM V. KG/JAM
H2O 108.244718365206 1948.404930574 4.315807422237 77.6845336002655CO2 0 0 93.89200437739 4131.2481926051NH3 0.549749422536 9.3457Σ 1948.404930574 98.75756122216 4218.27846638848
6166.6834
komponen INPUT OUPUTCAIR GAS
H2O 2026.0895 1948.404930574 77.68453360027CO2 4131.2482 4131.248192605NH3 9.3457 9.3457Σ 6166.6834 1948.4049 4218.2785
6166.6834
kg/kmol NH4Cl 53.5 kg/kmolkg/kmol Na2CO3 106.0 kg/kmolkg/kmol CaCl2 111.0 kg/kmol NH4HCO3
MgCl2 95.0 NH4OH
maka
Yang sudah dari recoveri
Mixing tank setelah penambahan dari recoveri
karena ada penambhan air dari recoveri maka fress feed yang dimasukansebanyak 72.7334komponen
Komponen masukgaram industri
kg /jam NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107
jika sudah ada kandungan air dalam garam industri sebesar 0,4 kg maka maka fress feed yang dibutuhkan: H2O 55.6429kg /jam subjumlah 13910.7131
jumlah 51824.5325
Absorber dengan penambahan amoniak baru
kimponenumpan
NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 37969.4622NH3Co2 0.0000NH4 OH
51824.5325
perbandingan berat bahan baku NH#/NaCl adalah maka NH3 yang dibuthkanadalah 0.3jadi NH3 yang dibutuhkan
bila NH4OH dibutuhkan sebanyakmaka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak
38042.4786
mularNH3 yang diabsorb sebanyakair yang menyerap sebnayakjadi jumlah NH4OH
neraca masa di buble setelah penambahan CO2 baruNH4Cl
komponen absorberNaCl 13841.1595CaSO4 13.9107
kg/jam= 189.2808 kmol/jam H2O 33645.8750236.6010 kmol/jam NH4OH 8548.9515
2118.3287 kmol/jam CO2NH4ClNaHCO3
mula2 co2 harus ada agar na4oh dapat bereaksi seluruhnya NH4HCO356049.8966
33733.3124
kg/jamkg/jam
kg/jam
kg/jamkg/jamkg/jam
http://www.netl.doe.gov/publications/proceedings/04/carbon-seq/158.pdf
kg/jam
0.4713
kelarutan sodium bikarbonate pada 25 oC adalah 0.1 g NaHCO3/100g air
persen berat NaHCO3 padatan dalam larutan 0.2456
total larutan 64735.1367
maka kristal yang terbentuk adalah :
C=
Dimana :C= berat kristal yang terbentukF = berat larutan% wt= % berat nAhco3 dalam larutanDimana,
%w= 0.2456
MAKA C= 15779.34811458 KG
any
Komponen ρi (kg/m3)NaCl 2165.0000CaSO4 2960.0000H2O 997.0800
dalam liter NaHCO3 (aq) 2159.00001278.6291 NaHCO3 (l) 2159.0000
F x (% wt C6 H 4 NH2OH − % kelaru tan
1 − % kelaru tan )
4.6996 NH4Cl 1527.400033832.1021 NH4HCO3 1580.0000
6629.9093 NH4OH 880.0000
306.18961942.9435
43994.4732
Kebutuhan air pencuci pada RDF-301 = kandungan air yang terdapat dalam cake . (Mc.Cabe, 1985)voulme ruang kosong 0.01ml/gram Kirk Otmer , sehingga zat yang besrifat polar akan berada atau tercampur dalam cake
kg/jam337.33312400612527.6823190234151
17.097902926227101.2652354018954.837794918320280.13910713077093
terdecomposisi pada 60 Cterdekomposisi pada 340.0000 C
reaksi 2titk didih NH4OH pada 27 oC sehingga pada STD ini engan suhu 120 C asumsi akan terurai menjadi NH3 dan uap h2O secara sempurana
BM 35.0000 17.0000NH4OH NH3 +
M: 0.4885R; 0.4885 0.4885sisa 0.0000 0.4885
kg/jam NH3 Terbentuk 8.3047 kg/jamkg/jam H2O tervebtuk 8.7932 kg/jamkg/jamkg/jam
CTTan:
NH4HCO3 NH3 CO2M: 0.0612R; 0.0612 0.0612 0.0612sisa 0.0000 0.0612 0.0612
CO2 terbentuk= 2.6945 kg/jamNH3 terbentu 1.0410 kg/jamH2O terbentuk 1.1023 kg/jam
http://docs.google.com/viewer?a=v&q=cache:YQLS8RN43dgJ:www.ch.ntu.edu.tw/~genchem99/msds/exp21/Ammonium%2520hydroxide%2520water%2520solution.pdf+decomposition+of+ammonium+hydroxide&hl=id&gl=id&sig=AHIEtbTtel3g1iq0S3psR4tIpMq-xA-Vyw
kg/jam
bahan baku 80000ton/tahun kemurnian produk10101.0101 kg/jam CaSO4 0.0014 %
H2O 0.0999 %NaCl 0.2741 %nahCO3 0.156215390134382 %Na2CO3 98.4659 %nh4cl 1.0025 %
kondisi gas NH3
1,1 atm 30 C
CaCl2 +2NH3 +H2O
183.6402 91.8201183.6402 91.8201
MgCl2 +2NH3 +H2O
0.05520.0552
terdekomposisi pada suhu 60 oC Patnaik 2003,di dalam CSTR suhu 80 oCdianggapa terdekomposisi sempurna
48804.7662
0.0000
kadar NH3 yang ke absorber 92.2641
kandungan NH3 make up 99.7% jadi make up sebenranya 94.2966sehingga kandungan air = 0.2829
Memisahkan CO2 dari campuran steam untuk umpan masuk ke reaktor. CO2 adalah komponen non condensable sehingga tidak mengembun.Nh3 juga akan menjadi liquid pada suhu 25 C dengan tekan 9,8 atm sehingga Nh3 juga bersifat non kondensable
keluaran dari Kiln kalsiner mengandung 99.7% kemurnian CO2 yang akan menjadi make up
kg/jamkg/jamkg/jam
gak usah diketik , gambarr lihat mbak upi or bob, Hilangin aja massa separator di word, n kata separator di panas buang aja
memisahkan komponen fasa cair dan fasa gas pada produk keluaran condenser parsial
4.3158
kemurnian CO2 98.1543 %
E1.81E-067.76E-10
-9.58E-12
arm
YAWS
2.7897334678E-060.999744188998670.000253021267860.99974697873214
atm
0.9974
yi =ki*xi/Σkixi
xi =(yi/Ki)/(Σ yi/Ki)
log10 P=A+BT
+C log10T +DT +ET 2
0.00260.00010.9999
atm
0.987920759888120.011699628781310.00037961133057
1
77.6845
KARENA KOMPONEN CO2 YANG TERDAPAT DALAM FRAKSI CAIR SANGAT KECIL MAKA DIASUMSIKAN SEMUA CO2 BERADA DALAM FASE GAS
KG/JAM 0.693
∑i−1
Nc
xi=∑i−1
Ncxfi
f ( Ki−1)+1=1
over all
c
NaClCaSO4H2O
CaCO3MgCO3
SiO2Al2O3Fe2O3
NH3 make upNa2CO3NH4Cl
NaHCO3MgOCaO
MgCl2CaCl2
NaHCO3
79.000035.0000 kg/kmol
karena ada penambhan air dari recoveri maka fress feed yang dimasukankg
keluarfress feed Brine
13841.159513.9107 36.4534
37913.8194 37969.462237913.8194 2109.4146
51824.5325
pprodukmake up recovery top botom
0.0000 13841.15950.0000 13.9107
0.2829 72.7334 33645.875094.0138 4058.3341
266.7523 266.75230.0000 8548.9515
94.2966 4397.8199 266.7523 56049.896656316.6490 56316.6490
perbandingan berat bahan baku NH#/NaCl adalah pperbandingan umpan NH3 /NaCl
4152.3478535 244.255756089
bila NH4OH dibutuhkan sebanyak 222.894722887maka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak
NH3+ H2O NH4OH
244.2558 244.2558 244.2558NH3 yang diabsorb sebanyak 4152.3479 kgair yang menyerap sebnayak 4396.6036 kg
8548.9515
neraca masa di buble setelah penambahan CO2 baru
absorber top dari furnace dari separator top produk botoom produk2768.2319
13.91079.7529 77.6845 33733.3124
1709.7903266.7523 4199.8021 4131.2482 2149.4507
10126.523515899.5884
483.7795266.7523 4209.5550 4208.9327 2149.4507 64735.1367
66884.5874 66884.587414.1477
6547.4512
CO2 dibuthkan di unit CACO34199.8021
(A.Saberi at al,2008.precipitation kinetics of sodium bikarbonate in an industrial buble colum cristalizer. Wiley interscience)
100 air0.1 NaHCO3
( Chopey,N, Hal.108 F x (% wt C6 H 4NH2OH − % kelaru tan
1 − % kelaru tan )
titk didih NH4OH pada 27 oC sehingga pada STD ini engan suhu 120 C asumsi akan terurai menjadi NH3 dan uap h2O secara sempurana
18.0000H2O
0.48850.4885
H2O
0.06120.0612
http://docs.google.com/viewer?a=v&q=cache:YQLS8RN43dgJ:www.ch.ntu.edu.tw/~genchem99/msds/exp21/Ammonium%2520hydroxide%2520water%2520solution.pdf+decomposition+of+ammonium+hydroxide&hl=id&gl=id&sig=AHIEtbTtel3g1iq0S3psR4tIpMq-xA-Vyw
over all 2masuk
input out put komponen garam
13841.1595 2768.2319 NaCl 13841.159513.9107 13.9107 CaSO4 13.9107
38316.8312 38252.4856 H2O 55.64299733.4031 194.6681 NH3
5.2666 CaCO31.5605 1.5605 MgCO31.5605 1.5605 SiO21.3654 1.3654 Al2O3
94.0138 Fe2O39946.0612 13910.7131
295.866862009.0712
0.3009199.7647
5.241510192.0336 keluar
136.0196 komponen Belt 0562009.0712 62009.0711
NaCl 27.68230.0000316 CaSO4 0.1391
H2O 10.0929Na2CO3 9946.0513NH4Cl 101.2651
CaCO3 NH4HCO3MgO CaCO3SiO2 SiO2
Al2O3 Al2O3Fe2O3 Fe2O3CaO MgO
CaOMgCl2CaCl2
NAHCO3 15.7793
10101.0101
selisih
11390.8387
38042.4786
top produk
2149.4507
2149.4507
(A.Saberi at al,2008.precipitation kinetics of sodium bikarbonate in an industrial buble colum cristalizer. Wiley interscience)
http://docs.google.com/viewer?a=v&q=cache:YQLS8RN43dgJ:www.ch.ntu.edu.tw/~genchem99/msds/exp21/Ammonium%2520hydroxide%2520water%2520solution.pdf+decomposition+of+ammonium+hydroxide&hl=id&gl=id&sig=AHIEtbTtel3g1iq0S3psR4tIpMq-xA-Vyw
air proses maake up NH3 CaCO3 impurities air pencuci RDVF jumlah
13841.159513.9107
37913.8194 0.2829 9.75290892556628 337.3331 38316.831294.0138 94.0138
9733.40310771514 9733.40315.26657081980579 5.2666
1.5604654280906 1.56051.5604654280906 1.5605
1.36540724957928 1.365437913.8194 94.2966 9752.9089 337.3331 62009.0712
Siklon 902 condenser CSTR S-901 Evaporator
2.7682319023415E-05 2740.54961.3910713077093E-07 13.77161.0092945844345E-05 1948.4049 36293.9878 0.00000.0099460612455052
0.00010126523540189 194.6016
194.6486 0.019466806215431.5605 1.5604654281E-061.5605 1.5604654281E-061.3654 1.5019479745E-060.3009 2.5078908666E-06
199.7589 0.005875860788075.2415
10192.03361.5779348114576E-05 120.2402
0.0101 1948.4049 49959.6207 0.0253 0.0000
62009.0711
-0.00002
0.0000
jumlah
2768.231913.9107
38252.48569946.0612
295.86680.0000
194.66811.56051.56051.36540.3009
199.76475.2415
10192.0336136.0196
62009.0711
BM: NaCl 58.5000H2O 18.0000CaSO4 136.0000MgO 40.0000BM udara 28.9000
data Cp R=
komponen ANaCl 5.5260NaHCO3 5.1280CaCO3 12.5720Fe2O3 11.8120NH4Cl 5.9390CaCl2 8.6460CaO 6.1040
AMgO 10.4610MgCl2 21.8360Al2O3 -8.1210SiO2 2.4780komponen ANH3 22.6260H2O 8.7120NaCl 95.0160komponen AH2O 3.4700udara 3.3550NH3 3.5780CO2 5.4570udara 3.3550MgCO3
18.5200 0.0220Coeffs: -2.5700e+004 1.2248e+003 -4.4420e+000 7.6420e-003 -4.6090e-006Coeffs: 1.4001e+005 4.8571e+001 -1.6402e-003 0.0000e+000 0.0000e+000
Komponen A B C
-2570.0000 122.4800 0.0076
Data entalpi standar pada 25oC:ΔHf MgCO3 -261.9000 kcal/mol
-1095.7884 KJ/KMOLΔHf MgO -143.8100 kcal/mol
-601.7004 KJ/KMOLΔHf Caco3 -1206.9200 KJ/KMOL
CaSO4
Na2CO3(s)
ΔHf CaO -635.0900 KJ/KMOLΔHf CO2 -393.5090 KJ/KMOLΔHf MgCO3 -1095.7884 KJ/KMOLΔHf MgO -601.7004 KJ/KMOLΔHf H20( l) -285.8300 KJ/KMOLΔHf H2O( g) -241.8180 KJ/KMOLΔHf NaHCO3(aq) -929.8888 Kj/kmolΔHf Na2CO3 -1130.6800 Kj/kmolΔHf CO2 -393.5090 Kj/kmolΔHf H2O -285.8300 Kj/kmolΔHf NaCl -411.1530 Kj/kmolΔHf NH4HCO3ΔHf NH4OH -361.2000 Kj/kmolΔHf NH4Cl -314.4000 Kj/kmol
Cp NH4HCO3 = 0.3600 kkal/kg.C119.8699 kj/kmol K
ΔHf NH4HCO3 = 599.3493 Kj/kmol ΔHf Cacl2 -595.8000 Kj/kmol
ΔHƒ° (MgCl2) -153.2800 kcal/mol-641.3228 Kj/kmol
ΔHf NH3 -46.1100 Kj/kmol
1. MT
T1 30.0000 C303.0000 K
Komponen masukgaram industri fress feed
NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 55.6429 37913.8194subjumlah 13910.7131 37913.8194jumlah 51824.5325
a. Panas garam Input
umpan garam industri kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 55.6429 3.0913total 13910.7131 239.7946
b. Panas Fress Feed 37913.8194 2106.3233
c. Panas Pelarutan
Panas kelarutan NaCl=
maka panas NaCL yang terlarut
Panas Total Input 2007975.8063
Bila Panas Input samadenga panas out put maka
d. Panas Out put
Tin misal 36.7281 c309.7281 K
output garam industri kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 37969.4622 2109.4146total 51824.5325 2346.1179
input outputQ in NaCl 61400.5486Q in H2O 794287.9338Q NaCl aq 2007975.8621
total Err:522 Err:522
2. Absorber
kimponenumpan make up
NaCl 13841.1595 0.0000CaSO4 13.9107 0.0000H2O 37969.4622 0.2829NH3 0.0000 94.0138Co2 0.0000 0.0000NH3(aq) 0.0000 0.0000total 51824.5325 94.2966
56316.6490
a. Umpan masuk dari larutan garam
Tin 36.7281 C
309.7281 Kumpan kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 37969.4622 2109.4146total 51824.5325 2346.1179
b. Umpan Make Up NH3
Tin 30.0000 C303.0000 K
umpan garam industri kg/jam kmol/jamNH3 94.0138 5.5302H2O 0.2829 0.0157Total 94.2966 5.5459
c.Umpan Recovery
Tin 30.0000 C303.0000 K
umpan kg/jam kmol/jam
72.7334 4.0407
4058.3341 238.7255
CO2 266.7523 6.0626
total 4397.8199 248.8288
d. Pelarutan NH3
panas kelarutan ammonia 27.1000 kcal/kmol113.3863 Kj/kmol
Banyaknya NH3 terlarut 4152.3479 Kg/jamMaka Pnas pelarutan 27695.2503 Kj
Maka total panas umpan 2075733.4715
e. Panas Out TOP
Tin 30.0000 C303.0000 K
output kg/jam kmol/jamCo2 266.7523 6.0626
f Panas ouput bottom
output kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023
H2O
NH3
H2O 33645.8750 1869.2153NH3(aq) 8548.9515 244.2558total 56049.8966 2350.1743
Total Panas Keluar 803642.7592
g. Panas yang dilepaskan/diserap
Panas add = Pnas ouput-panas input-1272090.7123 Kj/jam
Bila Media pendingin adalah air maka banayak nya air yang dibutuhkan
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdT CPdT air CPin=Cp outt
M=Q/(Cpout-Cpin)Massa air 991.0496 Kmol/jjam
17838.8937 Kg/jaminput output
Q in brine 2007975.8621Q in make up 847.8752Q recovery 39214.4839Q pelarutan NH3 27695.2503 0.0000Q out Top 1345.9520Q out Bootom 802296.8072Q pndingin in 224204.8123Q pndingin out 1496295.5246total 2299938.2838 2299938.2838
3. Reaktor Bubble
Kondisi Opersi isotermal T=30 C P= 4 Atmkomponen absorber botom absorber topNaCl 13841.1595 0.0000CaSO4 13.9107 0.0000H2O 33645.8750 0.0000NH3(aq) 8548.9515 0.0000CO2 0.0000 266.7523NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000total 56049.8966 266.7523
66884.5874
a. Umpan absorber bottom
Tin 30.0000 C
303.0000 K
umpan kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33645.8750 1869.2153NH4OH 8548.9515 244.2558total 56049.8966 2350.1743
b. Umpan Top absorberumpan kg/jam kmol/jamCO2 266.7523 6.0626b1. umpan recyclerCO2 2149.4507 48.8512c. Umpan dari Pabri CaCO3 (BC 02)umpan kg/jam kmol/jamH2O 9.7529 0.5418CO2 4199.8021 95.4500total 4209.5550 95.9919
d. Umpan Kondenser separator
umpan kg/jam kmol/jamH2O 77.6845 4.3158CO2 4131.2482 93.8920total 4208.9327 98.2078
Total Energi masuk 858356.0111 KJ/jam
f. Panas OutToutput 30.0000 c
303.0000 Koutput kg/jam kmol/jamNaCl 2768.2319 47.3202CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33733.3124 1874.0729NH4Cl 10126.5235 189.2808NaHCO3 15899.5884 189.2808NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320CO2 2149.4507 48.8512total 66884.5874 2403.8831
e. Panas StandarRX1 NH4OH + CO2
195.4046 195.4046
RX2 NH4HCO3 + NACL
195.4046 236.6010189.2808 189.2808
6.1238 47.3202
sisa NH4HCO3 483.7795 kg
RX1= 269100.7353000RX2= -272979.6810
g.menghitung panas yang dserap dan dilepas
T=
∆HR(T)=
Bila ∆HoR(T)= Kj
Reaksi 1
output kmol/jamNh3(aq) -1.0000 -22.6260CO2 -1.0000 -5.4570
NH4HCO3 1.0000 0.0000total -28.0830
CpdT -71.4389nCpdT= -13959.4983maka ∆HR(T)= 269029.2964Q= 52569563.3535Reaksi 2output kmol/jamNaCl -1.0000 -5.5260NH4Cl 1.0000 5.1280NaHCO3 1.0000 12.5720NH4HCO3 -1.0000 0.0000total 2355.0320 12.1740
ΔHof 25 = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
Qp=FaoX2.∆HR(303K)
Panas Reaksi ada 303 K,∆HR(T)∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
CpdT 89.1501 KjnCpdT 16874.3950maka ∆HR(T)= -272890.5309maka Q -51652941.7852 Kj
maka Q total= 916621.5683 KJ/mol
Q pendingin Qin-Qout-Qreaksi KJ-866135.5014
Bila air masuk ada suhu 30 C dan keluar pada suhu 50 C
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296CPdT air keluar 1509.8088
m = 674.7815 mol
Q air dingin masuk 152655.5816 KJQair dingn keluar 1018791.0830 KJ
input Q reaksiQ in Bottom Abs 802296.8072 916621.5683Q in top ABS 1345.9520Q Pabrik CaCO3 21395.2588Q kndenser 22472.5122Q recycle 10845.4809Q pendinginin
Q pendingin outQ ProdukQproduk gastotal 858356.0111 916621.5683
5. Evaporator
komponen masuk uapNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 27443.7653NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000Total 0.0000 27443.7653
a. Panas aliran masuk
Tin`` 30.0000 c303.0000 K
umpan kg/jam kmol/jamNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 0.0000NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000Total 0.0000 0.0000
b. panas aliran keluar uap
Tout 105.0000 C378.0000 K
ouput kg/jam kmol/jamH2O 0.0000 0.0000
d. panas aliran liquid
output kg/jam kmol/jamNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 0.0000NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000total 0.0000 0.0000
Panas Penguapan (Hv) H2) pada Tc 647.3 K dan Tb 373 K=Panas penguapam (Hv)H2O pada 378 K adalah
Hv= 40.3996 Kj/Kmol
banyaknya H2O yang teruapkan sebesar= 0.0000sehingga Qv= 0.0000
d. Menghitung jumlah steam yang digunakan
Q steam=Qout+Qv-Qin
Qsteam= 0.0000 Kj/jam
Jka steam yang digunakan adalah team saturated dengan suhu 150C dengan tekanan P476 KpaHf= 632.1000 Kj/KgHv= 2745.4000 Kj/Kg
HV = HV ,b [ TC−T
TC−Tb ]0 ,38
2113.3000 Kj/Kg
maka jumlah steam yang dibutuhkan
m= 0.0000 Kg/jam steam yang dibutuhkan
Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/gsteam out 0.0000 632.1000
Komponen Fi Kg/jam HG KJ/gsteam in 0.0000 2745.4000
input outputQ in 0.0000Qstean in 0.0000Qsteanm out 0.0000Qv 0.0000Quap 0.0000Q liquid 0.0000
total 0.0000 0.0000
6 Kristalizer
komponen Kmol/jam
NaCl(l) 2768.2319CaSO4(s) 13.9107H2O(l) 33733.3124NH4Cl(l) 10126.5235NaHCO3(s) 15899.5884NH4HCO3 483.7795NH4OH 1709.7903total 64735.1367a. panas masukTin 30.0000 C
303.0000 k86.0000 F
Komponen Kmol/jamNaCl(l) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15899.5884 189.2808NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2306.1808
λsteam=
b. Pnas keluar
T- 22.0000 C295.0000 K
71.6000 Kkomponen output kmol
NaCl(s) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320c. Panas Kriatalisasipanas kristalisasi NaHCO3 = - panas kelarutan NaHCO3panas kelarutan NaHCO3= -17165.8800 kj/kmol (Perry’s, tabel 2-2)
maka panas kristalisasi= 17165.8800 Kj.kmol
maka panas kriatalisai bahan 3224599.9549 Kj/jam
d. Menghitng jumlah pendingin yang diperulkan
Qp= Qout-Qin-Qkristali-4660212.4272 Kj/jam
Bila air pendingin yang digunakan air maka
Bila air masuk ada suhu 25C dan keluar pada suhu50 C
Misal T nasuk 30.0000 C303.0000 K
86.0000 FQ=mCpdT CPdT air masuk 377.0969
CPdT air keluar 1509.8088
M air 4114.2078 Kmol/jam
Q in pendingin 1551454.9064 KjQout pendingin 6211667.3336 Kj
Input Q kritalisasiQin 897996.5970 3224599.9549
Qpedingin in 162987.2920
Qout pendinginQout produktotal 1060983.8891 3224599.9549
7. RDVF
Tin 22.0000 295.0000T ref 298.0000
a. Paas Mansukkomponen
umpan MolNaCl(s) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320
a.1 Pnas air PencuciT=30C
umpan MolH2O(l) 337.3331 18.7407
b. Panas Keluar mother liqud
Tout 295.3499T ref 298.0000komponen KgNaCl(l) 2740.5496 46.8470CaSO4(s) 13.7716 0.1013H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626Total 48804.7662 2164.2658c. Panas Keluar outTout 295.3499T ref 298.0000komponen KgNaCl 27.6823 0.4732
CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069
8 Kalsiner sodium bikarbonatekomponen Kg/jam Kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069a. Panas masukkomponen Kg/jam Kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069
b. Panas reaksi2NaHCO3 Na2CO3 +
187.6615 93.8308Panas reaksi mol reaktan yang bereaksi x HR(T)HR(T)= ∆Hf25 C+ CPdT
panas standar ∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
b.1 panas standar -836.1182 Kj/b.2 CpdT
Tin 120.0000393.0000
KomponenNaHCO3 -2.0000 -10.2560Na2CO3 1.0000 0.0000H2o 1.0000 3.4700co2 1.0000 5.4570total 1.0000 -1.3290CpdT= -1319.7261 Kj/Kmol
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
HR(T)= -2155.8443 Kj/kmolQ reaksi -404569.0419 Kj
Rx2 NH4HCO3
m 0.0612r 0.0612
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan) ∆Hf25 C= -1324.7983∆HR(T)= ∆HoR(TR)+∆CpdT
∆CpdT=Tin= 120.0000 c
393.0000 k
komponen ∆ANH4HCO3 -1.0000 0.0000NH3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120CO2 1.0000 5.4570total 2.0000 17.7470
CpdT 1749.4216 Kj∆HR(T)= 424.6233 KjQ= 26.0030 Kj
RX4 NH4oHr 0.4885
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan) ∆Hf25 C= 29.2600Tin= 120.0000 c
393.0000 kkomponen ∆ANH4OH -1.0000 22.6260NH3 1.0000 3.5780h2o 1.0000 8.7120
1.0000 34.9160CpdT -984.7231∆HR(T)= -955.4631Q -466.7547
Q reaks total -405009.7936
b.1 panas laten
Panas Penguapan (Hv) H2) pada Tc 647.3 K dan Tb 373 K=
Panas penguapam (Hv)H2O pada 393 K adalah
Hv= 39.5293 Kj/Kmol
banyaknya H2O yang teruapkan sebesar= 327.2402sehingga Qv= 718.6425
Sehing
9. Rotary Cooler Na2CO3
a. Panas masukKomponen Kg/jam kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4 0.1391 0.0010H2O 10.0929 0.5607Na2CO3 9946.0612 93.8308NaHCO3 15.7793 0.1878NH4Cl 101.2652 1.8928total 10101.0202 95.0536
b. Panas out ke beltTout 35.0000 C
308.0000 KKomponen Kg/jam kmol/jamNaCl 27.6546 0.4727
HV = HV ,b [ TC−T
TC−Tb ]0 ,38
CaSO4 0.1390 0.0010H2O 10.0829 0.5602Na2CO3 9936.1152 93.7369NaHCO3 15.7636 0.1877NH4Cl 101.1640 1.8909total 10090.9192 96.8494c. Panas out ke siklonTout 43.0207 C
316.0207 K
Komponen Kg/jam kmol/jamNaCl 0.0277 0.0005CaSO4 0.0001 0.0000H2O 0.0101 0.0006Na2CO3 9.9461 0.0938NaHCO3 0.0158 0.0002NH4Cl 0.1013 0.0019total 10.1010 0.0969d. Kebuthan udara keringQ pendinding -352100.3372 Kj/jam
Tin udara 30.0000 c303.0000 K
Tref 298.0000
Cp udara in 140.2427 GAK DIPKECp udara out 2105.3991
massa udara yang dibuthkan 179.17175178.0610
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara masuk 179.1717 140.2427
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara out 179.1717 2105.3991
input output
Qin 387733.6825Qout siklon 66.7788Qout belt 35566.5665Q pendingin inQ pendingin outtotal 387733.6825 35633.3453
10. Condenser pasial n separator
Tekanan Condenser Parsial : 1atmSuhu Masuk Condenser Parsial 393.0000Suhu Keluar Condenser Parsial 308.8476Suhu Bubble Point 206.1405Suhu Dew Point 362.7473Tref 298.0000
a. Panas masukkomponen Kg/jam kmol/jamH2O 2026.0895 112.5605CO2 4131.2482 93.8920NH3 9.3457 0.5497Total 6166.6834 207.0023
b. Panas kelauar fase gas
komponen Kg/jam kmol/jamH2O 77.6845 4.3158CO2 4131.2482 93.8920NH3 9.3457 0.5497Total 4218.2785 98.7576
c. Pans keluar fase cairkomponen Kg/jam kmol/jamH2O 1948.4049 108.2447
Total 1948.4049 108.2447pansa sensibel 1162728.9403panas pengembinan 88589.5088d. menghtung jumlah pendingin yang diperlukan
Qp= 1251318.4492 Kj/jam
Bila air masuk ada suhu 25 C dan keluar pada suhu50 C
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296CPdT air keluar 1509.8088
M air 974.8666 Kmol/jam
Q in pendingin 220543.7201 KjQout pendingin 1471862.1693 Kj
Input Q pengembunan
Qin 1211694.2065 88589.5088Pnas pendingin in
Q fse gas 0.0000Pnas pendingiin outtotal 1211694.2065 88589.5088
11.Heater
menaikan suhu 20 c dari sentrifuge menjadi 80 cumpan ke CSTRa. Panas masuk mother liquorTin
295.3499 K
komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658b. Panas outTout 80.0000 c
353.0000 K
komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626Nh4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658c. menghitung kebutuhan steam
Qp= 9447886.0781 Kj/jam
misal steam yang akan digunakan steam dengan suhu 150C dengan P 476 Kpa
Hf 524.9900 kj/kg
Hg 2713.5000 k/kg
lamda steam 2188.5100 k/kg
maka jumlah steam pemanas yang dibutuhkan 4317.0404
Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/gsteam pemanas out 4317.0404 524.9900
Komponen Fi Kg/jam HG KJ/gsteam pemanas in 4317.0404 2713.5000
input outputQin -430858.5899Qout 9017027.4883Q pemanas inQpemanas outtotal -430858.5899 9017027.4883
12. CSTR
a. Pnas moher liquor in
Tin 80.0000 c353.0000 k
komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658b. Panas masuk CaOTin 80.0000 c
353.0000 Kkomponen Kg Kmol
CaCO3 194.6486 1.9465MgO 2.5079 0.0627SiO2 1.5605 0.0260
Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085CaO 5341.6857 95.3872total 5543.3286 97.4463
c. Panas reaksi
Rx1 2NH4Cl + CaO
m 187.3880 95.3872reaksi 183.6402 91.8201sisa 3.7478 3.5671
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 290.0400 Kj/jam
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 80.0000 c353.0000 k
komponen
NH4Cl -2.0000 -11.8780CaO -1.0000 -6.1040CaCl2 1.0000 8.6460Nh3 1.0000 3.5780h20 91.8201 799.9369total 794.1789
CpdT 45164.1753 Kj∆HR(T)= 45454.2153 KjQ= 8347223.2522 Kj
Rx2`` 2NH4Cl + MgO
m 3.7478 0.0627r 0.1103 0.0552s 3.6374 0.0075
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 430.8804 Kj
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 80.0000 c353.0000 k
komponenNH4Cl -2.0000 -11.8780
∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
0,1103
MgO -1.0000 -10.4610MgCl2 1.0000 21.8360Nh3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120total 0.0000 11.7870
CpdT -1125.5029 Kj∆HR(T)= -694.6225 KjQ= -76.6496 Kj
Rx 3 NH4HCO3 NH3+
m 6.0626r 6.0626 6.0626
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= -1324.7983 Kj
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 80.0000 c353.0000 k
komponenNH4HCO3 -1.0000 0.0000NH3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120CO2 1.0000 5.4570total 2.0000 17.7470
CpdT 999.9675 Kj
∆HR(T)= -324.8308 KjQ= -1969.3040
RX4 NH4oH NH3
r 48.3626 48.3626
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 29.2600
∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
Tin= 80.0000 c353.0000 k
komponen
NH4OH -1.0000 22.6260NH3 1.0000 3.5780h2o 1.0000 8.7120
1.0000 34.9160CpdT -612.3657∆HR(T)= -583.1057Q -28200.5285
Qreaksi total 8316976.7701 Kj
d. panas out liquidTin 80.0000 c
353.0000 Kkomponen Kg KmolCaSO4 13.7716 0.1013NaCl 2740.5496 46.8470H2O 36293.9878 2016.3327NH4Cl 194.6016 3.6374NaHCO3 120.2402 1.4314
CaCO3 194.6486 1.9465SiO2 1.5605 0.0260
Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 0.3009 0.0075CaO 199.7589 3.5671
MgCl2 5.2415 0.0552CaCl2 10192.0336 91.8201
total 49959.6207 2165.6948
∆A
e. Q out gas
Tin 80.0000 c353.0000 K
komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791
f. Menghitung pendingin yang dibutuhkan
Qp= -8202752.5076 Kj
Bila air pendingin yang digunakan air maka
Bila air masuk ada suhu 25 C dan keluar pada suhu50 C
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296CPdT air keluar 1509.8088
M air 6390.5309 Kmol/jam
Q in pendingin 1445727.5480 KjQout pendingin 9648480.0556 Kj
Input Q reaksiQin mother liquor 9017027.4883 8316976.7701Qin Cao 238752.9008Qin pendinginQout pendinginQreaksiQout liquidQout gastotal 9255780.3890 8316976.7701
13. Kalsiner Kalsium Karbonatea. Panas CACO3 masukTin 30.0000 c
303.0000 k
komponen Kg KmolCaCO3 9733.4031 97.3340MgCO3 5.2666 0.0627
SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085H2O(l) 9.7529 0.5418total 9752.9089 97.9884
b. Pamas CaCO3 ke Rotari cooler
Tin 900.0000 c1173.0000 k
komponen Kg KmolCaCO3 194.6681 1.9467
SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 2.5079 0.0627CaO 5341.6916 95.3874total 5543.3539 97.4466
c. Panas gas out
Tin 900.0000 c1173.0000 k
komponen Kg KmolH2O(g) 9.7529 0.5418
CO2 4199.8021 95.4500total 4209.5550 95.9919
d. Qreaksi
RZ1 CaCO3m 97.3340r 95.3874s 1.9467
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 17117.0773 Kj
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 900.0000 c
∆HoR(TR)+∆CpdT
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
1173.0000 k
komponenCaCO3 -1.0000 -12.5720CaO 1.0000 6.1040CO2 1.0000 5.4570total 1.0000 -1.0110
CpdT -1394.7861 Kj
∆HR(T)= 15722.2912 Kj
Q= 1499707.6979 Kj
Rx2 MgCO3m 0.0627r 0.0627s 0.0000
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 752.5003 Kj
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 900.0000 c1173.0000 k
komponenMgCO3 -1.0000 0.0000MgO 1.0000 10.4610CO2 1.0000 5.4570total 1.0000 15.9180
CpdT 43689.2285 Kj
∆HR(T)= 44441.7288 Kj
Q= 2786.3751 Kj
Reaksi 3 H2O(l)m 0.5418
∆A
∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
r 0.5418
∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
∆Hf25 C= 23.8469 Kj
∆HR(T)=
∆CpdT=
Tin= 900.0000 c1173.0000 k
komponenH2O (l) -1.0000 -8.7120H2O(g) 1.0000 3.4700total 0.0000 -5.2420
CpdT -4332.4988 Kj
∆HR(T)= -4308.6519 Kj
Q= -2334.5494 Kj
Q total= 1500159.5236 Kj
e. Menghitung kebutuhan batubara
Qp=Qout-Qin-QrQp= 6775801.0452 Kj
Menurut mantell heat loss furnace terdur dari
radiasi 0.0170cooling 0.1000
maka total kehilangan panas= 0.8830
maka total kebutuhan panas adalah 7673613.8677
diketahui 1 kg batubara mengandung 29000.0000
maka kebuthan batubara adalah 264.6074
f.menghitung kebutuhan oksigen
∆HoR(TR)+∆CpdT
∆A
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
C + O2 CO2mol batubara = mol oksigen yang digunakan jadi mol batubara adalah
jadi oksigen yang dibuthkan adalah 705.6197
massa tersebut diperloeh dari udara sebnayak
INPUT Q reaksiQin 40314.9479 1500159.5236QpemanasQ out gasQout padatanQ rQ losstotal 40314.9479 1500159.5236
14. Rotary cooler CaOa. Pamas InputTin 900.0000 c
1173.0000 K
komponen Kg KmolCaCO3 194.6681 1.9467
SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 2.5079 0.0627CaO 5341.6916 95.3874total 5543.3539 97.4466
b.Panas ke belt Out
Tin 80.0000 c353.0000 K
komponen Kg KmolCaCO3 175.2013 1.7520
SiO2 1.5589 0.0260Al2O3 1.5589 0.0153Fe2O3 1.3639 0.0085MgO 2.5054 0.0626CaO 5336.3499 95.2920total 5518.5383 97.1564
c. Pnas ke siklon out
Tin 114.7897 c
387.7897 K
komponen Kg KmolCaCO3 19.4668 0.1947
SiO2 0.0016 0.0000Al2O3 0.0016 0.0000Fe2O3 0.0015 0.0000MgO 0.0025 0.0001CaO 5.3417 0.0954total 24.8156 0.2902
d. Kebuthan udara kering
Q pendinding -4213446.4189 Kj/jam
Tin udara 30.0000 c303.0000 K
Tref 298.0000
Cp udara in 140.2427 GAK DIPAKECp udara out 7736.9909
massa udara yang dibuthkan 554.6382209152.3159
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara masuk 554.6382 140.2427
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara out 554.6382 7736.9909
input output
Qin 4452987.1020Qout siklon 1947.5398Qout belt 237593.1433Q pendingin inQ pendingin outtotal 4452987.1020 239540.6831
15. Coller pendingin gas dari CSTR ke ABSa.panas masukTin 80.0000 c
353.0000 K
komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407
NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791
b. panas out
Tin 30.0000 c303.0000 K
komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791
c. Menghitung jumlah pendingin yang dibuuthkan
Qp= -392800.7967 Kj
Bila air pendingin yang digunakan air maka
Bila air masuk ada suhu 30 C dan keluar pada suhu50 C
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296CPdT air keluar 1509.8088
M air 306.0199 Kmol/jam
Q in pendingin 69230.7774 KjQout pendingin 462031.5741 Kj
Input OutputQin 431931.5840Qpendingin in 69230.7774Qout 39130.7873Qpendingin out 462031.5741total 501162.3614 501162.3614
16. Kompresor
menghitung T capuran gas yang masuk
m1.T1 + m2.T2 + m3.T3 = Mc.Tctotal masa1 masuk yang berasal dari kondenser 4218.2785T1 308.8476
massa 2 masuk berasal dari furnace calsium carbonate 4209.5550T2 1173.0000massa masuk 3 berasal dari absorber 266.7523T3 303.0000massa masuk recycle 2149.4507
303.0000jumlah massa campuran 10844.0365maka Tc adalah 643.0007 Kjadi suhu yang masuk kompresor adalah 643.0007
MENGHITUNG T OUT COMPRESOR
(y) dan rasio kompresi (Rc)
(Ludwig, 1963)
Jika Rc
= 3
4.0000
b.
Dimana untuk peristiwa kompresi,
Keterangan :
Temperatur keluar
Temperatur masukRc Rasio kompresi
m Polytropic Temperatur exponentEp Efisiensi politropik
Z
a. Menentukan jumlah stage
3,5 – 4 maka y (jumlah stage) yang digunakan benar. Digunakan 1 stage kompresor untuk mendapatkan rasio yang baik, dengan Rc adalah:
Menentukan temperatur keluar (T out)
Menghitung suhu keluaran CP-101, Tout
Tout = Tin
Tin
Tout
Rc=( Pout
Pin)1
y
¿
[ Rc ]m
m =Z×RCp ( 1
Ep+ X)
Rc=(41 )
11=4
X Compressibility function, XY Compressibility function, YR 8,314 kJ/kmol K
KOMPOSISI MASUK CP-501 F-201 Vurnace CACO3
H2O 77.6845 9.7529CO2 4131.2482 4199.8021total 4208.9327 4209.5550
b.1 kecepatan voumetrik
V = n x 22,4 x
3.6508
b.2 efisiensi politropikNilai Ep diperoleh dengan menghubungkan nilai lajuvolumetrik yang diperoleh pada gbr. 3.6 buku Coulson. R, vol.6, hal 75 untuk jenis kompresor sentrifugal.
Diperolh Ep= 0.6800
b.3 m= dimana untuk gas polyatom 1.3000
m= 0.3394
Tout'=Tin [Rc]^m 1029.2726 K
T'mean= 836.1366 K
Pmean= 2.5000 atm
Diket Tc H2o 647.1000Pc H2O 217.6659Tc CO2 304.2000Pc CO2 72.8645
1 kg gas ideal pada 0oC (273 K), 760 mmHg = 22,4 m3
3600
1 x
T
T
reff
in
(γ - 1 )γ . Ep
T in+T out '
2
P in+Pout
2
komponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134
Tr mean= 2.6895
Pr mean= 0.0330
18050.9495
X= 0.0010 (gbr 3.9 Coulson, 1983Y= 1.0000 (gbr 3.10 Coulson,1983)Z= 1.0000 (gbr 3.8 Coulson, 1983)
MAKA M =
M= 0.0007
Tout sebenarnya 643.6051 K
maka didapat Pin 1.0000kondisi opresai Tin= 643.0007
Pout 4.0000Tout 643.6051Tref 298.0000
maka neraca energi pada kompresor370.0007
1.Q inkomponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134
2. Qout
Cpmix (pada T’ mean) = Sxi.Cpi
T ' mean
∑ xi .Tc
P mean
∑ xi . Pc
m =Z×RCp ( 1
Ep+ X)
komponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134
Q kompresi 6986.9398 Kj
input Q kompresi
Q in 3942766.3005 6986.9398Q outQ kompresitotal 3942766.3005 6986.9398
3949753.240317. Cooler untukmenurunkan suhu dikompresor menjadi 30 C
a, Panas masuk
Tin 370.6051 c643.6051 K
komponen total kg/jam kmol/jam
H2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134
b. panas keluar
Tout 30.0000 c303.0000 K
komponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134
c. menghitng jumlah pendingin yangdiperlukan
Qp= -3893694.0365 Kj
Bila air pendingin yang digunakan air maka
Bila air masuk ada suhu 30 C dan keluar pada suhu50 C
Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K
Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296
CPdT air keluar 1509.8088
M air 3033.4661 Kmol/jam
Q in pendingin 686259.9752 KjQout pendingin 4579954.0116 Kj
Input OutputQin 3949753.2403Qpendingin in 686259.9752Qout 56059.2038Qpendingin out 4579954.0116total 4636013.2155 4636013.2155
kg/kmol CO2 44.0000 kg/kmolkg/kmol NH3 17.0000 kg/kmolkg/kmol NaHCO3 84.0000 kg/kmolkg/kmol CaO 56.0000 kg/kmol
8.3140 Kj/Kmol K
B C D E0.00200.01810.0026 -312000.00000.0097 -197600.00000.01610.0015 -30200.00000.0004 -104700.0000
B C D E0.1115 -0.00010.0144 0.00000.3869 -0.00030.1652 -0.0001
B C D E-0.1008 0.00020.0013 0.0000
-0.0311 0.0000 0.0000B C D E
0.0015 12100.00000.0006 -1600.00000.0030 -18600.00000.0010 -115700.00000.0006 -1600.0000
156800.0000 CP= A +BT+CT^2+DT^-2 Coeffs: -2.5700e+004 1.2248e+003 -4.4420e+000 7.6420e-003 -4.6090e-006Coeffs: 1.4001e+005 4.8571e+001 -1.6402e-003 0.0000e+000 0.0000e+000
D E
0.0000 0.0000 chem cad edisi 5
-1095788.3902
-601700.3757SMITH -1045716.0773
NH4CL
SMITH -635090.0000 MGOSMITH -393509.0000 MGCl2PATNAIK 2003 -995961.8760 NH3PATNAIK 2003 -601700.3757 H2OSMITH -285830.0000SMITH -241818.0000
-855340.9457-1066492.5937
-393509.0000-285830.0000-411153.0000
-361200.0000-314400.0000
-485608.2647-858757.1616
-852411.5600-46110.0000
Tref 298.0000 K
keluarBrine
13841.159513.9107
37969.4622
51824.5325
CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618377.0969 1165.7081
1433.6221 61400.5486
377.0969 794287.9338
1 cal 4.1840
1.1640 kg.cal/g mol perrys, 3-158 edsi 64870.1706 Kj/kmol
1152287.3239 Kj/Kmol
T ref 298.0000
CP ∆H (kj)596.9896 141248.3385983.4203 100.5888884.9028 1866626.9348
2465.3127 2007975.8621
Q pelarutan1152287.3239
pprodukrecovery top botom
0.0000 0.0000 13841.15950.0000 0.0000 13.9107
72.7334 0.0000 33645.87504058.3341 0.0000 0.0000
266.7523 266.7523 0.00000.0000 0.0000 8548.9515
4397.8199 266.7523 56049.896656316.6490
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)596.9896 141248.3385983.4203 100.5888884.9028 1866626.9348
2465.3127 2007975.8621
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)152.2450 841.9487377.0969 5.9265529.3419 847.8752
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)
377.0969 1523.7530
152.2450 36344.7789
222.0108 1345.9520
751.3527 39214.4839
patnaik 2003
244.2558 Kmol/jam
Kj/jam
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)222.0108 1345.9520
CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618
377.0969 704875.2391152.2450 37186.7277
1585.8671 802296.8072
Tout 45.0000 C318.0000 K
226.22961509.8088 1283.5792
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin in 991.0496 226.2296
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin out 991.0496 1509.8088
furnace dari separator recycle produk0.0000 0.0000 2768.23190.0000 0.0000 13.91079.7529 77.6845 33733.31240.0000 0.0000 1709.7903
4199.8021 4131.2482 2149.4507 0.00000.0000 0.0000 10126.52350.0000 0.0000 15899.58840.0000 0.0000 483.7795
4209.5550 4208.9327 2149.4507 64735.136766884.5874
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618377.0969 704875.2391152.2450 37186.7277
1585.8671 802296.8072
CP ∆H (kj)222.0108 1345.9520
222.0108 10845.4809
CP ∆H (kj) aliran gas total umpan377.0969 204.3217 umpan 222.0108 21190.9370 H2O599.1076 21395.2588 CO2
total
CP ∆H (kj)377.0969 1627.4775222.0108 20845.0347599.1076 22472.5122
Trfe 298.0000
CP ∆H (kj)254.2372 12030.5557802.2880 82.0618377.0969 706707.0383448.0644 84809.9995439.8719 83259.3063599.3493 3670.2899152.2450 7437.3455
3073.1527 897996.5970222.0108 10845.4809 TOP produk
3295.1635 908842.0779
NH4HCO3195.4046
NaHCO3+ NH4Cl
189.2808 189.2808
30.0000 C Tref 298.0000303.0000
∆B ∆C ∆D ∆E0.1008 -0.0002
-0.0013 0.0000 115700.00000.0000 0.0000
= 0.00000.0995 -0.0002 115700.0000
Q=delta H 255141.2370
∆B ∆C ∆D ∆E-0.0020 0.0000 0.00000.0181 0.0000 0.00000.0026 0.0000 0.00000.0000 0.0000 0.0000 0.00000.0188 0.0000 0.0000 0.0000
produk - ΔHF reaktan)
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)−D( 1T 2
− 1T1
))
Q=delta H -256105.2860
misal amoniak yang akan digunakan steam dengan suhu -33 C dengan P 101.33 Kpa
Q total -964.0491 HVHflamda steam
51450.1159maka jumlah steam pemanas yang dibutuhka
Tref 298.0000Tout 45.0000 C Komponen
318.0000 K amoniak in
Kj/kmol KomponenKj/kmol amoniak out
12146.0671 Kg/jam
output Qpendingin in Q pendingin out152655.5816 1018791.0830
897996.597010845.4809
908842.0779 152655.5816 1018791.0830
Liquid250.2330
12.57453049.3073
11213.434817606.1407
884.559433016.2497
Tref 298.0000
CP ∆H (kj)254.2372 0.0000802.2880 0.0000377.0969 0.0000448.0644 0.0000439.8719 0.0000599.3493 0.0000
3073.1527 0.0000
Tref= 298.0000
CP ∆H (kj)6061.7973 0.0000
CP ∆H (kj)4116.7562 0.00002855.0238 0.00006061.7973 0.00007570.7217 0.00007490.5974 0.00009589.5888 0.0000
37684.4853 0.0000
40.6830 Kj/Kmol
Kmol/jamKj
Jka steam yang digunakan adalah team saturated dengan suhu 150C dengan tekanan P476 Kpa
Kg/jam steam yang dibutuhkan
Q amoniak in0.0000
Q amoniak in0.0000
Tref 298.0000
Cp H254.2372 12030.5557802.2880 82.0618377.0969 706707.0383448.0644 84809.9995439.8719 83259.3063599.3493 3670.2899152.2450 7437.3455
3073.1527 897996.5970
Tref 298.0000
Cp KJ/kmol C H
-152.3465 -7209.0660587.5421 60.0965
-226.1441 -423810.6107-267.2319 -50581.8702-262.1125 -49237.6778-262.1125 -375.1961-359.6096 -2202.1739
-87.1909 -4259.3771-1029.2060 -537615.8753
kj/kmol (Perry’s, tabel 2-2)
Tref 298.0000Tout 45.0000 C
318.0000 K113.0000 F
Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/KgKj/kmol
74055.7405 Kgjam
densitas air 1000.0000 kg/m374.0557 m3air yang dibutuhkan
Output Komponenair pendingin in
Komponen4823199.7192 air pendingin out-537615.87534285583.8440
C
Cp H Neraca panas sekitar RDF-301 :-152.3465 -7209.0660587.5421 60.0965
-226.1441 -423810.6107 maka Q masuk + Q air pncuci = Q liquid + Q cake-267.2319 -50581.8702-262.1125 -49237.6778 misal suhu produk liquid = cake maka-262.1125 -375.1961-359.6096 -2202.1739 Q liquid + Q cake=
-87.1909 -4259.3771-1029.2060 -537615.8753 Mentrial suhu keluaran
umpanNaCl(l)
Cp H CaSO4(s)377.0969 58755.6232 H2O(l)
NH4Cl(l)NaHCO3(s)NaHCO3(aq)NH4HCO3
C NH4OHtotal
Cp H-134.5842 -6304.8660596.9217 60.4454
-199.7709 -374385.1807-236.1238 -44246.7647-231.6094 -331.5330-317.6644 -1925.8571
-77.0188 -3724.8337-599.8498 -430858.5899
C
Cp H-134.5842 -63.6855
Σ Q.
in = ΣQ.
out
596.9217 0.6106-199.7709 -3743.8518 Q in-231.6094 -43507.6878 Qout mother liquor-236.1238 -446.9370 Qout Cake
-77.0188 -37.6246 Qair pencuci-317.6644 -19.4531 total
30.9572 -47818.6293
Cp H-134.5842 -63.6855596.9217 0.6106
-199.7709 -3743.8518-231.6094 -43507.6878-236.1238 -446.9370
-77.0188 -37.6246-317.6644 -19.4531-599.8498 -47818.6293
CO2(gas)+ H2O(gas)93.8308 93.8308
= mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)
C Tref 298.0000k
-0.03630.0000 0.0000 0.00000.0015 0.0000 12100.00000.0010 0.0000 -115700.0000
-0.0338 0.0000 -103600.0000
∆B ∆C ∆D
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
NH3+ H2O CO2
0.0612 0.0612 0.0612
= mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)Kj
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D0.0000 0.0000 0.0000
0.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.00000.0010 0.0000 -115700.00000.0053 0.0000 -134300.0000
NH3 H200.4885 0.4885
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D-0.1008 0.0002 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000
-0.0965 0.0002 -18600.0000
40.6830 Kj/Kmol
kg/jam 18.1800 kmol/jamKj
Cp H4900.2763 2318.82073275.6980 3.35057205.0291 4039.99823863.1574 362483.02109002.5882 1691.13069085.6337 17197.3613
37332.3826 387733.6825
Tref 298.0000
Cp H508.8824 240.5634
936.8480 0.9573754.4309 422.6009352.4311 33035.8095883.5158 165.8019899.4763 1700.8335
3436.1082 35566.5665
Tref 298.0000
Cp H4591.1058 2.17251153.2931 0.00121360.2219 0.7627
644.2965 60.45481603.0615 0.30111630.5959 3.0864
10982.5747 66.7788
misalTout 100.0000 C373.0000 K
Kmol/jamKg/jam
Q udara25127.5152
Q udara377227.8524
Quadar pendingin in Quadara pendingin out135207.9140 487308.2512
135207.9140 487308.2512
kk 35.8476k -66.8595 ck 89.7473 c
Cp H7205.0291 811001.86064250.5488 399092.54882910.0478 1599.7971
14365.6257 1211694.2065
Cp H818.4188 3532.1378 0.0437481.9523 45251.4713 0.9507330.4362 181.6571 0.0056
1300.3711 48965.2662 0.9944
Cp H818.4188 88589.5088
818.4188 88589.5088
Tref 298.0000Tout 45.0000
318.0000
Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/KgKj/kmol
17547.5983 Kgjam
densitas air 1000.0000 kg/m317.5476 m3air yang dibutuhkan
Output Qpendigin in Qpendingin out
220543.7201 1471862.1693
48965.2662
48965.2662 220543.7201 1471862.1693
CpKJ/Kmol C H-134.5842 -6304.8660-199.7709 -374385.1807-236.1238 -44246.7647-231.6094 -331.5330-317.6644 -1925.8571
-77.0188 -3724.8337596.9217 60.4454
-599.8498 -430858.5899
Tref 298.0000
Cp H2819.0497 132064.02344161.0466 7798104.72615112.8170 958080.58785112.8170 7318.64756592.8423 39969.45671680.4527 81271.12952161.8951 218.9174
25479.0254 9017027.4883
Kg steam yang dibutuhkan
Q amoniakout2266403.0378
Q amoniak in11714289.1159
Q steam in Q stea out11714289.1159 2266403.0378
MRTref
Mr CaCO3Mr MgCO3
Cp H Mr CaO2819.0497 132064.0234 Mr MgO4161.0466 7798104.7261 Mr CO25112.8170 958080.5878 Mr H2O5112.8170 7318.6475 Mr H26592.8423 39969.4567 Mr O21680.4527 81271.1295 SiO22161.8951 218.9174 Al2O3
27640.9205 9017027.4883 Fe2O3MgCl2
Tref 298.0000 CaCl2
Cp H4785.0538 9314.04012104.0121 131.91572528.9009 65.77104632.1452 70.86565985.6366 51.08012401.9902 229119.2283
22437.7388 238752.9008
CaCl2 +2NH3 +H2O
91.8201 183.640291.8201 183.6402
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D
-0.0322 0.0000 0.0000-0.0004 0.0000 104700.00000.0015 0.0000 -30200.00000.0030 0.0000 -18600.00000.1148 0.0000 0.00000.0867 0.0000 55900.0000
MgCl2 +2NH3 +H2O
0.0552 0.1103 0.05520.0552 0.1103 0.0552
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D-0.0322 0.0000 0.0000
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
0,1103
-0.1115 0.0001 0.00000.0144 0.0000 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000
-0.1251 0.0001 -18600.0000
H2O CO2
6.0626 6.0626
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D0.0000 0 0.00000.0030 0 -18600.00000.0013 -0.00000018 0.00000.0010 0 -115700.00000.0053 -0.00000018 -134300.0000
H20
48.3626
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D
-0.1008 0.0002 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000
-0.0965 0.0002 -18600.0000
Tref 298.0000
Cp H2161.8951 218.91742819.0497 132064.02344161.0466 8390054.14425112.8170 18597.42735112.8170 7318.64754785.0538 9314.04012528.9009 65.77104632.1452 70.86565985.6366 51.08012104.0121 15.82992401.9902 8568.19381466.8213 80.92974050.0067 371872.1150
45160.2972 8938073.0676
Tref 298.0000
Cp H4161.0466 16813.73581680.4527 400243.14682453.5375 14874.70158295.0368 431931.5840
Tref 298.0000Tout 45.0000
318.0000
Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/KgKj/kmol
115029.5560 Kgjam
densitas air 1000.0000 kg/m3115.0296 m3air yang dibutuhkan
Output Q pendingin in Q pendingin out1445727.5480 9648480.0556
8938073.0676431931.5840
9370004.6516 1445727.5480 9648480.0556
Tref 298.0000
Cp H411.9188 40093.7142
11.7231 0.7350
216.9407 5.6421397.8856 6.0871521.1856 4.4477377.0969 204.3217
1936.7507 40314.9479
Tref 298.0000
Cp H99074.4386 192866.289857290.6808 1490.002174530.6558 1140.2207
133701.5516 1140.981738531.4497 2415.816844596.4142 4253933.7909
447725.1908 4452987.1020
Tref 298.0000
Cp H69273.9362 37534.577340081.2145 3825753.8375
109355.1507 3863288.4147
CaO + CO2
95.3874 95.387495.3874 95.3874
tref 298.0000
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
∆B ∆C ∆D-0.0026 0.0000 312000.00000.0004 0.0000 -104700.00000.0010 0.0000 -115700.0000
-0.0011 0.0000 91600.0000
MgO + CO2
0.0627 0.06270.0627 0.0627
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D0.0000 0.0000 0.00000.1115 -0.0001 0.00000.0010 0.0000 -115700.00000.1126 -0.0001 -115700.0000
H2O(g)
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
0.5418
tref 298.0000
∆B ∆C ∆D-0.0013 0.0000 0.00000.0015 0.0000 12100.00000.0002 0.0000 12100.0000
Kj/jam
KJ (Peray, Kurt E hal 62)
KG batubara
∫Tref
T
ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2
(T 2 -T2
R) + ΔC3
(T 3 -T3
R)−ΔD( 1T
- 1
TR))
22.0506 mol
Kg
3360.0936 kg UDARA
OUTPUT Q loss Q hotgas897812.8225 7673613.8677
3863288.41474452987.1020
8316275.5167 897812.8225 7673613.8677
Tref 298.0000
Cp H99074.4386 192866.289857290.6808 1490.002174530.6558 1140.2207
133701.5516 1140.981738531.4497 2415.816844596.4142 4253933.7909
447725.1908 4452987.1020
Tref 298.0000
Cp H4785.0538 8383.47442528.9009 65.70534632.1452 70.79485985.6366 51.02402104.0121 131.78392401.9902 228890.3608
22437.7388 237593.1433
Tref 298.0000
Cp H8044.6689 1566.04014281.9160 0.11147824.3585 0.1197
10023.5129 0.09413522.4158 0.22083993.7548 380.9537
37690.6269 1947.5398
misalTout 300.0000 C573.0000 K
Kmol/jamKg/jam
Q udara77783.9461
Q udara4291230.3650
Qpendingin in Q pendingin out#REF! #REF!
#REF! #REF!
Tref 298.0000
Cp H4161.0466 16813.7358
1680.4527 400243.14682453.5375 14874.70158295.0368 431931.5840
Tref 298.0000
Cp H377.0969 1523.7530152.2450 36261.0823222.0108 1345.9520751.3527 39130.7873
Tref 298.0000Tout 45.0000
318.0000
Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/KgKj/kmol
5508.3585 Kgjam
densitas air 1000.0000 kg/m35.5084 m3air yang dibutuhkan
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin in 306.0199 226.2296
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin out 306.0199 1509.8088
kg/jamk
kg/jmKkg/jmK
Kg/jam370.0007
K 370.0007
suhu rata
(Coulson, 1983)
Temperatur masuk
Polytropic Temperatur exponent
) yang digunakan benar. Digunakan 1 stage kompresor untuk mendapatkan rasio yang baik, dengan Rc adalah:
[ Rc ]m
Compressibility function, XCompressibility function, Y
Compressibility factor
top ABS-201 TOP BUBLe total kmol/jam
87.4374 4.8576266.7523 2149.4507 10747.2533 244.2558266.7523 10834.6907 249.1134
m3/detik
Nilai Ep diperoleh dengan menghubungkan nilai lajuvolumetrik yang diperoleh pada gbr. 3.6 buku Coulson. R, vol.6, hal 75 untuk jenis kompresor sentrifugal.
KatmKatm
3600
1 x
T
T
reff
in
Xi. XiPc xi.Tc Cp10.0195 4.2444 12.6183 30923.48740.9805 71.4437 298.2682 17794.94701.0000 75.6881 310.8864 48718.4344
Kj/kmol
(gbr 3.10 Coulson,1983)(gbr 3.8 Coulson, 1983)
370.6051 C
atmKatmKK
Cp masuk Q26556.4652 129001.633515613.8169 3813764.667042170.2822 3942766.3005
Cp masuk Q26603.9140 129232.122115641.4783 3820521.118242245.3923 3949753.2403
out put
3949753.2403
3949753.2403
terf 298.0000
Cp masuk Q
26603.9140 129232.122115641.4783 3820521.118242245.3923 3949753.2403
Tref 298.0000
Cp masuk Q377.0969 1831.7992222.0108 54227.4046599.1076 56059.2038
Tref 298.0000Tout 45.0000
318.0000
Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/Kg
Kj/kmol
54602.3906 Kgjam
densitas air 1000.0000 kg/m354.6024 m3air yang dibutuhkan
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin in 3033.4661 226.2296
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin out 3033.4661 1509.8088
NH4Cl 53.5000 kg/kmolNa2CO3 106.0000 kg/kmolCaCl2 111.0000 kg/kmol NH4HCO3 79.0000MgCl2 95.0000 kg/kmol NH4OH 35.0000
Cp /R at 25 C6.1110
10.53909.8480 solid
12.4800 Cp/R=A+BT+DT^-2 Smith10.7410
8.76205.0580
Cp at 25 C36.5900 solid26.2520 Cp=A+BT+CT^2 Yaws79.112043.1370
Cp /R at 25 C9.7180 Liquid9.0690 Cp/R= A+BT+CT^2 Smith
CP= A +BT+CT^2+DT^3 Yaws Cp /R at 25 C
4.03803.5090 gas4.46704.4670 Cp/R= A+BT+CT^2 +DT^-2 smith3.5090
perry pada 273 K
-314400.0000
-601700.3757-852411.5600 27082.8384
-46110.0000-285830.0000
38.8157
752.5030
J
yang dipakemisal amoniak yang akan digunakan steam dengan suhu -33 C dengan P 101.33 Kpa
HV 1417.4980 kj/kg
Hf 47.9006 k/kg
lamda steam 1369.5974 kj/kg
maka jumlah steam pemanas yang dibutu 928.8063
Komponen Fi Kg/jam HfKJ/gamoniak in 928.8063 47.9006
Komponen Fi Kg/jam Hv KJ/gamoniak out 928.8063 1417.4980
Q in224204.8123 input Qpelarutan
Q in brine 2007975.8621 27695.2503Q out Q in make up 847.8752
1496295.5246 Q recovery 39214.4839Q pndingin inQ out TopQ out Bootom
Q pndingin outtotal 2048038.2212 27695.2503
produk top
2149.4507
mencari Tmasuk rata2 setelah penamabahan panas bahan masuk lain
kg/jam kmol/jam CP ∆H (kj)87.4374 4.8576 377.0969 1831.7992
10747.2533 244.2558 222.0108 54227.404610834.6907 249.1134 599.1076 56059.2038
∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)−D( 1T 2
− 1T1
))
gak dipakemisal amoniak yang akan digunakan steam dengan suhu -33 C dengan P 101.33 Kpa
1417.4980 kj/kg 240.0000
47.9006 k/kg
1369.5974 kj/kg
maka jumlah steam pemanas yang dibutuhka 632.4015 Kg amoniak yang dibutuhkan Pery,3-125
Fi Kg/jam HfKJ/g Q amoniak in632.4015 47.9006 30292.4131
Fi Kg/jam Hv KJ/g Q amoniak in632.4015 1417.4980 896427.9145
Pendingin yang digunakan = amonia pada T = -33.5 oC Hv ammonia pada -33,5 oC = 1417,498 kJ/kgHf ammonia pada -33,5 oC = 47,9006 kJ/kg λ (panas laten) = 1369,5973 kJ/kg
3402.6151 Kg amoni8506537.7013 rupiah
HV Komponen Fi KG/jam HVamoniak 3402.6148 1417.4980
Komponen Fi KG/jam Hfamoniak 3402.6148 47.9006
Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q in4114.2078 377.0969 1551454.9064
Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q out4114.2078 1509.8088 6211667.3336
Neraca panas sekitar RDF-301 :
297.2783maka Q masuk + Q air pncuci = Q liquid + Q cake
misal suhu produk liquid = cake maka
-478860.2521 Kj/jam Tin 22.3499 295.3499T ref 298.0000
Mol Cp H2768.2319 47.3202 -134.5842 -6368.5515
13.9107 0.1023 596.9217 61.055934070.6455 1892.8136 -199.7709 -378129.032510126.5235 189.2808 -236.1238 -44693.7017 trial buat dapretin suhu keluaran15779.3481 187.8494 -231.6094 -43507.6878
120.2402 1.4314 -231.6094 -331.5330483.7795 6.1238 -317.6644 -1945.3102
1709.7903 48.8512 -77.0188 -3762.458365072.4698 2373.7727 -831.4592 -478677.2191
Input output-537615.8753
-430858.5899-47818.6293
58755.6232 -183.0329-478860.2521 -478677.2191
c. Q out put padatanTout 120.0000 C Tref
393.0000 Kkomponen Kg/jam kmol Cp H
NaCl 27.6823 0.4732 4900.2763 2318.8207CaSO4 0.1391 0.0010 3275.6980 3.3505H2O 10.0929 0.5607 7205.0291 4039.9982Na2CO3 9946.0612 93.8308 3863.1574 362483.0210NaHCO3 15.7793 0.1878 9002.5882 1691.1306NH4Cl 101.2652 1.8928 9085.6337 17197.3613total 10101.0202 96.9464 37332.3826 387733.6825
d. Q out gasTout 120.0000 C
393.0000 Kkomponen Kg/jam kmol Cp HH2O 2026.0895 112.5605 7205.0291 811001.8606CO2 4131.2482 93.8920 4250.5488 399092.5488NH3 9.3457 0.5497 2910.0478 1599.7971Total 6157.3377 207.0023 11455.5779 1211694.2065
e. Jumlah steam yang dibutuhkan
Q p= Qout-Qin-QrQp= 2051537.6694 Kj/jam
INPUT Q reaksi Q laten OUTPUTQin -47818.6293 -405009.7936 718.6425Qsteam inQ out gas 1211694.2065
Qout padatan 387733.6825Qsteam out
total -47818.6293 -405009.7936 718.6425 1599427.8890
misal steam yang akan digunakan steam dengan suhu 150C dengan P 476 Kpa
Hf 524.9900 kj/kg
Hg 2713.5000 k/kg
lamda steam 2188.5100 k/kg
maka jumlah steam pemanas yang dibutu 937.4130 Kg steam yang dibutuhkan
Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/g Q amoniakoutsteam pemanas out 937.4130 524.9900 492132.4376
Komponen Fi Kg/jam HG KJ/g Q amoniak insteam pemanas in 937.4130 2713.5000 2543670.1070
menghitung massa udara yang dibutuhkan
Q= 352100.3372 Kj/jamCpu 29.1738 kj/kmol k
1.0095 Kj/kg KTG1 303.0000 KTG2 316.0207 K
Mu= 26787.7701 kg/jam10% dilebihkan 29466.5471 kg/jam
Qpendingin in 135207.9140 Kj/jamQpendingin out 487308.2512 Kj/jam
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q inair pendingin in 974.8666 226.2296 220543.7201
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q outair pendingin out 974.8666 1509.8088 1471862.1693
100.0000 kg/kmol84.0000 kg/kmol56.0000 kg/kmol40.0000 kg/kmol44.0000 kg/kmol18.0000 kg/kmol
2.0000 kg/kmol32.0000 kg/kmol60.0000 kg/kmol
102.0000 kg/kmol160.0000 kg/kmol
95.0000111.0000
91.820191.8201
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q inair pendingin in 6390.5309 226.2296 1445727.5480
Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q outair pendingin out 6390.5309 1509.8088 9648480.0556
menghitung massa udara yang dibutuhkan
Q= 4213446.4189 Kj/jamCpu 29.1738 kj/kmol k
1.0095 Kj/kg KTG1 303.0000 KTG2 #REF! K
Mu= #REF! kg/jam
Q pendingin in #REF! Kj/jamQout #REF! Kj/jam
Q=M U CpU (T G2−T G1 )
Q in69230.7774
Q out462031.5741
127.0000
x.Cpi602.9986
17447.950918050.9495
Q in686259.9752
Q out4579954.0116
kg/kmolkg/kmol
∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)−D( 1T 2
− 1T1
))
∫CpdT=A (T 2−T 1 )+B2
(T 22−T 1
2 )+ C3
(T23−T 1
3 )
∫CpdT =R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)+ C3
(T 23−T 1
3))∫CpdT=A (T 2−T 1 )+
B2
(T 22−T 1
2 )+ C3
(T23−T 1
3 )+ D4
(T 24−T1
4 )
∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)+ C3
(T 23−T 1
3)−D( 1T 2
− 1T1
))
misal amoniak yang akan digunakan steam dengan suhu -33 C dengan P 101.33 Kpa
240.0000
Kg amoniak yang dibutuhkan Pery,3-125
Q amoniak in44490.3797
Q amoniak in1316581.0920
output Pendingin in pendingin out44490.3797 ###
0.00001345.9520
802296.8072
803642.7592 44490.3797 ###
panas laten
1369.5974
Q in4823199.7192
Q out162987.2920
C
trial buat dapretin suhu keluaran
298.0000
Tref 298.0000
Q steam Qsteam out2543670.1070 492132.4376
2543670.1070 492132.4376
Menurut mantell heat loss furnace terdur dari
radiasi 0.0170 GAK DIPAKE
cooling 0.1000
maka total kehilangan panas= 0.8830
maka total kebutuhan panas a 2323372.2190 Kj/jam
diketahui 1 kg batubara meng 29000.0000 KJ (Peray, Kurt E hal 62)
maka kebuthan batubara adal 80.1163 KG batubara
f.menghitung kebutuhan oksigen
C + O2 CO2mol batubara = mol oksigen yang digunakan jadi mol 6.6764 mol
jadi oksigen yang dibuthkan a 213.6434 Kg
massa tersebut diperloeh dari udara sebnayak ### kg UDARA
Data MRKomponen ρi (kg/m3) vis (cp)NaCl 2165.0000 2.1000 Mr CaCO3 100.0000CaSO4 2960.0000 10.0000 Mr MgCO3 84.0000H2O 997.0800 0.8937 Mr CaO 56.0000NaHCO3 (aq) 2159.0000 0.9750 Mr MgO 40.0000NaHCO3 (l) 2159.0000 0.9750 Mr CO2 44.0000NH4Cl 1527.4000 1.2200 Mr H2O 18.0000NH4HCO3 1580.0000 0.0370 Mr H2 2.0000Total Mr O2 32.0000
SiO2 60.00001m3 35.3130 ft3 Al2O3 102.00001 ft3 7.4810 US gallon Fe2O3 160.00001 in 2.5400 cm MgCl2 95.00001 in 0.0254 m CaCl2 111.00001 in 0.0833 ft1 ft 0.3048 ft1 ft 12.0001 in1 ft 0.3048 mgc 32.1740 lbm ft/lbf.s2g 32.1740 ft/s21 rad= 0.1590 rps1hp 0.7450 kw1kg/m3 0.0624 lb/ft31cp= 2.4196 lb/ftjam1 kJ/(kg K) 0.2389 Btu/lb F1 w /m2K= 0.1761 Btu/ ft2 h oF1 kJ/kg = 0.4229 Btu/ lbm1 atm= 14.7000 psi1cp= 0.0010 kg/ms1 dyne 0.0000 kgm/s2
1dyne/cm 0.0010 kg/s2
1kj= 0.9478 BTU
1 lb 0.4536 kg1kw 1.3415 Hp1cp 2.4200 lb/ft hr
1 kJ/(kg K) 0.2389 Btu/(lbm oF) 1kJ 0.0003 kWh 1 W/m.K 0.5779 Btu/(ft h oF) 1 kcal/(kg oC) 1 Btu/(lbm oF)
4.1868 KJ/ (kg K)
1lb/ft2 0.0069 lb/in2
1 in2 0.0069 ft21 in2 0.0006 m2
∫CpdT=A (T 2−T 1 )+B2
(T 22−T 1
2 )+ C3
(T23−T 1
3 )+ D4
(T 24−T1
4 )
∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2
(T 22−T 1
2)+ C3
(T 23−T 1
3)−D( 1T 2
− 1T1
))
1 ft2 0.0925 m2
kg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmol
KEBTUTHAN AIRKebutuhan air pendingin
alat kg/jam
ABSBuble 12146.0671CrializrKondensr 17547.5983Co ke dari cstr ke abs Co202 5508.3585Cokekomproser ke buble co 201 54602.3906CSTR 115029.5560jumlah 204833.9703
204.8340asumsi Make up pendingin kegilangan air selama proses sebanyal 10 % 20.4834recoveru dari EVP n SEP 1.9484kebutuhsn penambahan air pendingin 18.5350make cooling tower 63.5225
maka make up tambhan air sumber =
kebuthan perumahan dan perkantorNKebutuhan air untuk perkantoran
Kebutuhan air untuk karyawan = Jumlah pekerja dalam pabrik jadi kebuthan air
kebtuhan Air untuk laboratorium
Air untuk keperluan ini diperkirakan =
kebutuhan Air untuk kebersihan dan pertamanan
kebuthabn Air untuk perumahan
jumlah rumahkebtuha air 1 orangjumlah penghuni rumahtotal kebuthuhan air
total kebtuhan perkantoran dan perumahan
Keperluan air umpan boiler sebesar
alatpeheaterHeatersteam tube dyrejumlah
make up 10 %Perkiraan jumlah air yang dibutuhkan untuk pemadam kebakaran sekitar
Air pencuci RDVF
over design 10%
air proses
Over desg 10 %total
penggunaan airAir RDVFair pendingin make upair prosesair pencuciair pemadam kebakaranair umpan boilerair keperluan umum
STEAM gak ekapeke
alat kg/jam
EVP 0.0000
Heater 1948.4049make up 10 % 194.8405
2143.2454
• Steam yang dihasilkan :
Tekanan= 476.0000suhu 150.0000
Dari Tabel A.29 Geankoplis diperoleh :
Entalpi cair = #REF! KJ/KGEntalpi uap = #REF! KJ/KGPanas laten #REF! KJ/KG
• Menghitung kapasitas boiler
Tahap pemanasan :T1 30.0000T2 150.0000
Kapasitas panas = 4.6050
laju alir steam 2143.2454#REF!
Kalor pemanasan = m Cp dT #REF!
Tahap penguapan :
Panas laten (λ) = #REF!Laju alir steam (m) = 2143.2454Kalor penguapan = m λ = #REF!
Kapasitas Boiler (Q) = kalor pemanasan + kalor penguapan #REF!
• Menentukan luas perpindahan panas
Daya yang dibutuhkan = #REF!
Luas perpindahan panas 10 ft2/hp. (Severn, hal 140)
Luas perpindahan panas yang dibutuhkan = #REF!
Q990 , 3 x34 ,5
recovery kg/jam
0.0000air separator 1948.4049jumlah 1948.4049 1.9484 m3/jam
jadi jumlah air ke cooling tower 206782.3752 kg/jam206.7824 m3/jam
m3/jam
m3/jam
82.0575 m3/jam82057.5040 kg/jam
40.0000 Lt/oang/hari194.0000 org
7760.0000 lt/hari7.7600 m3/hri
2.5000 m3/hari
5.0000 m3/hari
20.0000100.0000 lt/hari/org
4.0000 org8000.0000 lt/hari
8.0000 m3/hari
23.2600 m3/hari0.9692 m3/jam
969.1667 kg/jam
kg/jam104.4004 0.1044 m3/jam
4317.0404937.4130
5358.8538 5.3589 m3/jam535.8854 0.5359 m3/jam
2.0000 m3/jam
337.3331 kg/jam0.3373 m3/jam0.3711 m3/jam
37913.8194 kg/jam37.9138 m3/jam
3.7914 m3/jam 3791.3819 kg/jam41.7052 m3/jam 41705.2013 kg/jam
m3/jam0.3711
82.0575 perhitungan make up air pendingin dicooling tower41.7052
0.37112.00000.53590.9692 128.0099
128.0099 m3/jam128009.8903 kg/jam
ke unit penyedia steam aja
KpaC
cC
Kj/kmol
kg/jamkmol/jam
Kj/jam
Kj/Kgkg/jamKj/jam
Kj/jam
HP KEBUTHHAN BAHAN BAKAR HITUNG LISTRIK DULU WIE
U¬ntuk menjalankan generator digunakan bahan bakar yaitu:
Jenis bahan bakar : Solarft2 Heating value (f) : 18800.0000 Btu/lb
s.g solar : 0.8691ρ solar : 54.3100 lb/ft3
Diketahui efisiensi mesin untuk mengkonversi energi kimia menjadi energi mekanik sebesar 80%, Kapasitas input generator =
KEBUTHHAN BAHAN BAKAR HITUNG LISTRIK DULU WIE
U¬ntuk menjalankan generator digunakan bahan bakar yaitu:
Diketahui efisiensi mesin untuk mengkonversi energi kimia menjadi
DataKomponen ρi (kg/m3)NaCl 2165CaSO4 2960H2O 997.08NaHCO3 (aq) 2159NaHCO3 (l) 2159NH4Cl 1527.4NH4HCO3 1580Total
1m3 35.3131 ft3 7.4811 in 2.541 in 0.02541 in 0.0833321 ft 0.3048041 ft 12.000121 ft 0.3048gc 32.174g 32.1741 rad= 0.1591hp 0.7451kg/m3 0.06241cp= 2.419561 kJ/(kg K) 0.23891 w /m2K= 0.17611 kJ/kg = 0.42291 atm= 14.71cp= 0.0011 dyne 1.00E-05
1dyne/cm 1.00E-03
1kj= 0.947813
1 lb 0.45361kw 1.34151cp 2.421 kJ/(kg K) 0.23891 N/m2 (kg/m 1.45E-041hp 0.7461 hp 25451M3 264.21j/s 1 W1 ft2 1441in 3 0.0005791 m2 10.7640
kg= 2.245375
1 Kpa 10001 Pa 9.87E-061KPa 9.87E-03
1 gal 3.785
vis (cp)2.1000
10.00000.89370.97500.97501.22000.0370
ft3US galloncmmftftinmlbm ft/lbf.s2ft/s2rpskwlb/ft3lb/ftjamBtu/lb FBtu/ ft2 h oFBtu/ lbmpsikg/mskgm/s2
kg/s2
BTU
kgHplb/ft hrBtu/(lbm oF) lb/in2 (Psi)kwBTU/jamgal (US)
in2ft3ft2
LB
Paatmatm
dm3
1. Boiler (BO-01) Adi candra
Fungsi alat : Untuk membangkitkan steam : fire tube boiler (Tabel. 4.8, Ulrich, 1984:109)Jenis steam : Saturated Steam (Uap Jenuh)
Kebutuhan Steam
air preheatre 104.4004 kg/jamHeater 4317.0404 kg/jamsteam tube dryer 937.4130Evaporator 5928.6535jumlah 11287.5073 kg/jamKebutuhan steam untuk keseluruhan proses :
0.1000 1128.7507Over desain 10 % 12416.2580 kg/jam
Steam yang dihasilkan :
Tekanan = 232.1000 kpa 2.2906Temperatur = 125.0000 c 398.0000
Dari Tabel A.29 Geankoplis diperoleh Entalpi cair = 524.9900 kj/kg 233.8095Entalpi uap = 2713.5000 kj/kg 1145.4172Panas laten = 2188.5100 kj/kg 923.8095
Menghitung kapasitas boiler
Tahap pemanasan :
T1 = 30.0000 c 303.0000T2 = 125.0000 c 398.0000
95.0000 c 95.0000Cp = 4.6050 Kj/kg K
Kalor pemanasan = m cp ΔT
Tahap penguapan :Panas laten (λ) = 2188.5100 kj/kgLaju alir steam (m) = 12416.2580 kg/jamKalor penguapan = m. λ 27173104.8122
Kapasitas Boiler (Q) = kalor pemanasan + kalor penguapan32604907.2840 Kj/jam30903354.9876 BTU/jam
Kebutuhan Bahan Bakar Boiler
ΔT =
Digunakan bahan bakar jenis fuel oil 25 oAPI dengan nilai Net Heating Value (NHV) :NHV = 18800.0000 BTU/gal (Tabel 2; Perry, 1958)Densitas solar:
ρsolar = 54.3100 lb/ft3
Efisisensi boiler :Efisiensi () = 0.8000
Massa bahan bakar yang diperlukan :
mbahan bakar =
2054.7443 lb/jamlau alir volumetrik 37.8336 ft3/jam
1.0714 m3/jam
Menentukan luas perpindahan panasDaya yang dibutuhkan :
P = 923.1675 HP
Heating surface :1 hp boiler = 10.0000 ft2A = 10 x hp boiler 9231.6749 ft2
AlatKodeFungsi Menghasilkan steam untuk keperluan proses Tipe Fire tube boilerHeating surface 9231.6749 ft2Kapasitas 30903354.9876 BTU/jamPower 923.1675 HP
Qη .NHV
Q970 , 3 x34 ,5
atmK
BTU/LBBTU/LBBTU/LB
kkk
5431802.4719 Kj/jam
Kj/jam
(Tabel 2; Perry, 1958)
(Perry, 1958)
(Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)
(Severn, Edisi kelima, hal. 142) mana bukunya…
1071.3796 liter/jam
(Severn, Edisi kelima, hal. 142)
(Severn, hal 140)
Tangki Bahan Bakar Boiler
Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator pada tekanan 1 atm
Tipe Tangki : silinder tegak (vertikal).
Menentukan kapasitas tangki
Jumlah solar :Solar = 1071.37961092727 lt/jam 1.07137961 m3/jam
Persediaan untuk 24 jam :Solar = 25.7131106622544 m3 908.007077 ft3
49313.8643418873 LbVolume tangki :
Over desain = 20 % Volume tangki 30.855732794705 m3
1089.6084921794 ft3
b. Menentukan Diameter Tangki
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich, 1984, dimana:
(Ulrich, 1984 hal 248)
Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D
Vtangki =¼ π D^2 H
D^3 = maka D= 3.4001 mstandar
maka Hs= 11.1551 ft standar 11.0000Tinggi liquid (HL)setlah D 11.4714 ft
b. Menghitung Tekanan Desain
Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi + densitas camp
19.0265 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 :
Pdesain = 1,1 × Pabs 20.9291 psi
V tan gki
1/4 xπ
ρ(ggc
)HL
144
Tekanan desain pada plat berikutnya terdapat pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 11.4714 20.92912.0000 5.7357 16.8632
c. Menghitung tebal dinding
t= (Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :f = 12650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)E = 80% (Brownell and Young, 1959, tabel 13.2)c = 0,125 in
Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL = 7.7484
ts = 0.2617 diambil ukuran standar ketebalan shell (
Ketebalan shell untuk plat berikutnya tercantum pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts standar1.0000 11.4714 20.9291 0.2617 0.31252.0000 5.7357 16.8632 0.2351 0.2500
D. Menghitung Head Reaktor
P .d2.( f .E − 0,6 P )
+ c
Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 132.6263 in distandaeisasits= 0.3125 in
maka icr 8.3750 in tabel 5.7 Brownel & Young didapat :r 132.0000 in
1. Tebal head (th)
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
Dimana :
w = stress-intensitication factor
w= 1.7425
maka th= 0.3629
maka stnadar yang digunakan
maka untuk th= 0.3750 in standar sf yang digunakan misal
2. Depth of dish (b)
Berdasarkan Brownel & Young hal.87 didapat :
a=ID/2 66.0007 inBC=rc-icr 123.6250 inAB=a-icr 57.6257 in
b= 22.6271 in
• Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA= 26.0021 in 2.1668 ft
tinggi reaktor 13.1668 ft
14×(3+√ rc
icr )
th=P . rc .w
2fE−0,2P+C
b=rc−√BC 2−AB2
f. Desain LantaiUntuk 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 :a. Compressive stress yang dihasilkan oleh H2O.
(Brownell and Young,1959.hal.157)
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
0.0625
fdead liq 7614.5708 psi
(b) Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
X = Tinggi tangki (in)
44.8038 psi
total tegangan yang bekerja pada lantai 7659.3746
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C 12560.0000
7659.3746 psi < 12650.0000 psi
Spesifikasi Sand Filter (SF – 401)
AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 13.9519Dimensi Diameter = 9.0000
Tinggi = 9.0000Tebal shell (ts 0.1875tebal atap 0.3125tebal lantai 0.3125tinggi atap 0.5000
Tekanan Desain 19.8537Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah 1.0000
p=Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
fdeadwt shell=
x ρs
144
11.1551 ft11.0000 ft
132.0013 inft
kg/m354.3100 lb/ft3
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya
Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 1.9119 cousre sebanyak = 2 buah
(Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :
ft
diambil ukuran standar ketebalan shell ( 0.3125 3/16 in
icr r OD ID b OA sf
th = tebal head, in inside corner radius, inradius of dish, in outside diameter, in inside diameter, in depth of dish, in overall dimension, in standard straight flange, in
138.0000 in
tabel 5.7 Brownel & Young didapat :
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
w = stress-intensitication factor
0.3750 in
in standar sf yang digunakan misal 3.0000 in Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93
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.hal.157)
X = Tinggi tangki (in)
psi
psi(diperbolehkan)
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
ft 2.7432 mftinininmpsi
Carbon Steel SA-283 Grade C buah
Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3
Batu bara
Type AnthraciteHeating Value 29000.0000 KJ/kg
dari neraca panas dibuthkan batu bara sebanyak…. kg/jam
Bahan bakar batubara dari proses pembongkaran yang diperoleh dari PT. Bukit Asam (Persero) ditumpuk di dalam dome storage, selanjutnya reclaimer akan menggaruk batubara untuk dijatuhkan di atas belt conveyer kemudian oleh bucket elevator material di bawa ke atas dimasukkan ke dalam binBahan bakar batubara ini ditampung dalam bin. Perhitungan bin bahan bakar batubara adalah sebagai berikut :
Nama alat / Kode alat / Jumlah : Fungsi : Menampung batubara sebelum digunakan sebagai pemanasTekanan operasi (Po) : 1.0000 atm 14.7000 psiTemperatur desain : 30.0000Laju alir umpan : 264.6074 kg/jam
Diketahui data:
Bulk density Batubara : 60.0000 lb/ft3 961.1100Maka kapasitas over design 10% :
291.0681 kg/jam 641.6846Laju alir volumetrik umpan(Q) = 10.6947 ft3/jam
3. Menentukan diameter pipa umpan masuk ke dalam bin (Dfeed)
b. Menentukan dimensi bin
….pers. 1Untuk bin diketahui L/D = 2-5, dimana L = H (Ulrich 1984 : 248)Maka diambil H/D = 2, sehingga D = 1/2 H ….pers. 2Substitusi pers.2 ke pers.1, menjadi :
0.1963 ….pers. 3
(Wallas 1988 : 627)
= ….pers. 4Keterangan :
d = diameter ujung konis, ft
h = tinggi konis, ft
θ = sudut konisDimana :
(Hesse, pers. 4-17 : 92)
sehingga :
Vshell = ¼ x π x D2 x H
Vshell = ¼ x π x (1/2 H)2 x H
Vshell = H3
Vkonis = π x h/12 x (D2 + D.d + d )
0,262 x h x (D2 + D.d + d2)D = diameter shell, ft
H = tinggi shell, ft
Diketahui angle of repose (sudut gelinding) CaCO3 = 30-45o, (www.powderandbulk.com). Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.
h=tg θ×( D−d )
2
h=tg 45o ( D−d )
2=0,5 (D−d )
=
= ….pers. 5
Diketahui bahwa : D/d = 4 (Ludwig 1984 : 165) d = D/4 ….pers. 6Substitusi pers.2 ke pers.6, menjadi : d = 1/4 x 1/2 H d = 0,125 H
Vtot =
Vtot =
Vtot =
1796.7167 =
Didapat :H 20.3755 ft = 6.2105 m = 244.5062 inD 10.1878 ft = 3.1052 m = 122.2531 in
Maka : h = h = 0,5 (0,5(63,0301) - 0,125(63,0301)) = 3.8204 ft = 1.1645
d = 0,125 H 2.5469 ft = 0.7763 m
Jadi : 136.3537 ft3 (V padatan di konis)1660.3630
H total bin, Ht = H + h = 24.1959 ft
1660.3630 = Hs = 20.3787 ft = 6.2114 m
24.1991 ft = 7.3759 m
c. Menentukan tekanan desain
Pabs = 14.7000 psi
Tekanan desain 5-10% diatas tekanan normal (Wallas 1988 : 623)Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya, sehingga :P desain = 16.1700 psi
d. Menentukan tebal dinding bin
Vkonis = 0,262 . h (D2 + D.d + d2)
0,262 . (0,5 (D-d)) (D2 + D.d + d2)
0,131 x (D3 - d3)
Maka, Vtot = Vshell + Vkonis terpacung
0,1963 H3 + 0,131 x (D3 - d3)
0,1963 H3 + 0,131 x ((0,5 H)3 - (0,125 H)3)
0,1963 H3 + 0,131 x 0,123 H3
0,1963 H3 + 0,0161 H3
0,5 (0,5 H - 0,125 H)
Vkonis = 0,131 x (D3 – d3) =Vpadatan di shell = V total padatan - V padatan di konis = 53186,16441 - 4036,3242 =
Jadi tinggi padatan di shell, Hs :Vpadatan di shell =
3,14/4 x 31,51512 x Hs
Tinggi solid di bin = Hs + h =
Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding storage.
Pabs = Poperasi
π4×D2×H s
h=tg 45o ( D−d )
2=0,5 (D−d )
Untuk Natrium komponen, direkomendasikan untuk menggunakan material Carbon steel SA 283 C tipe 316Cr (%) Ni (%) Mo (%) C (%)16-18 10-14 2.0000 0,1
(Perry's 1950, tabel 3 : 1531)
(Brownell 1959, pers.14.31 : 275)
Dimana :P = Tekanan dalam tangki = 16.1700 psi
12650.0000 psi (Brownell 1959, tabel 13.1 : 251)61.1265 in
E = Efisiensi pengelasan = 80.0000 %(Brownell 1959, tabel 13.2 : 254)
c = Faktor korosi = 0.125/10 tahun (Timmerhaus 1991, tabel 6 : 542)
P x ri = 988.4162f x E = 10120.0000(0.6P) = 9.7020c = 0.1250ts = 0.2228 in
Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :ts = 0.2500 in = 5/16 in
e. Tebal dinding konis bin, tcP x D = 1976.83252 x cos 45 = 1.4142 14298.1205(fxE) - (0.6xP) = 10110.2980
(Brownell 1959, pers. 6.154 : 118)
= 0.2633 in
Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal dinding konis bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :ts = 0.3125 in = 5/16 in
kaasitas 48899.4429 kg 48.8994D shell 10.1878 ft 3.1052 mHshell 20.3755 ft 6.2105 mTs 0.2500 inTc 0.3125 intekanan 16.1700 psi
0.3125
Ts = Tebal shell, in
f = Allowable stress =ri = Jari-jari dalam shell =
(tipe, double welded butt joint)
t s=P×ri
f ×E− (0,6 P )+c
tc=P×D
2 cosα (f . E−0,6 P )+c
kg/jam lb/jamKapasitas over desain 10 % = 291.0681 641.6846Laju alir volumetrik umpan = 10.6947 ft3/jmVolume bin = 1796.7167 ft3 50.8798 m3
kg/m3 τ (waktu tinggal) = 168.0000 jam = 7.0000 hari
lb/jam 48899.4429 kg/107803.0045 lb/
1796.7167 1796.7167
. Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.
m
ft3
Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding storage. (Perry`s 1997,7th ed : 21-5)
Untuk Natrium komponen, direkomendasikan untuk menggunakan material Carbon steel SA 283 C tipe 316
(Brownell 1959, pers.14.31 : 275)
(Brownell 1959, tabel 13.1 : 251)
(Brownell 1959, tabel 13.2 : 254)(Timmerhaus 1991, tabel 6 : 542)
(Brownell 1959, pers. 6.154 : 118)
Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal dinding konis bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :
. Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.
Tangki Bahan Bakar Boiler dan generator jadi satu
Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator pada tekanan 1 atm
Tipe Tangki : silinder tegak (vertikal).
Menentukan kapasitas tangki densitas solar 54.3100 lb/ft3
Jumlah solar :Solar = 1172.6096 lt/jam 1.1726 m3/jam
Persediaan untuk 5 hari:Solar = 140.7132 m3 4969.0037 ft3
269866.5929 LbVolume tangki :
Over desain = 20 % Volume tangki 168.8558 m3
5962.8045 ft3
b. Menentukan Diameter Tangki
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich, 1984, dimana:
(Ulrich, 1984 hal 248)
Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D H= 2.0000 D
Vtangki =¼ π D^2 H
D^3 = maka D= 4.7556 mstandar
maka Hs= 31.2047 ft standar 32.0000Tinggi liquid (HL)setlah D 24.7263 ft
b. Menghitung Tekanan Desain
Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi + densitas camp
24.0256 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 :
Pdesain = 1,1 × Pabs 26.4282 psi
V tan gki
1/4 xπ
ρ(ggc
)HL
144
Tekanan desain pada plat berikutnya terdapat pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 24.7263 26.42822.0000 16.4842 20.91713.0000 8.2421 17.8085
c. Menghitung tebal dinding
t= (Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :f = 12650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)E = 80% (Brownell and Young, 1959, tabel 13.2)c = 0,125 in
Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL = 24.7263
ts = 0.3761 diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) =
Ketebalan shell untuk plat berikutnya tercantum pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts standar1.0000 24.7263 26.4282 0.3761 0.43752.0000 16.4842 20.9171 0.3237 0.31253.0000 8.2421 17.8085 0.2941 0.3125
D. Menghitung Head Reaktor
P .d2.( f .E − 0,6 P )
+ c
Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 192.8770 in distandaeisasits= 0.4375 in
maka icr 12.2500 in tabel 5.7 Brownel & Young didapat :r 170.0000 in
1. Tebal head (th)
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
Dimana :
w = stress-intensitication factor
w= 1.6813
maka th= 0.4983
maka stnadar yang digunakan
maka untuk th= 0.5000 in standar sf yang digunakan misal
2. Depth of dish (b)
Berdasarkan Brownel & Young hal.87 didapat :
a=ID/2 96.0010 inBC=rc-icr 157.7500 inAB=a-icr 83.7510 in
b= 36.3182 in
• Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA= 40.8182 in 3.4015 ft
tinggi reaktor 35.4015 ft
14×(3+√ rc
icr )
th=P . rc .w
2fE−0,2P+C
b=rc−√BC 2−AB2
f. Desain LantaiUntuk 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 :a. Compressive stress yang dihasilkan oleh H2O.
(Brownell and Young,1959.hal.157)
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
0.0625
fdead liq 119.3665 psi
(b) Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
X = Tinggi tangki (in)
120.4634 psi
total tegangan yang bekerja pada lantai 239.8299
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C 12560.0000
239.8299 psi < 12650.0000 psi
Spesifikasi Sand Filter (SF – 401)
AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 140.7132Dimensi Diameter = 16.0000
Tinggi = 32.0000Tebal shell (ts) = 0.4375tebal atap 0.5000tebal lantai 0.5000tinggi atap 0.5000
Tekanan Desain 26.4282Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah 1.0000
p=Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
fdeadwt shell=
x ρs
144
15.6024 ft16.0000 ft
192.0020 inft
kg/m354.3100 lb/ft3
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya
Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 4.1211 cousre sebanyak = 3.0000 buah
(Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :
ft
diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) = 0.4375
icr r = OD ID b OA sf
th = tebal head, in inside corner radius, inradius of dish, in outside diameter, in inside diameter, in depth of dish, in overall dimension, in standard straight flange, in
204.0000 in
0.3750tabel 5.7 Brownel & Young didapat :
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
0.5000 in
in standar sf yang digunakan misal 4.0000 in Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93
m
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.hal.157)
X = Tinggi tangki (in)
psi
psi(diperbolehkan)
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
ft 4.8768 mft 9.7536 minininmpsi
Carbon Steel SA-283 Grade C buah
Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3
Tangki Ammonia Rfrigenrat
Fungsi : pada tekanan 1 atm
Tipe Tangki : silinder tegak (vertikal).
Menentukan kapasitas tangki densitas ammnnia 0.6670
Jumlah amonia :Amonia = 4331.4214 kg/jam 6.4939aliran sirkulasi 1 jam 6.4939 m3asumsi make up 20 %Ammonia = 7.7927 m3 275.1823
183.5466 LbVolume tangki :
Over desain = 20 % Volume tangki 7.7927 m3
330.2187 ft3
b. Menentukan Diameter Tangki
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich, 1984, dimana:
(Ulrich, 1984 hal 248)
Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D H= 1.0000
Vtangki =¼ π D^2 H
D^3 = maka D= 2.1492
maka Hs= 7.0511 ft standarTinggi liquid (HL)setlah D 7.1541 ft
b. Menghitung Tekanan Desain
Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi +
17.3982 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 :
Pdesain = 1,1 × Pabs 19.1380 psi
V tan gki
1/4 xπ
ρ(ggc
)HL
144
Tekanan desain pada plat berikutnya terdapat pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 7.1541 19.13802.0000 4.7694 16.49883.0000 2.3847 15.5994
c. Menghitung tebal dinding
t= (Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :f = 12650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)E = 80% (Brownell and Young, 1959, tabel 13.2)c = 0,125 in
Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL =
ts = 0.2045 diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) =
Ketebalan shell untuk plat berikutnya tercantum pada tabel berikut ini.
Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts1.0000 7.1541 19.1380 0.20452.0000 4.7694 16.4988 0.19353.0000 2.3847 15.5994 0.1898
D. Menghitung Head Reaktor
P .d2.( f .E − 0,6 P )
+ c
Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 84.5009 ints= 0.2500 in
maka icr 5.5000 inr 90.0000 in
1. Tebal head (th)
Dimana :
w = stress-intensitication factor
w= 1.7613
maka th= 0.2749
maka stnadar yang digunakan
maka untuk th= 0.3125
2. Depth of dish (b)
Berdasarkan Brownel & Young hal.87 didapat :
a=ID/2 42.0004 inBC=rc-icr 84.5000 inAB=a-icr 36.5004 in
b= 13.7900 in
• Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)
OA= 17.1025 in 1.4252
tinggi reaktor 8.4252 ft
14×(3+√ rc
icr )
th=P . rc .w
2fE−0,2P+C
b=rc−√BC 2−AB2
f. Desain LantaiUntuk 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 :a. Compressive stress yang dihasilkan oleh H2O.
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
fdead liq 5.5671 psi
(b) Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
28.6691
total tegangan yang bekerja pada lantai
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C
34.2361 psi < 12650.0000
Spesifikasi Sand Filter (SF – 401)
AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 7.7927Dimensi Diameter =
Tinggi = Tebal shell (ts) = tebal ataptebal lantaitinggi atap
Tekanan DesainBahan konstruksiJumlah
f deadwtliq
=∑ liquidwt
12πD s( ts−c )
fdeadwt shell=
x ρs
144
g/ml 667.0000 kg/m3
m3/jam
ft3
D
m 7.0511 ftstandar 7.0000 ft
84.0009 in7.0000 ft
kg/m3densitas camp 54.3100 lb/ft3
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya
Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 1.1923 cousre sebanyak = 3.0000 buah
(Brownell & Young, 1959, hal 256)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :
7.1541 ft
diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) = 0.2500
standar0.25000.25000.2500
icr r = OD ID b OA sf
th = tebal head, in inside corner radius, inradius of dish, in outside diameter, in inside diameter, in depth of dish, in overall dimension, in standard straight flange, in
distandaeisasi 90.0000 in
0.3750tabel 5.7 Brownel & Young didapat :
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
w = stress-intensitication factor
0.3125 in
in standar sf yang digunakan misal 3.0000 in Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93
ft
m
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.hal.157)
0.0625
X = Tinggi tangki (in)
psi
34.2361 psi
12560.0000 psipsi (diperbolehkan)
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
7.0000 ft 2.7432 m7.0000 ft0.2500 in0.3125 in0.3125 in0.5000 m
19.1380 psiCarbon Steel SA-283 Grade C
1.0000 buah
p=Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3