buble,3

Kiln kreasi

Dik : Mr CaCO3 = 100 kg/kmol SiO2Mr MgCO3 = 84 kg/kmol Al2O3

Mr CaO = 56 kg/kmol Fe2O3Mr 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 0.0627

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 neraca masa baru

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



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



24.8156Walas hal 616,1988, 1% material akan terbawa keluar dari siklon

Komponen



0.0253

yang menuju belt

Komponen



jumlah 24.7903

Belt

Komponen masukdari rotari cooler dari siklon jumlah

CaCO3 175.2013 19.4473 194.6486MgO 2.5054 0.0025 2.5079

SiO2 1.5589 0.0016 1.5605Al2O3 1.5589 0.0016 1.5605Fe2O3 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

60 kg/kmol102 kg/kmol160 kg/kmol

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

neraca masa barukpmonen mol masuk mol keluar mol produksi

CaCO3 97.334031077151 1.9467 -95.3874MgCO3 0.0626972716644 0.0000 -0.0627

SiO2 0.0260077571348 0.026007757 0.0000Al2O3 0.0152986806676 0.015298681 0.0000Fe2O3 0.0085337953099 0.008533795 0.0000H2O(l) 0.5418282736426 0.0000 -0.5418H2O(g) 0.5418 0.5418

MgO 0.0627 0.0627CO2 95.4500 95.4500CaO 95.3874 95.3874

sub jumlah 97.988396855571 193.4384446 95.4500477272727 sub jumlah

mol produksi= input -output

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

komponen massa in massa out massa produksi

CaCO3 9733.4031 194.6680621543 -9538.7350MgCO3 5.2666 0 -5.2666

SiO2 1.5605 1.560465428091 0.0000Al2O3 1.5605 1.560465428091 0.0000Fe2O3 1.3654 1.365407249579 0.0000H2O(l) 9.7529 0 -9.7529H2O(g) 0.0000 9.752908925566 9.7529MgO 0.0000 2.507890866574 2.5079CO2 0.0000 4199.8021 4199.8021CaO 0.0000 5341.691625514 5341.6916

sub jumlah 9752.9089 9752.9089 0.0000

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) 2768.2319

CaSO4(s) 13.9107H2O(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/lt

NaCl(l) 2768.2319 kg/jam 2.1650CaSO4(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/jam

NH4HCO3 4.8378 kg 0.0612 kmol/jamNH4Cl(l) 101.2652 1.8928 kmol/jam

16267.7036 209.5069

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= 10.0909

X= 10.0929 0.5607 kmol

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

10090.9192

neracakomponen masuk komponen keluar

dari furnace ke siklon 1 ke beltNaCl 27.6823 0.0277 27.6546CaSO4 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 2740.5496NH4HCO3 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/jam

MgO 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 194.6016

NaHCO3 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 0.3009CaO 5341.6857 199.7589

NH3 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 4131.2482sub 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 0.7981CO2 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

∑i−1

Nc

xi=∑i−1

Ncxfi

f ( Ki−1)+1=1

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

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 NH4C 53.5 kg/kmolkg/kmol Na2C 106.0 kg/kmolkg/kmol CaCl 111.0 kg/kmol NH4HCO3 79.0000

MgCl 95.0 NH4OH 35.0000 kg/kmol

maka

Yang sudah dari recoveri

Mixing tank setelah penambahan dari recoveri

karena ada penambhan air dari recoveri maka fress feed yang dimasukansebanyak 72.7334 kg komponen

Komponen masuk keluargaram industri fress feed Brine

kg /jam NaCl 13841.1595 13841.1595CaSO4 13.9107 13.9107

jika sudah ada kandungan air dalam garam industri sebesar 0,4 kg maka maka fress feed yang dibutuhkan: H2O 55.6429 37913.8194 37969.4622kg /jam subjumlah 13910.7131 37913.8194

jumlah 51824.5325 51824.5325

Absorber dengan penambahan amoniak baru

kimponenumpan make up recovery

NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 37969.4622 0.2829 72.7334NH3 94.0138 4058.3341Co2 0.0000 266.7523NH4 OH

51824.5325 94.2966 4397.819956316.6490

perbandingan berat bahan baku NH#/NaCl adalah maka NH3 yang dibuthkan pperbandingan umpan NH3 /NaCladalah 0.3jadi NH3 yang dibutuhkan 4152.3478535

bila NH4OH dibutuhkan sebanyakmaka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak

###NH3+ H2O

mular 244.2558 244.2558NH3 yang diabsorb sebanyakair yang menyerap sebnayakjadi jumlah NH4OH

neraca masa di buble setelah penambahan CO2 baruNH4Cl

komponen absorber absorber top dari furnaceNaCl 13841.1595CaSO4 13.9107

kg/jam= ### kmol/jam H2O 33645.8750 9.7529### kmol/jam NH4OH 8548.9515### kmol/jam CO2 266.7523 4199.8021

NH4ClNaHCO3

mula2 co2 harus ada agar na4oh dapat bereaksi seluruhnya NH4HCO356049.8966 266.7523 4209.5550

66884.5874

33733.3124 6547.4512

CO2 dibuthkan di unit CACO3

kg/jamkg/jam

kpmonen mol masuk mol keluar mol produksikg/jam

NaCl 236.6010172941 47.320203459 -189.2808CaSO4 0.102284654979 0.102284655 0.0000

H2O 1874.072911145 1874.0729111 0.0000NH4OH 244.255756089 48.851151218 -195.4046

kg/jam CO2 244.2557564479 48.851151218 -195.4046kg/jam NH4Cl 0 189.28081384 189.2808kg/jam NaHCO3 0 189.28081384 189.2808



kg/jam NH4HCO3 0 6.1237910358 6.1238

sub jumlah 2599.287725631 2403.8831204 -195.40460520.4713

kelarutan sodium bikarbonate pada 25 oC adalah 0.1 g NaHCO3/100g air (A.Saberi at al,2008.precipitation kinetics of sodium bikarbonate in an industrial buble colum cristalizer. Wiley interscience)

persen berat NaHCO3 padatan dalam l 0.2456 100 air0.1 NaHCO3

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 15779.34811458 KG187.8493823164 kmol

any

Komponen ρi (kg/m3)NaCl 2165.0000CaSO4 2960.0000H2O 997.0800

dalam liter NaHCO3 (aq) 2159.0000

F x (% wt C6 H 4NH2 OH − % kelaru tan

1 − % kelaru tan )

1278.6291 NaHCO3 (l) 2159.00004.6996 NH4Cl 1527.4000

33832.1021 NH4HCO3 1580.00006629.9093 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/jam337.333124

27.6823190217.09790293101.26523544.8377949180.139107131

terdecomposisi pada 60 Cterdekomposisi pad 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 17.0000 18.0000NH4OH NH3 + H2O

M: 0.4885R; 0.4885 0.4885 0.4885sisa 0.0000 0.4885 0.4885

kg/jam NH3 T 8.3047 kg/jamkg/jam H2O t 8.7932 kg/jamkg/jamkg/jam

CTTan:

NH4HCO3 NH3 CO2 H2OM: ###R; ### 0.0612 0.0612 0.0612sisa ### 0.0612 0.0612 0.0612

CO2 t 2.6945 kg/jamNH3 t 1.0410 kg/jamH2O t 1.1023 kg/jam

kpmonen mol masuk mol keluar mol produksigas padatan gas padatan

NaCl 0.4732 0.4732CaSO 0.0010 0.0010H2O 18.7407 112.5605 0.5607 94.3805NaHC 187.8494 0.1878 -187.6615Na2CO3 93.8308 93.8308

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


CO2 93.8920 93.8920NH4O 0.4885 0.0000 -0.4885NH3 0.5497 0.5497NH4C 1.8928 1.8928

kg/jam NH4H 0.0612 0.0000 -0.0612sub j 209.5069 207.0023 96.9464 94.4418jumlah

komp massa in massa out massa produksigas padatan gas padatan

NaCl 27.6823 27.6823CaSO 0.1391 0.1391H2O 337.3331 2026.0895 10.0929 1698.8493NaHC 15779.3481 15.7793 -15763.5688Na2CO3 9946.0612 9946.0612CO2 4131.2482 4131.2482NH4O 17.0979 -17.0979NH3 9.3457 9.3457NH4C 101.2652 101.2652NH4H 4.8378 -4.8378sub j 16267.7036 6166.6834 10101.0202 0.0000 0.0000jumlah 16267.7036

bahan baku 80000tokemurnian produk10101.0101 kg/ja CaSO4 0.0014 %

H2O 0.0999 %NaCl 0.2741 %nahCO3 0.15621539013 %Na2CO3 98.4659 %nh4cl 1.0025 %

kondisi gas NH3

1,1 atm 30 C

CaCl2 +2NH3 +H2O

183.6402 ###183.6402 ###

MgCl2 +2NH3 +H2O

0.05520.0552

terdekomposisi pada suhu 60 oC Patnaik 2003,di dalam CSTR suhu 80 oCdianggapa terdekomposisi sempurna

kpmonen mol masuk mol keluar mol produksigas liwuid

CaSO4 0.1013 0.1013 0.0000NaCl 46.8470 46.8470 0.0000NH4HCO3 6.0626 0.0000 -6.0626H2O 1874.0729 4.0407 2016.3327 146.3005NH4Cl 187.3880 3.6374 -183.7506NaHCO3 1.4314 1.4314315189 0.0000NH4OH 48.3626 0.0000 -48.3626

CaCO3 1.9465 1.9465 0.0000SiO2 0.0260 0.0260 0.0000

Al2O3 0.0153 0.0153 0.0000Fe2O3 0.0085 0.0085 0.0000MgO 0.0627 0.0075 -0.0552CaO 95.3872 3.5671 -91.8201

NH3 238.1758 238.1758MgCl2 0.0552 0.0552CaCl2 91.8201 91.8201CO2 6.06255312549 6.0625531255sub jumlah 2261.7121 340.1544 2073.9207 152.3630jumlah

4.0407 kmol

48804.7662

kadar NH3 yang ke 92.2641

kandungan NH3 makjadi 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

2.78973E-060.9997441890.0002530210.999746979

yi =ki*xi/Σkixi

log10 P=A+BT

+C log10T +DT +ET 2

atm

0.99740.00260.00010.9999

atm

0.987920760.0116996290.000379611

1

77.6845

xi =(yi/Ki)/(Σ yi/Ki)

∑i−1

Nc

xi=∑i−1

Ncxfi

f ( Ki−1)+1=1

KARENA KOMPONEN CO2 YANG TERDAPAT DALAM FRAKSI CAIR SANGAT KECIL MAKA DIASUMSIKAN SEMUA CO2 BERADA DALAM FASE GAS

KG/JAM 0.69

over all

c input out put

NaCl 13841.1595 2768.2319CaSO4 13.9107 13.9107H2O 38316.8312 38252.4856

CaCO3 9733.4031 194.6681MgCO3 5.2666

SiO2 1.5605 1.5605Al2O3 1.5605 1.5605Fe2O3 1.3654 1.3654

NH3 make up 94.0138Na2CO3 9946.0612NH4Cl 295.8668

NaHCO3MgO 0.3009CaO 199.7647

MgCl2 5.2415CaCl2 10192.0336

NaHCO3 136.019662009.0712 62009.0711

0.0000316

CaCO3MgOSiO2

Al2O3Fe2O3CaO

karena ada penambhan air dari recoveri maka fress feed yang dimasukan

36.4534

2109.4146

pproduk 11390.8387top botom

0.0000 13841.15950.0000 13.9107

33645.8750

266.75230.0000 8548.9515

266.7523 56049.8966 38042.478656316.6490

pperbandingan umpan NH3 /NaCl

244.25575609

222.894722887maka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak

NH4OH

244.25584152.3479 kg4396.6036 kg8548.9515

dari separator top produk botoom produk top produk2768.2319

13.910777.6845 33733.3124

1709.79034131.2482 2149.4507 2149.4507

10126.523515899.5884

483.77954208.9327 2149.4507 64735.1367 2149.4507

66884.587414.1477

CO2 dibuthkan di unit CACO34199.8021

komponen massa in massa out massa produksi

NaCl 13841.1595117 2768.23190234 -11072.9276CaSO4 13.9107130771 13.9107130771 0.0000

H2O 33733.3124006 33733.3124006 0.0000NH4OH 8548.95146311 1709.79029262 -6839.1612CO2 10747.2532837 2149.45065358 -8597.8026NH4Cl 10126.5235402 10126.5235NaHCO3 15899.5883622 15899.5884

NH4HCO3 483.779491832 483.7795

sub jumlah 66884.5874 66884.5874 0.0000

(A.Saberi at al,2008.precipitation kinetics of sodium bikarbonate in an industrial buble colum cristalizer. Wiley interscience)

komponen

NaCl(s)CaSO4(s)

H2O(l)

NH4Cl(l)

NaHCO3(s)

NaHCO3(aq)

NH4HCO3Nh4OH

total

( Chopey,N, Hal.108 F x (% wt C6 H 4 NH2 OH − % 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 sempuranahttp://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


komponen massa in massa outgas padatan

CaSO4 13.7716 13.7716NaCl 2740.5496 2740.5496NH4HCO3 478.9417 0.0000 0.0000H2O 33733.3124 72.7334 36293.9878NH4Cl 10025.2583 194.6016NaHCO3 120.2402 0.0000 120.2402NH4OH 1692.6924

CaCO3 194.6486 0.0000 194.6486SiO2 1.5605 1.5605

Al2O3 1.5605 1.5605Fe2O3 1.3654 1.3654MgO 2.5079 0.3009CaO 5341.6857 199.7589

NH3 4048.9884MgCl2 5.2415CaCl2 10192.0336CO2 266.7523sub jumala 54348.0948 4388.4741 49959.6207

54348.0948

over all 2masuk

komponen garam air proses maake up NH3

NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 55.6429 37913.8194 0.2829NH3 94.0138

CaCO3MgCO3

SiO2Al2O3Fe2O3

13910.7131 37913.8194 94.2966

62009.0712

keluarkomponen Belt 05 Siklon 902 condenser

NaCl 27.6823 2.7682319E-05CaSO4 0.1391 1.3910713E-07H2O 10.0929 1.0092946E-05 1948.4049Na2CO3 9946.0513 0.00994606125NH4Cl 101.2651 0.00010126524NH4HCO3

CaCO3SiO2

Al2O3Fe2O3MgOCaO

MgCl2CaCl2

NAHCO3 15.7793 1.5779348E-05

10101.0101 0.0101 1948.4049

62009.0711

selisih -0.00002

(A.Saberi at al,2008.precipitation kinetics of sodium bikarbonate in an industrial buble colum cristalizer. Wiley interscience)

masuk keluar massa terproduksi

47.32020345882930.102284654978625

1874.07291114514

189.280813835317

1.43143151894049 187.849382316377

189.280813835317

6.1237910358484648.8511512177914

massa produksigas

-478.94172633.4088

-9830.65670.0000

-1692.69240.00000.00000.00000.0000

-2.2069-5141.92694048.9884

5.241510192.0336

266.75230.0000

CaCO3 impurities air pencuci RDVF jumlah

13841.159513.9107

9.75290892556628 337.3331 38316.831294.0138

9733.40310771514 9733.40315.26657081980579 5.2666

1.5604654280906 1.56051.5604654280906 1.5605

1.36540724957928 1.36549752.9089 337.3331 62009.0712

CSTR S-901 Evaporator jumlah

2740.5496 2768.231913.7716 13.9107

36293.9878 0.0000 38252.48569946.0612

194.6016 295.86680.0000

194.6486 0.01946680621543 194.66811.5605 1.5604654281E-06 1.56051.5605 1.5604654281E-06 1.56051.3654 1.5019479745E-06 1.36540.3009 2.5078908666E-06 0.3009

199.7589 0.00587586078807 199.7647

5.2415 5.241510192.0336 10192.0336

120.2402 136.0196

49959.6207 0.0253 0.0000 62009.0711

0.0000

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 C309.7281 K

umpan 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/jam

H2O

NH3

NaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 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 C303.0000 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 0.0000

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))

total 2355.0320 12.1740

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 0.0000

NH4HCO3 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

HV = HV ,b [ TC−T

TC−Tb ]0 ,38

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

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 0.1023

λsteam=

H2O(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

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 3224599.9549Qpedingin 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 6.0626

NH4OH 1692.6924 48.3626Total 48804.7662 2164.2658c. Panas Keluar outTout 295.3499T ref 298.0000komponen KgNaCl 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

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 120.0000

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

393.0000KomponenNaHCO3 -2.0000 -10.2560Na2CO3 1.0000 0.0000H2o 1.0000 3.4700co2 1.0000 5.4570total 1.0000 -1.3290CpdT= -1319.7261 Kj/KmolHR(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

∆A

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 93.8308

HV = HV ,b [ TC−T

TC−Tb ]0 ,38

NaHCO3 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 0.4727CaSO4 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




Input Q pengembunanQin 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= 430.8804 Kj

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 80.0000 c353.0000 k

komponenNH4Cl -2.0000 -11.8780MgO -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= -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

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

0.1103

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

CpdT 999.9675 Kj

∆HR(T)= -324.8308 KjQ= -1969.3040

RX4 NH4oH NH3

r 48.3626 48.3626


∆Hf25 C= 29.2600

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 Kmol

∆A

CaSO4 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

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



Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K




Input Q reaksiQin mother liquor 9017027.4883 8316976.7701

Qin 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 CaCO3

m 97.3340r 95.3874s 1.9467


∆Hf25 C= 17117.0773 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 900.0000 c1173.0000 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= 752.5003 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∆HoR(TR)+∆CpdT

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

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 0.5418r 0.5418


∆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

∆A

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

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

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


SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 2.5079 0.0627

CaO 5341.6916 95.3874total 5543.3539 97.4466

b.Panas ke belt Out

Tin 80.0000 c353.0000 K



c. Pnas ke siklon out

Tin 114.7897 c387.7897 K



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


b. panas out

Tin 30.0000 c303.0000 K


c. Menghitung jumlah pendingin yang dibuuthkan

Qp= -392800.7967 Kj



Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K




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 308.8476massa 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

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:

Rc=( Pout

Pin)1

y

¿

Rc=(41 )

11=4

b.

Dimana untuk peristiwa kompresi,

Keterangan :

Temperatur keluar

Temperatur masukRc Rasio kompresi

m Polytropic Temperatur exponentEp Efisiensi politropik

ZX 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.

Menentukan temperatur keluar (T out)

Menghitung suhu keluaran CP-101, Tout

Tout = Tin

Tin

Tout

1 kg gas ideal pada 0oC (273 K), 760 mmHg = 22,4 m3

3600

1 x

T

T

reff

in

[ Rc ]m

m =Z×RCp ( 1

Ep+ X)

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

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

Cpmix (pada T’ mean) = Sxi.Cpi

(γ - 1 )γ . Ep

T in+T out '

2

P in+Pout

2

T ' mean

∑ xi . Tc

P mean

∑ xi . Pc

m =Z×RCp ( 1

Ep+ X)

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


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


c. menghitng jumlah pendingin yangdiperlukan

Qp= -3893694.0365 Kj



Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K




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 82.0618377.0969 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 0.0000

produk - ΔHF reaktan)

∫Tref

T


(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

))

0.0188 0.0000 0.0000 0.0000

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 0.0000

599.3493 0.00003073.1527 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 82.0618

377.0969 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

Σ Q.

in = ΣQ.

out

-77.0188 -3724.8337-599.8498 -430858.5899

C

Cp H-134.5842 -63.6855596.9217 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 298.0000

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

k

-0.03630.0000 0.0000 0.00000.0015 0.0000 12100.00000.0010 0.0000 -115700.0000

-0.0338 0.0000 -103600.0000

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

∆B ∆C ∆D

40.6830 Kj/Kmol

kg/jam 18.1800 kmol/jamKj

Cp H4900.2763 2318.82073275.6980 3.35057205.0291 4039.99823863.1574 362483.0210

9002.5882 1691.13069085.6337 17197.3613

37332.3826 387733.6825

Tref 298.0000

Cp H508.8824 240.5634936.8480 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 out

135207.9140 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


17547.5983 Kgjam


Output Qpendigin in Qpendingin out220543.7201 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

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D-0.0322 0.0000 0.0000-0.1115 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

0.1103

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

H20

48.3626

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 H

2161.8951 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


115029.5560 Kgjam


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 0.7350216.9407 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

∆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

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

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)

0.5418

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D-0.0013 0.0000 0.00000.0015 0.0000 12100.00000.0002 0.0000 12100.0000

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

Kj/jam

KJ (Peray, Kurt E hal 62)

KG batubara

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 2415.8168

44596.4142 4253933.7909447725.1908 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 out248464.5198 4461910.9387

248464.5198 4461910.9387

Tref 298.0000

Cp H4161.0466 16813.73581680.4527 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


5508.3585 Kgjam




kg/jamkkg/jmKkg/jmK

Kg/jam370.0007

K 370.0007

) yang digunakan benar. Digunakan 1 stage kompresor untuk mendapatkan rasio yang baik, dengan Rc adalah:

suhu rata

(Coulson, 1983)

Temperatur masuk

Polytropic Temperatur exponent

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.

3600

1 x

T

T

reff

in

[ Rc ]m

KatmKatm

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


54602.3906 Kgjam




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


(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 HV

amoniak 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 1211694.2065Qout 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 387.7897 K

Mu= 49226.4856 kg/jam

Q=M U CpU (T G2−T G1 )

Q pendingin in 248464.5198 Kj/jamQout 4461910.9387 Kj/jam

Q in69230.7774

Q out462031.5741

127.0000

x.Cpi602.9986

17447.950918050.9495

Q in686259.9752

Q out4579954.0116

kg/kmolkg/kmol


(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 )


(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



output Pendingin in pendingin out44490.3797 ###

0.00001345.9520

802296.8072

803642.7592 44490.3797 ###

panas laten

1369.5974

Q in

4823199.7192

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 )


(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

coolerr cuy

fluida panas amonia

Tumpan= 36.7281 c T in309.7281 K

98.1106 FT produk Err:540 c T out

Err:540 KErr:540 F

laju alir 51824.5325 kg/jam laju alirErr:540 lb/jam

Beban panas cooler 1272090.7123 kj/jamErr:540 Btu/jam

Menghitung ΔT LMTD

fluidapanas air98.1 T tinggi -27.4

Err:540 Trendah -27.4Err:540 0.0

∆Tlmtd= Err:540 F

Tc = Tavg = (T1 + T2)/2 Err:540tc = tavg = (t1 + t2)/2 -27.4000

Menentukan UD dan NT

Dari tabel 4-15, ulrich, hal 165 diperoleh untuk amoniak dan air memiliki harga range UD =110-200dengan dirt factor 0.0010Asumsi : UD = 200.0000 Btu/jam.ft2.oF

Err:540 ft2

Karena A < 200 ft2, digunakan double pipe

anulus pipeIPS 3 1Sch. No 40 in 40OD 4.5 in 1.32ID 3.5 in 1.049a" 3.068 ft2/ft 0.344

temperatur kalorik, Tc dan tc

A=Q

U D×ΔT LMTD

cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluidabrine Tavg Err:540 Fammonia tavg -27.4000 F

anulus/brine1 flow area

D2= Err:540 ftD1 Err:540 ft

aa= Err:540 ft2

Diameter equivalent

De= Err:540 ft

2. Mass velocity

Gp[= Err:540 lb/ft2 hr

3. Pada temperatur Err:540 F

µ 1.3000 cp yawsErr:540 lb/ft hr

Re= Err:540

4. jH 110.0000

5. Pada temperatur Err:540 Fcp= 0.6900 Btu/lb Fk 0.2800 btu/hr/ft2(F/ft)

Err:540

aa=π ( D22−D

12 )/4

De=( D2

2−D12 )/ D1

Gp=Wa p

Rea=( De Ga )/ μ

( c . μk )

1/3

6 Mencari ho

ho=

ho= Err:540 Btu/jam.ft2.oF

7Clean overall coefficient, Uc

Uc= Err:540

8.Ud koreksi

= Err:540

UD= Err:540

9 Required Surface Area

A= Err:540 ft2

External surface / lin ft, a'' = 0.9170 ft2 (Tabel.11 Kern, 1965)

Required length,

L= Err:540 ft

digunakan panjang hairpin = 20 ft, sehingga banyaknya hairpin yang diperlukan :

Hairpin = Err:540 harpin 4.0000

Actual length

La = 80.0000 ft

A aktual = L x a'' 73.3600 ft2= 6.8154

Actual Design Overall Coeffesient, UD act

UD akt= Err:540

Ud

1 RdUc

1

( c . μk )

1/3

jH ( κDe

) (cp. μκ )

1/3

( μμw

)0,14

U c=hio . ho

hio+ho

QUD . Δt

Aa} } } { ¿

¿¿

LLh

Lh×hairpin

QA×Δt

Dirt Factor, RdRd= Err:540

anulus/brine

1.De untuk presure drop berbeda dengan De perpan

De= Err:540 ft

Re'= Err:540f= 0.00001 ft2 (Fig.26, Kern)s= 0.91 Btu/lb oF

56.8750 Lb/ft3

2). = Err:540

3).V= Err:540 ft/s

4) ∆Fi= Err:540 s

5) =

Err:540 psi

Err:540 psi

AlatKodeFungsiBentuk Double Pipe Heat ExchangerDimensi pipa Annulus:

IPS 3.0000

p=

QA×Δt

Uc−UdUc×Ud

De '=D2−D1

Rea '=( De ' Ga )/ μ

Δ Fa 4×f ×Ga2×L2×g×ρ2×De

Gaρ×3600

3 x (V 2

2 g )Δ Pa ( Δ Fa+ Δ Fi )×ρ

144

Sch. No. 40OD 4.5000ID 3.5000

Inner pipe:IPS 1.0000Sch. No. 40OD 1.3200ID 1.0490

Jumlah hairpin 4.0000Panjang 1 pipa 20.0000∆P, annulus Err:540∆P, inner pipe Err:540

Bahan konstruksi Stainless Steel SA-240 A ISI tipe 316Jumlah 1 buah

-33.0000 c240.0000 K-27.4000 F-33.0000 c240.0000 K-27.4000 F928.8063 kg/jam

Err:540 lb/jam

temp diff F Δt2/Δt1 ln Δt2/Δt1125.5 Δt2 Err:540 Err:540

Err:540 Δt1Err:540 Δt2 – Δt1

F fluida panasF air -33.0000

Dari tabel 4-15, ulrich, hal 165 diperoleh untuk amoniak dan air memiliki harga range UD =110-200

in

in inft2/ft

karena kurang dari 1 cp maka Tc sadengan T avgµ 1.3000 cp sama dengan Tcµ 0.0720 cp sama dengan tc

pipeaimonia1 flow area

D= Err:540 ft

ap Err:540 ft2

2. Mass velocity

Ga= Err:540 lb/ft2 hr

3. Pada temperatur -27.4000 F

µ 0.0720 cpErr:540 lb/ft hr

Rea= Err:540

4. jH 390.0000

5. Pada temperatur -27.4000 Fcp= 0.0720 Btu/lb Fk 0.0950 btu/hr/ft2(F/ft)

Err:540

a p=πD2/ 4

Ga=Waa

( c . μk )

1/3

6. Hio

ho= Err:540

m2

( c . μk )

1/3

RESSURE DROPpipe/amoniak gas

1) Rep Err:540

f= 0.0002 ft3s= 1 Btu/lb oF

62.5000 lb/ft3

Err:540

2) = Err:540

=

Err:540 psi

Err:540 atm

in

p=

Δ Fp4×f ×G2×L

2×g×ρ2×De

Δ PpΔ Fp×ρ144

Δ Pp

inin

in

inin

ftpsipsi

Reaktor buble chimi

Atas dasar US Patent 4.291.002, reaksi antara ammonium hidroksida dan carbon dioksida berlangsung pada suhu 30 C dan tekanan 4 atm dengan residence time sampai 10 menit.dan menurut reksi pseodo orderreaksi

asumsi H2O berlebihdan NH3 berekasi secara sempurnasehingga waktu reaksi asumsi diabaikan

k1NH4OH + CO2 NACL + NH4HCO3

k2pada reaksi series untuk orde pseudo first order

misalNH4OH A NACLCO2 B NH4HCO3

untuk psedo firs order

A + Bmaka rA= .-k1CACBrD kiCACB.-K2CCCDrE k2CCCD

menurut frogmentrA + rC + r E = 0.0000jika keadaan tetap mka reaktan akan hilang dan pembentukan produk maka pendekatan akan ekivalen dengan :

.-Ra setara rE dan rC setara dengan nol.

sehingga mengitung volumV=Fao .xA /-rAV=FaO.x/k1CACB

mencari komposisi reaktan

1. fase liquidumpan kg/jam kmol/jam

NaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33645.8750 1869.2153NH4OH 8548.9515 244.2558total 56049.8966 2350.1743

BM campuran= 23.8493 Kg/kmoldensitas liquid

1039.1774

μ L = 1.1253

2. Komposisi Reaktan (Fase Gas)

umpan kg/jam kmol/jam

H2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134

VolumeR : Konstanta gas ideal =

BM campuran 43.4930P= 4.0000 atmT= 30.0000 c

6.9971 kg/m3μ L = 0.0149

Volume gas dalam liquid 10.3565Volume campuran 1585.8920

Massa CO2 244.2558 mo/jam 538.4827

FAO= 244.2558 v1=

FBO= 244.2558 V2=

e^(wi*lnµ)

pG =

pG = e^(wi*lnµ)

Sehingga Densitas Campuran total =pG +pLpcampuran =

campurandensitas

totalmassa

ρL=1

∑ wi

ρi

BM×PR×T

FCO 236.6010

CnolCO2 0.1540 kmol/m3 XA=NH4OH 0.1540 kmol/m3CnolNaCl brin so 0.1492 kmol/m3

r = (Derks,at all kinetic absrption of CO2 in aqueous ammonia solutin, 2009)

dimana : Yang mengikuti reaksi

CO2 + NH4OH + NaCL NaHCO3 + NH4Cl

CA C dari CO2CB C dari NH3

dari jurnal k2kh2o.k2/k-1kapp

QB= 1.0000QC= 0.9687e= -0.3333

h/d= 5-10

YA1 fraksi gas keluarYA2 fraksi gas masuk

Ya2 0.8000Ya1 0.0000

r=C A CB

1k2

+k−1

k2

1kC CC

h=Gf∫Y A 1

Y A 2 dY A

−r A

h=Gf∫Y A 1

Y A 2dYA

CA CB

1k2

+k−1

k2

1kC CC

∫Y A 1

Y A 2dYAC A CB

1k2

+k−1

k2

1kC CC

∫Y A 1

Y A 2

1k2

+k−1

k2

1kC CC

dYA

C A CB

∫Y A 1

YA 2

1k2

+k−1

k2

1

kC

CAO (ΘC−Y A)(1+ℓY A )

dYA

C AO(1−Y A)

(1+ℓY A ).C AO (ΘB−Y A )(1+ℓY A )

∫Y A 1

YA 2

1k2

+k−1

k2

1

kC .C AO(ΘC−Y A)(1+ℓY A )

dYA

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

(1+ℓY A )2

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

1

kC .C AO (ΘC−Y A)(1+ℓY A ) ](1+ℓY A)2 dYA

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

(1+ℓY A)kC .C AO (ΘC−Y A) ](1+ℓY A)2 dYA

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

Volume liquid

HL

1. Perancangan Reaktor Bubble

a. Menentukan koefisien diffusivitas (DAL)

Proses difusi terjadi didalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah

∫Y A 1

Y A 2dYAC A CB

1k2

+k−1

k2

1kC CC

∫Y A 1

Y A 2

1k2

+k−1

k2

1kC CC

dYA

C A CB

∫Y A 1

YA 2

1k2

+k−1

k2

1

kC

CAO (ΘC−Y A)(1+ℓY A )

dYA

C AO(1−Y A)

(1+ℓY A ).C AO (ΘB−Y A )(1+ℓY A )

∫Y A 1

YA 2

1k2

+k−1

k2

1

kC .C AO(ΘC−Y A)(1+ℓY A )

dYA

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

(1+ℓY A )2

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

1


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

(1+ℓY A)kC .C AO (ΘC−Y A) ](1+ℓY A)2 dYA

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

1


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

Keterangan :Φ : Association parameter =1M : Berat molekul larutan, kg/kmolT : Temperatur, Kμ : Viskositas larutan, kg/m.sVm : Volume molal zat terlarut, m3/kgmol

Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson, diperoleh :

Vm CO2= 0.0340Vm H2O= 0.0189

Vmtotal= 0.0529

DAL= 8.99748108101236E-10

b. Menghitung diameter gelembung (dB)

Keterangan : db : Diameter gelembung, mdo : Diameter oriffice = σL : Tegangan muka cairang : Percepatan grafitasi, m/s2Δρ : Densitas (cairan-gas), kg/m3

Menentukan Δρρgas pada T=

P=

Δρ = ρ (cairan-gas)1032.1803

64.4080

Menghitung surface tension

Dimana:σL = surface tension, MJ/m2Pch = sudgen’s parachorρL = densitas cairan, kg/m3

maka ∆p=

DAL=117 ,3 .10−18 (φ×M )0,5×T

μ ×Vm0,6

db= ( 6×do×σ L

g×Δρ )1

3

σ L = [ Pch × ( ρL− ρv )M ]

4

× 10−12

ρv = densitas saturated vapor, kg/m3M = berat molekul

Dari Coulson, 1983, hal 258 dapat dicari nilai Pch:

NaClCaSO4H2ONH4OH

σLNH4OH = 556.0254556.0254

Diperoleh surface tension (τ) campuran:

σLmix=σL1.x1+σL2.x2+….

σLmix= surface tension campuranσL1,σL2= surface tension komponenx1,x2, componen mol fraksi

σLmix= 133.14460.1331

133.1446

Jadi, diameter gelembung :

db= 0.00920.92439.2434

c. Menentukan koefisien transfer massa campuran (kL)

Diameter gelembung (db) 2 mm, sehingga persamaan yang digunakanPersamaan yang digunakan adalah :kL = kL (2 mm) 500 db

kL(2mm)= 0.0003Kl= 0.0012

d. Menentukan Bilangan Hatta

CAo = Konsentrasi liquid mula-mula

db= ( 6×do×σ L

g×Δρ )1

3

k L (2 mm )= 0,42 [ μL×g

ρL ]1

3 [ ρL×DAL

μL ]1

2

Cao= 0.1540

M =

M= 1.92487994412095E-07

M< 0,3 = Reaksi membutuhkan volume bulk liquid yang besar.

Berdasarkan Perry’s Chemical engineering Hand’s Book, ada beberapa parameter design untuk reaktor gelembung yaitu : diameter gelembung (db), gas hold up (є), superficial velocity (usg), dan Interfacial area (α).1. Diameter gelembung (db)

Telah dihitung di atas diperoleh db =

2 Menentukan superficial gas velocity (usg)adalah laju volume aliran gas dibagi dengan luas area tiap lubang (treyball hal 143)

a. Lau volumetrik aliran gas

Q6/5= 18.6964

Q 11.4761

b. Menetukan diameter hole

Maka Luas tiap hole

A. Menghitung Parameter Design Reaktor Gelembung

k × CAo× DAB

kL2

Q6

5=d

b3×π×g3

5

8,268

D 0=db3 x ( ρL− ρg) xg

6 σ

maka UsG= 14.61920.1462

3 Gas hold up (є)Untuk menghitung gas hold up(є), dapat digunakan persamaan :

e= 0.1983

4. Interfacial AreaUntuk menghitung interfacial area dapat digunakan persamaan sebagai berikut :

(α)=

(α)= 1.2870

Nilai (α) interfacial area yang diperoleh, masuk dalam range (α) di reaktor gelembung yaitu 40 – 600 m2/m3 sehingga memenuhi.

Berdasarkan Levenspiel (1999), untuk mengetahui apakah reaktor bubble sudah sesuai untuk reaksi tersebut, dapat dilihat dari faktor-faktor berikuta. Untuk bubble reaktor, jenis alirannya adalah plug flow untuk gas dan mixed flow untuk cairan.b. kG dan kL, untuk reaktor bubble, nilai kL harus lebih besar daripada kG, hal ini dibuktikan sebagai berikut:

kG = (Welty, 1976)

di mana H : Konstanta henry H258 atm.liter/mol

kG = 0.0212

B. Perhitungan Dimensi Reaktor

6×εdb

k L

H

ε=1 .2( μL .UsgσL )

1 /4

( Usg

( σL . gρL )

1/4 )1 /2

D=

maka tinggi reaktor adalah

Berdasarkan Froment, hal 726 untuk ε ≤ 0,45; 0,03 < usg < 0,4 m/s; Dr > 0,15 m, maka rasio Z/dr adalah 0,3 < Z/Dr < 3.

a. Menentukan Sparger RingDr = 3.9624

7.0000ε = 0.1983usg = 0.1462Z= 11.8872z/DrDitetapkan diameter sparger ring, Ds = 40 % Dr

Ds= 1.92822.8000

Luas plate sparger (Ls) :

b. Menghitung diameter hole sparger

Berdasarkan Perry’s, 1997 diameter hole plate dapat ditentukan dengan persamaan

maka :Do= 1.0000

Jadi luas tiap hole :A hole= 0.7850

Direncanakan triangular pitch dengan jarak ke pusat

C = 1,5 × DoC= 1.5000

4

DsπLs

2

σ6,028

gρρdD GL

3b

o

o60sinC(h)Tinggi

maka luas hole seluruhnya= rasio luas x luas plate spager

luas hole seluruhnya=

C. Penentuan Tebal Reaktor

(pers.13.1 Brownell and young,1959)

Keterangan :ts = Tebal shell, inP = Tekanan operasi, Psif = Allowable Stresss, PsiDr = Diameter reaktor, inE = Efisiensi PengelasanC = Tebal korosi (0,2 in)

Bahan konstruksi stain less stelll 167 grade 3, tipe 304, f = 18750 psi E = 80 % (double-welded butt joint) C = 0,125 in

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya:Poperasi = 1 atm = 14,7 psia

Phid. =

ρmix = 65.2813

hL= Volume liquit/luas alas

hl= 16.853355.2931

maka

o60sinC(h)Tinggi

hC21segitigaLuas

pitchLuas

lubangLuasluasRatio

hole

holehole

tiapLuas

totalLuasJumlah

Pf

rPt i

s

6,0

144

hg

g. L

cmix

Phid. = 25.0667

Tekanan desain 5 -10 % diatas tekanan normal Tekanan desain diambil 10 % diatasnya.

Pdesign = 1,1 (Poperating + Phid.)

Pdesain 92.25346.2757

Maka tebal shell :

ts= 0.5695

Diameter luar shell (ODs)= IDs + 2.ts

D. Menghitung Head Reaktor

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 157.2500ts= 0.6250

maka icr 10.1250r 144.0000

1. Tebal head (th)

0.6250

th=P . rc .w

2fE−0,2P+C

Dimana :

w= 1.6928

maka th= 1.2371

maka stnadar yang digunakan

maka untuk th=

2. Depth of dish (b)

Berdasarkan Brownel & Young hal.87 didapat :

a=ID/2 1.9812BC=rc-icr 133.8750AB=a-icr 67.8750

b= 28.60720.7266

3. Tinggi Head (OA)

OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87)

OA= 33.8572

0.86004. Tinggi reaktor

Tinggi reaktor = tinggi shell + (2 x tinggi head(OA))

tinggi reaktor 18.788761.6429

E. Merancang Koil Pendingin

Massa pendingin

th=P . rc .w

2fE−0,2P+C

w=14

.(3+√ rc

icr )

b=rc−√BC 2−AB2

air suhu 28 CpµCpk

Pemilihan pipa standar (Tabel. 11, Kern) :

Dipilih tube :OD 1.3200ID 1.0490at” 0.8640a’ 0.3440NPS = 1.0000

Fluks Massa Pendingin Total (Gtot)

Gtot = 10169451.1836

Fluks Massa Tiap Set Koil

Gi =

Kecepatan medium pendingin di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-2,5 m/s.

Dipilih : Vc = 2.5000

maka Gi= 535.30661927103.7469

Jumlah Set Koil (Nc)

5.2771

w

at'

ρc×vc

Nc=G c , tot

Gi

Koreksi Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi,kor)

1694908.5306

Cek Kecepatan Medium Pendingin (Vc,cek)

25963.15847.21202.1982

Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube :

Bilangan Reynold fluida dalam pipa adalah :

Nre =

Dari Gambar 24 (Kern, 1983), untuk Nre =dan faktor korksi tubeMaka hi adalah :

hi=

koefisien transfer panas pada pipa

transfer panas fluida sisi dalam koil

Koefisien transfer panas dari pipa ke luar pipa adalah

Hio = hi(Di/Do)

Untuk koil, harga hio dikoreksi dengan faktor koreksi sebagai barikut

Diketahui diameter spiral atau heliks koil = 0,7 – 0,8 Dt (Rase, 1977)

Dspiral koil= 10.4000

maka hio= 1129.5628

Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube:

ho= 20274.5201

Gi , kor=G c , tot

Nc

V c , cek=Gi

ρc

DiGc , tot

μ

J H( kID )(C p μ

k )1/3

( μμw

)0,14

h io,koil=h io,pipa [1+3,5 (Dikoil

Dspiralkoil)]

ho=0 , 36 .k

De.( De .G

μ )0 ,55

.(Cp . μk )

13

Uc = 1069.9521

untuk proses cooler, bahan pendinginnya berupa air-aquaueos solution pendingin maka nilai Ud adalah

UD 450.0000

Dirt factor, Rd

Rd =

Rd required 0,001

Perbedaan temperatur logaritmik rata-rata adalah

Hot Fluid F86.0000 High temperatur86.0000 low temperatur

0.0000

Menghitung luas transfer panas, A

A =

A= 26.1808

Jarak Antar Pusat Koil (Jsp)

Jsp = 2 x Odkoil

Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe)Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran data

dhe=diameter spiral 10.4000

ho× h io

ho+hio

UC−U D

UC . U D

ΔTLMTD=(T 2 -t1)−(T 1 -t2)

ln (T 2 -t1

T 1 -t2)

QUD Δ t

Lhe=1/2 . π . rhe+1 /2 . π .dhe

Lhe=1/2 π (dhe2 +J

sp2 )1 /2+1/2π . dhe

Lhe= 32.6597

Panjang Koil Tiap Set (Lci)

30.30199.2360

Jumlah Putaran Tiap Set Koil

0.9278

Tinggi Koil (Lc)

Lc = Jsp x Npc x Nc

Volume Koil (Vc)

Vc = ( (OD)2 Lci)

Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL)

Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan.

16.854055.2953

hL = 55.2953 ft > Lc (

F. Desain Perpipaan dan NozzleF.1. Desain Perpipaan

Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube yang bahannya terbuat dari stainless steel dihitung dengan menggunakan persamaan

diopt = 226.G0^5.ρ^-0,35 (Pers 5.15, Coulson, 1983)

Dimana : diopt = diameter optimum dalam tube (mm) G = kecepatan aliran massa fluida (kg/s) ρ = densitas fluida (kg/m3)

Pengecekan bilangan Reynolds (NRe)

Keterangan :

Lci=A

a t} } } } } {¿ ¿¿

¿¿

N pc=Lci

Lhe

π /4

hL=V reaktor+V koil

( π4

DR2 )

• Saluran pemasukan bahan baku liquidLaju alir massa (G) = Densitas (ρmix) = Viskositas (μmix) =

Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983 diperoleh :


Di opt=

Dipilih spesifikasi pipa (Peters and Timmerhaus, Tabel 13, 1980) :

Nominal pipe standar (NPS) = Schedule number = 40 ID = ODFlow area per pipe (A) =

Laju alir volumetrik (Fv) :

Kecepatan aliran, v :

Bilangan Reynold, NRe :

• Saluran pemasukan bahan baku gas

Laju alir massa (G) = Densitas (ρmix) = Viskositas (μmix) =



Di opt=

A

Fv v






• Saluran keluaran produk liquid




Di opt=






• Saluran keluaran produk gas

A

Fv v

A

Fv v




Di opt=






• Saluran pemasukan pendingin




Di opt=


A

Fv v





• Saluran keluaran pendingin




Di opt=






F.2. Desain NozzleBerdasarkan perhitungan saluran saluran pemasukan dan keluaran pada reaktor di

A

Fv v

A

Fv v

atas maka dapat ditentukan jenis nozzle yang digunakan.

Gambar F.2. Desain opening pada Reaktor

• Nozzle Umpan liquidSpesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = Length of side of reinforcing plate (L) = Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

• Nozzle umpan gasSpesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = Length of side of reinforcing plate (L) = Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

• Nozzle keluaran produk (liquid)Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = Length of side of reinforcing plate (L) =

OD

Q

J

T t

nWeld B

Weld B

Weld B

Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

• Nozzle keluaran gasSpesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = Length of side of reinforcing plate (L) = Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

• Nozzle masukan air pendinginSpesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = Length of side of reinforcing plate (L) = Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

• Nozzle keluaram air pendinginSpesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :Size = OD of pipe =Flange Nozzle thickness (n) = Diameter of hole in reinforcing plate (DR) =

Length of side of reinforcing plate (L) = Width of reinforcing plate (W) = Distance, shell to flange face, outside (J) = Distance, shell to flange face, inside (K) = Distance from Bottom of tank to center of nozzle :

G. Penentuan ManholeManhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau pemeriksaan pada bagian dalam kolom. Direncanakan manhole di pasang pada kolom bagian atas reaktor dengan ukuran standar 24 in berdasarkan rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, Ap. F item 5, ), dengan spesifikasi :

Jumlah = Tebal shell = tinggi tnakiDiameter dalam manhole frame, ID = Maksimum diameter lubang, Dp = Diameter cover plate, DC = Diameter bolt circle, DB = Length of side, L = Lebar reinforcing plate, W Size of fillet weld A = Size of fillet weld B = (Brownel and Young, Ap.F item 3)

H. Perencanaan Flange pada Sambungan Head dengan ShellSambungan Head dengan Shell

Sambungan antara tutup bejana dengan bagian shell menggunakan sistem flange dan baut. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi. Data perancangan:Tekanan desain = Temperatur desain Material flange = SA-203, grade B (B & Y, 1959, Tabel 13.1)Bolting steel = SA-193 Grade B (B & Y, 1959, Tabel 13.1)Material gasket = Stainless steels Diameter luar shell = Diameter dalam shell = Ketebalan shell = Tegangan dari material flange = Tegangan dari bolting material = Tipe flange = Gambar 8.a, (B & Y, hal. 240)

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2

Gambar F.3. Tipe flange dan dimensinya.

• Perhitungan Lebar Gasket

Keterangan:p = tekanan desain (psi)do = diameter luar gasket (in)di = diameter dalam gasket (in)y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)m = faktor gasket (fig. 12.11)

Dari fig 12.11 Brownell & Young, untuk material gasket Stainless steels y = 9000.0000m= 3.7500Sehingga :

1.0054

Asumsi bahwa diameter dalam gasket sama dengan diameter luar shell, yaitu

do 158.0949

Lebar gasket minimum (N) :

N = Keterangan :N = Lebar gasket minimum (in)do = Diameter luar gasket (in)di = Diameter dalam gasket (in)

jadi N=

Diameter gasket rata-rata (G) : G = di + lebar gasket

Dari Fig 12.12 B 7 Y, kolom 1, tipe 1.a, didapat

bo = 0.2500

jika bo ≤ 0,25 in maka b = b0 =

Digunakan gasket dengan lebar standar

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2

1)p(my

pmy

d

d

i

o

i

o

d

d

2

dd io

2

N

Perhitungan Beban Baut (bolt)

a. Beban terhadap seal gasketBeban terhadap seal gasket :Wm2 = Hy = x b x G x y (Brownell and Young, pers. 12.88, 1959)

Wm2 =

b. Beban operasi total hp1HWm1

luas baut minimum 94.3184

digunakan baut ukuran 2 inroot area 2.3000BS 4.2500R 2.5000E 2.0000

jumlah baut minimum

BC 162.4328A 166.4328Ab aktual 64.4000

lebar gasket minimum

perhitungan MOMEN

W 1587183.9593hG 2.3727

Flange Moment (Ma) 3765859.7804

untuk kondisi operasi W = Wm1W 1886367.9187HD 1790742.9980

The lever armhD 2.5914

The moment

MD 4640562.7245HG 85646.6705MG 203211.0708HT 9978.2501hT 2.4820MT 24766.4408MO 4868540.2361

Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85) :

t = t = Ketebalan flange (in)A = Diameter luar flange (in)B = Diameter dalam flange (in) K =

K=

maka Y

t=

perhitungan PENYANGGA REAKTOR

Berat ShellID shell 3.9624OD shell 3.9942Tinggi shell 17.0688densitas carbon steelberat shell 58572.3116

Berat Head & BottomVhb 88.6577Berat Head & Bottom

Berat Coilberat coil 141.0300

Berat AksesorisNozzle umpan liquid

Bf

MY

a

max

B

A

C1294

chi2: B n Y hal 221

ukuran nozzle 3.5000berat nozzle 10.0000Nozzle umpan gasukuran nozzle 8.0000berat nozzle 39.0000Nozzle output gasukuran nozzle 0.7500berat nozzle 2.0000Nozzle output liquidukuran nozzle 3.5000berat nozzle 10.0000Nozzle input air pendinginukuran nozzle 1.5000berat nozzle 6.0000Nozzle output air pendinginukuran nozzle 1.5000berat nozzle 6.0000

berat nozzle total

Berat material dalam reaktorberat bahan baku 133769.1747

laju alir massa 66884.5874waktu tinggal 2.0000

berat air pendingin = volume koil x densitaspenidngin17.9073 lb

Total berat material dalam reaktor = 294928.5066Jadi, total berat reaktor = berat shell + berat head + berat coil + berat aksesoris + berat material dalam reaktorTotal= 397157.1412 lb

Sistem Penyanggaberat perancangan 476588.5695

Leg PlanningHeight 35.8214 ft

digunakan I-beam 12 in (Brownell and Young, App, G, item 2)dimensi I-beam : kedalaman f beam (h) = 12.0000

Lebar flange (b) = 5.0780Web thickness = 0.4280Ketebalan rata-rata flange 0.5440

Area of section (A) = 10.2000Berat/ft = 35.0000

Peletakan dengan beban eksetrik (axis 1-1) : I 227.0000S 37.8000r 4.7200

Peletakan tanpa beban eksetrik (axis 2-2) :I 10.0000S 3.9000r 0.9900

Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2

axis 1-1, I/r 91.0714fc 12322.1995 psi

a = 0.5b + 1.5a 4.0390 iny = 0.5by 2.5390 inZ 89.4053 in3

Beban kompresi tiap legberat untuk perancangan 476588.5695P 79431.4282 lb

Hitung beban eksentrikfec 3588.4183 lb/in2f = fc- fecf 8733.7811 psiA 9.0947 in2

axis 2-2l/r 434.1992

lug planningP 79431.4282 lbPbolt 19857.8571 lbA bolt 1.6548 indigunakan baut dgn thread standar 1.5 in

Ketebalan plat horisontal (kompresi)My

6324.15831.3000

ln 7.19371.9732 in

b/l 1.5833

(P/4π)*((1+μ)*(ln(2l/πe)+(1-γ1)))P/4π1+ μln(2l/πe)ln(2l/πe)

0.7890my 16223.3196 in lb

thp 2.3584 in2.2500

Ketebalan plat vertikal (gusset)tg 0.8438

Base plate planninghitung base plate areaberat 1 leg 1253.7501 lbbeban base plate 80685.1784base plate area 201.7129 in2

hitung tebal base plateAbp 201.7129di dapat nilai n 2.9825 inl 10.0275 inp 17.3651 in

Abp baru 174.1276 in2n baru 6.6513 inm baru 6.2705 in

tebal base platep 456.1679 psitbp 1.7399 in

1.6250

1-γ1

T=

dan reaksi berlagsung sangat cpat /spontan

NH4HCO3NaHCO3+ NH4Cl

C NaHCO3 ED NH4CL F

Produk

jika keadaan tetap mka reaktan akan hilang dan pembentukan produk maka pendekatan akan ekivalen dengan : frogmant hal 29.

atau V=Fao .xC /rCV=FaO.xC/k2CCCD

53.9368

wi ρ μkg/m3 cP

0.1007 2165.0000 2.1000 0.00000.0000 2960.0000 10.0000 0.00000.7954 997.0800 0.8937 0.00080.1039 880.0000 1.9750 0.00011.0000 7002.0800 14.9687 0.0010

FaO=v1o=

kg/m3 64.8447 lb/ft3

CaO=cp 0.0011 kg/ms

wi ρ μkg/m3 cP

0.0195 997.0800 0.0095 0.00000.9805 6.9971 0.0150 0.14011.0000 1004.0771 0.0245 0.1401

1518.24930.0821 m3.atm/kmol.K

Kg/Kmol

303.0000 K

0.4366 lb/ft3cp 0.0000 kg/ms

65.2813 lb/ft3 1046.1746 kg/m3m3/jamm3.jam

lb/jam

63.9325 m3/jam volumetrik CO2

5.4107 m3/jam volumetrik NH4OH

wi/ρ

wi/ρ

massa totaldensitas campuran


4.0708 m3/jam

0.8000

(Derks,at all kinetic absrption of CO2 in aqueous ammonia solutin, 2009)

420.0000

7.5000 m3/mol.s 27000000 m3/kmoljam2.60E-06 m6/mol2.s 9360.0000 m6/kmol2jam

0.0021 /s 7.5600 /jam

1/k2 3.7037037037037E-081/(kh2o.k2/k-1)*CAO 0.000693670044660466Cao2 0.0237

f= 0.9686A 2.9186 m2D= 1.9282 m

0.0000

0.5000 3.8564 m12.6522 ft

standar 13.0000 ft , R3.9624 m

156.0016 in

[ 1k 2

+k−1

k 2

(1+ℓY A)kC . C AO(ΘC−Y A) ] C

AO2 (1−Y A )(ΘB−Y A ) [ 1

k2

+k−1

k2

(1+ℓY A )kC .C AO(ΘC−Y A) ](1+ℓY A )2

CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

(1+eYa)2

YA0.0000 0.000716149348900762 1.0000000 0.02370.2000 0.0008423139349305 0.8711111 0.01520.4000 0.00105722355063419 0.7511111 0.00850.6000 0.00150531176109305 0.6400000 0.00380.8000 0.00620236688218905 0.4946778 0.000287030327311352

dengan metode simpson rule

delta Y 0.2000

=

0.8076

4.3077h= 16.8533 m

55.2931 ftstandarisasi 56.0000 ft

17.0688 m

L/D 4.3702G= 85.3538f 0.9686

h

207.7171 m3

16.8533 m

215854.9677 kg

Proses difusi terjadi didalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah

∫Y A 1

Y A 2 [1k2

+k−1

k2

1


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

=h3

[f ( X0 )+4 f ( X 1 )+2 f ( X2 )+4 f ( X3 )+ f ( X 4 )]

[ 1k 2

+k−1

k 2

(1+ℓY A)kC . C AO(ΘC−Y A) ] C

AO2 (1−Y A )(ΘB−Y A ) [ 1

k2

+k−1

k2


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

(Coulson 1983, vol 6 : 255)

m3/kmolm3/kmol

m3/kmol

m2/s

(Treyball, 1980 : 141)

10.0000 mm standard 0.0100 m

303.0000 K4.0000 atm

kg/m3 1.0322 g/cm3lb/ft3

(Coulson 1983, vol 6 : 258)

DAL=117 ,3 .10−18 (φ×M )0,5×T

μ ×Vm0,6

σ L = [ Pch × ( ρL− ρv )M ]

4

× 10−12

Pch

112.2000

mJ/m2dyne/cm

(Coulson 1983, vol 6 : 258)

dyne/cmkg/s2g/s2

mcmmm

Diameter gelembung (db) 2 mm, sehingga persamaan yang digunakan

(Froment : 726)

m/s 0.0027 dm/sm/s

db= ( 6×do×σ L

g×Δρ )1

3

k L (2 mm )= 0,42 [ μL×g

ρL ]1

3 [ ρL×DAL

μL ]1

2

kmol/m3

(Perry`s 1997,7thed : 23-42)

M< 0,3 = Reaksi membutuhkan volume bulk liquid yang besar.

Berdasarkan Perry’s Chemical engineering Hand’s Book, ada beberapa parameter design untuk reaktor gelembung yaitu : diameter gelembung (db),

0.0092 m0.9243 cm9.2434 mm

adalah laju volume aliran gas dibagi dengan luas area tiap lubang (treyball hal 143)

cm3/s 18.6962

0.0100 m1.0000 cm

10.0000 mm

0.7850 cm2

D 0=db3 x ( ρL− ρg) xg

6 σ

cm/sm/s 526.2923 m/jam

Untuk menghitung gas hold up(є), dapat digunakan persamaan :

froment hal 725 pers 14,3,f-1

Untuk menghitung interfacial area dapat digunakan persamaan sebagai berikut :

(Perry, 1997)

/cm 128.6996 /m

Nilai (α) interfacial area yang diperoleh, masuk dalam range (α) di reaktor gelembung yaitu 40 – 600 m2/m3 sehingga memenuhi.

Berdasarkan Levenspiel (1999), untuk mengetahui apakah reaktor bubble sudah sesuai untuk

a. Untuk bubble reaktor, jenis alirannya adalah plug flow untuk gas dan mixed flow untuk cairan.b. kG dan kL, untuk reaktor bubble, nilai kL harus lebih besar daripada kG, hal ini dibuktikan sebagai berikut:

58.0000 atm dm3/mol

G392

Syaiful: cari lagi salah kalau lihat perhitungan cici

1.9282 m tandarin 2.1336 m6.3261 ft 7.0000 ft

84.0009 inH= 0.0000 m standarin

0.0000 ft

Berdasarkan Froment, hal 726 untuk ε ≤ 0,45; 0,03 < usg < 0,4 m/s; Dr > 0,15 m, maka

mft

m/sm

3.0000(Peters and Timmerhause, 1991)

mft

2.9186 m26.1544 ft2

Berdasarkan Perry’s, 1997 diameter hole plate dapat ditentukan dengan persamaan

Keterangan :Do = Diameter hole, cmdb = Diameter bubble, cmρL = Densitas liquid, gr/cm3 ρG = Densitas gas, gr/cm3 σ = Tegangan permukaan liquid g = Percepatan gravitasi, 980 cm/det2

cm

cm2

cm

G419

Syaiful: perhatikan lagi, kayanya reff salah

1.2990 cm

0.9743 cm2

0.8057

4.9588 ft20.4588 m2

4588.1292 cm2

5844.7506 hole5845.0000 hole

(pers.13.1 Brownell and young,1959)

Bahan konstruksi stain less stelll 167 grade 3, tipe 304, f = 18750 psi (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637).

P= 4.0000 atm58.8000 psi

lb/ft3 1046.1746 kg/m3

mft

hole

holehole

tiapLuas

totalLuasJumlah

144

hg

g. L

cmix

psi

(Couldson, vol.6, 1983 : .637)

psiatm

in maka tebal shell satndar= 0.6250

3.9942 m157.2500 in

icr = r = OD = ID = b = OA = sf =

in distandaeisasi 168.0000 inin

in tabel 5.7 Brownel & Young didapat :in

th =

0.6250

(Brownell and Young,1959,hal. 258)

w = stress-intensitication factor

1.2500 in

1.2500 in standar sf yang digunakan 4.0000 in0.3333 ft

m 78.0000 ininin

inm

OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87) ρ = 12.94 μ = 0.2609

in Cp = 1.2

m k = 0.354

mft

12146.0671 kg/jam

Sifat amoniak pada suhu rata-rata = -33,5 oC

997.0800 lb/ft3 kg/m3 62.21780.8937 cp= cp 2.1624

377.0969 Btu/lboF Kj/Kmol K 20.94980.3300 Btu/jam.ft.oF Btu/jam.ft.oF

in 0.1100 ftin 0.0874 ftft2/ftin2/tube 0.0024 ft2/tubein

lbm/ft2.jam 2824.8476 lbm/ft2.s

Kecepatan medium pendingin di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-2,5 m/s.

m/s = 8.2000 ft/s

lb/s.ft2 lb/jam.ft2

dibulatkan 6.0000 set koil

lb/jam.ft2

ft/jamft/sm/s masuk dalam range

68518.5149

68518.5149 maka nilai jH = 25.00000.8600

1275.9094 Btu/ft2.hr.oF

1097.2821 Btu/ft2.hr.oF

872.0067 Btu/jam.ft2.o F

Untuk koil, harga hio dikoreksi dengan faktor koreksi sebagai barikut

Diketahui diameter spiral atau heliks koil = 0,7 – 0,8 Dt (Rase, 1977)

ft 3.1699 m

Btu/ft2.hr.oF

(Kern, 1950)

Btu/ jam.ft2.oF

h io,koil=h io,pipa [1+3,5 (Dikoil

Dspiralkoil)]

ho=0 , 36 .k

De.( De .G

μ )0 ,55

.(Cp . μk )

13

Btu/hr ft2 oF

untuk proses cooler, bahan pendinginnya berupa air-aquaueos solution pendingin maka nilai Ud adalah

BTU ft2jamF

0.0013 T pendingin

cold fluid Temp. diff F Δt2/Δt1113.0000 27.0000 Δt2 7.5000

82.4000 3.6000 Δt130.6000 23.4000 Δt2 – Δt1

11.6135

Beban panas = 866135.5014 KJ/jam820934.4880 Btu/jam

Qc= 136822.4147 Btu/jam

0.2200 ft0.0671 m

ft

Lhe=1/2 π (dhe2 +J

sp2 )1 /2+1/2π . dhe

ft

ftm

putaran 1.0000 putaran

1.3200 ft0.4023 m

0.2878 ft30.0082 m3

Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan.

mft

1.3200 ft), berarti semua koil tercelup di dalam cairan.

Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube yang bahannya terbuat dari stainless steel dihitung dengan menggunakan persamaan


G = kecepatan aliran massa fluida (kg/s)

Pengecekan bilangan Reynolds (NRe)

mix

mixRe μ

IDvρN

ρmix = densitas campuran, kg/m3ID = diameter dalam tube, mµg = viskositas fluida, kg/m.jamv = kecepatan aliran, m/s

56049.8966 kg/jam 15.5694 kg/s1039.1774 kg/m3

0.0011 kg/ms



78.4157 mm7.8416 cm3.0872 in


3.5000 in

3.5480 in 0.0901 m4.0000 in 0.1016 m9.8900 in2 0.0064 m2

53.9368 m3/jam 0.0150

2.3578 m/s

196216.9658 (aliran turbulen)

10834.6907 kg/jam 3.0096 kg/s6.9971 kg/m30.0000 kg/ms



198.4463 mm19.8446 cm

7.8128 in

mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN


8.0000 in

7.9810 in 0.2027 m8.6250 in 0.2191 m

50.0000 in2 0.0321 m2

1548.4434 m3/jam 0.4301

13.3890 m/s


64735.1367 kg/jam 17.9820 kg/s1084.0516 kg/m3

0.0009 kg/ms



83.0347 mm8.3035 cm3.2691 in


3.5000 in

3.5480 in 0.0901 m4.0000 in 0.1016 m9.8900 in2 0.0064 m2

59.7159 m3/jam 0.0166

2.6105 m/s


mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN

mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN

2149.4507 kg/jam 0.5971 kg/s6.9971 kg/m30.0150 kg/ms



88.3891 mm8.8389 cm3.4799 in


3.5000 in

3.5480 in 0.0901 m4.0000 in 0.1016 m9.8900 in2 0.0064 m2

307.1895 m3/jam 0.0853

13.4287 m/s

564.5230 (aliran laminer)

12146.0671 kg/jam 3.3739 kg/s997.0800 kg/m3

0.0009 kg/ms



37.0356 mm3.7036 cm1.4581 in


mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN

1.5000 in

1.6100 in 0.0409 m1.9000 in 0.0483 m2.0360 in2 0.0013 m2

12.1816 m3/jam 0.0034

2.5867 m/s


12146.0671 kg/jam 3.3739 kg/s997.0800 kg/m3

0.0006 kg/ms



37.0356 mm3.7036 cm1.4581 in


1.5000 in

1.6100 in 0.0409 m1.9000 in 0.0483 m2.0360 in2 0.0013 m2

12.1816 m3/jam 0.0034

2.5867 m/s


Berdasarkan perhitungan saluran saluran pemasukan dan keluaran pada reaktor di

mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN

mixv ρ

GF

A

Fv v

mix

mixRe μ

IDvρN

Gambar F.2. Desain opening pada Reaktor

Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :3.5000 in4.0000 in

coupling inDiameter of hole in reinforcing plate (DR) = 4.1250 inLength of side of reinforcing plate (L) = 10.0000 in

12.6250 inDistance, shell to flange face, outside (J) = - inDistance, shell to flange face, inside (K) = - inDistance from Bottom of tank to center of nozzle :

Regular, Type H = 8.0000 inLow, Type G = 5.0000 in

Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F ,hal.349) :8.0000 in8.6250 in0.5000 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 8.7500 inLength of side of reinforcing plate (L) = 20.2500 in

25.0000 inDistance, shell to flange face, outside (J) = 8.0000 inDistance, shell to flange face, inside (K) = 6.0000 inDistance from Bottom of tank to center of nozzle :




OD

Q

J

T t

nWeld B

Weld B

Weld B

12.6250 inDistance, shell to flange face, outside (J) = - inDistance, shell to flange face, inside (K) = - inDistance from Bottom of tank to center of nozzle : 0.0000




12.6250 inDistance, shell to flange face, outside (J) = - inDistance, shell to flange face, inside (K) = - inDistance from Bottom of tank to center of nozzle :



Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2.0000 inLength of side of reinforcing plate (L) = in

inDistance, shell to flange face, outside (J) = 6.0000 inDistance, shell to flange face, inside (K) = 6.0000 inDistance from Bottom of tank to center of nozzle :



Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2.0000 in

Length of side of reinforcing plate (L) = inin

Distance, shell to flange face, outside (J) = 6.0000 inDistance, shell to flange face, inside (K) = 6.0000 inDistance from Bottom of tank to center of nozzle :


Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau pemeriksaan pada bagian dalam kolom. Direncanakan manhole di pasang pada kolom bagian atas reaktor dengan ukuran standar 24 in berdasarkan rekomendasi

1.00000.6250 in

61.6429 ft24.0000 in ft26.5000 in32.7500 in30.2500 in53.5000 in64.0000 in

0.1875 in0.3750 in

Sambungan antara tutup bejana dengan bagian shell menggunakan sistem flange dan baut. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi. Data perancangan:

92.2534 psi303.0000 K

Material flange = SA-203, grade B (B & Y, 1959, Tabel 13.1)

157.2500 in156.0016 in

0.6250 in17500.0000 psi20000.0000 psi

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2

Gambar F.3. Tipe flange dan dimensinya.

y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)

Dari fig 12.11 Brownell & Young, untuk material gasket Stainless steels

Asumsi bahwa diameter dalam gasket sama dengan diameter luar shell, yaitu

in

0.4375

0.4225 in

157.6875 in

in

0.2500 in

Digunakan gasket dengan lebar standar 0,25 in (Gambar 12.12, Brownell and Young,1959).

Gasket

hG

t

hT

HG

HT

G

h

W

R hD Cgo

g1

g1/2

Wm2 = Hy = x b x G x y (Brownell and Young, pers. 12.88, 1959) Keterangan :Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)b = Effective gasket (in)G = Diameter gasket rata-rata (in)

1114062.1875

85646.6705 lb1800721.2482 lb1886367.9187 lb

in2

in2ininin

41.0080 digunakan baut 28.0000

ininin2

0.1445 in

lbin

lb-in

lblb

in

lb-inlblb-inlbinlb-inlb-in

166.4328 in156.0016 in

1.0669

25.0000 Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238),

1.9283 in

m 13.0000 ft 156.0000m 13.1042 ft 157.2500m 56.0000 ft 672.0000

490.0000 lb/ft3lb

ft343442.2930 lb

lb

inlb

inlb

inlb

inlb

inlb

inlb

73.0000 lb

kg 294910.5993 lbkg/jamjam

lbJadi, total berat reaktor = berat shell + berat head + berat coil + berat aksesoris + berat material dalam reaktor

lb

429.8572 in

inininin

in2lb/ft

in4in3in

in4in3in

Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2

(< 120, OK)(<17500 psi, OK)

lb

e 0.5313

γ 0.2110

dipakai 2.5 in

di ambil 3/8 in4.2272

6.3500

lb 26.8427

n Abp0.8100 73.98481.0000 81.23621.0100 81.62581.0200 82.01631.0300 82.40751.0400 82.79961.0500 83.19241.0600 83.58601.0700 83.98051.0800 84.37571.0900 84.7718

1.7500 in 1.0910 84.81141.0920 84.85111.0930 84.89081.0940 84.93042.0000 124.16102.1000 128.89342.3000 138.59842.5000 148.62342.6000 153.75582.7000 158.96832.8000 164.26082.9825 174.1276

303.0000

viskositas NH4OH

C cpvolume(m3)/jam 0.0000 2.8000

30.0000 1.97500.0747 6.3931 40.0000 1.70000.0001 0.0047

-0.0894 33.74440.0707 9.71470.0561 49.8570

244.2558 mol/jam53.9368 m3/jam

4.5286 mol/m3

volume(m3)/jam

-0.0908 0.0877-4.1178 1535.9473-4.2086 1536.0350

asumsi waktu reaksi pertama sesudah co2 bereaksi dengan nh4oh tinggal bahan2 berikut dalam larutan

output kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33733.3124 1874.0729CO2 10747.2533 244.2558total 58335.6359 2355.0320

Vo faksi volum gasNaCl 809.2209 0.2373

wi*ln μ

wi*ln μ



CaSO4 0.8133 0.0002H2O 1972.2121 0.5783CO2 628.3362 0.1842total 3410.5825 1.0000

NH4HCO3 15436.9638 195.4046

detikProduk kg/jam kmol/jam

outputNaCl 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

v NH4HCO3 0.4624FaNH4HCO3 6.1238maka C NH4HCO3 13.2427

NH

6.0000 ft72.0007 in

ρL=1

∑ wi

ρi

[ 1k2

+k−1

k2


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

0.03020.04830.09300.2538

10.6894

[ 1k2

+k−1

k2


CA

O2 (1−Y A)(ΘB−Y A)

Menghitung surface tension

sigma=A(1-T/Tc)^n (dyne/cm)

A T TcNaCl 201.3300 303.0000 3400.0000CaSO4 303.0000H2O 132.6740 303.0000 647.1300NH4OH 303.0000

sigmaNaCl 175.0617 (dyne/cm)CaSO4 1.6530 (dyne/cm)H2O 72.5870 (dyne/cm)NH4OH

kL = kL (2 mm) 500 db

KL= 0.0012 m/s

0.0580 atm dm3/kmol

r 1.0668 m #REF!3.5000 ft

#REF! m56.0000 ft

1640.4000

0.3750 1.5-30.3125 sama0.2500 1.5-2.5

Tebal insulattion Thermal conductivity zirconia (k1 ,2200 oC) = 0,002 kW/m.oC

k insulasi 0.0020 KW/mCT1 30.0000 CTref 25.0000 CQ 866135.5014 KJ/jamOdshell 168.0000 inOdinsulasi

Ashell 2461.7350 ft2

0.0095 m0.9467 cm0.3727 in

ΔX

qA

=kΔx

( ΔT )

in 0.0159 m

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

Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93

cp= 0.6315 lb/ft.jam

24292.1341 lb/jam

lb/ft3

Btu/lboF

Btu/jam.ft.oF

lb/ft3lb/ftjam 0.0006 lb/ftsKj/Kg K 5.0049 Btu/lb F

mencari panas masuk rata2

total panas in buble

NaClCaSO4H2ONH4ClNaHCO3NH4HCO3

86.0000

250-500 BTU ft2jamF kern

28.0000 c 25.0000301.0000 K

82.4000

ln Δt2/Δt12.0149

dari neraca panas

AlatFungsiBentuk Bubble column dengan head berbentuk Torispherical head. yang dilengkapi dengan Coil pendingin dengan media pendingin berupa air pendinginKapasitasDimensi Diameter shell (D)

Tinggi shell (Z) Tebal shell (ts) Tebal head (th)

Sparger Triangular pitch doTekanan desainBahan konstruksi Carbon Steel SA 283 grade CJumlah 1 buah

m3/s

komponen kg/jamNaCl 2768.2319CaSO4 13.9107H2O 33733.3124NH4Cl 10126.5235NaHCO3 15899.5884NH4HCO3 483.7795NH4OH 1709.7903

64735.1367

BM campuran=densitas liquid

μ L =

m3/s

ρL=1

∑ wi

ρi

m3/s

μ L = 0.8500

m3/s

μ L = 0.5500

m3/s

ininin

menentukan kinetika raksi2265000.0000

k= 0.4487 min-1 0.0075t 8.7179 menit

asumsi waktu reaksi pertama sesudah co2 bereaksi dengan nh4oh tinggal bahan2 berikut dalam larutanwi ρ μ

kg/m3 cP m3/jam0.1005 2165.0000 2.1000 0.0000 6.39310.0000 2960.0000 10.0000 0.0000 0.00470.7958 997.0800 0.8937 0.0008 33.83210.1037 1.8000 0.0150 0.0576 5970.69631.0000 6123.8800 13.0087 0.0585 6010.9262

wi/ρ

k=2. 265 x106exp (−13 . 512/ RT )

0.8000 1580.0000 kg/m3 0.0005

17.1043 kg/m3

m3/jamkmol/jamkmol/m3

0.00 0.10 0.200.0

1.0

2.0

3.0

4.0

5.0

6.0

7.0f(x) = NaN xR² = 0

t

1+εA X A

(1−X A )+ε A ln (1−X A )

Yaws,

n sigma1.4978 175.0617 (dyne/cm)

1.6530 dyne/ cm0.9550 72.5870 (dyne/cm)

http://www.sciencedirect.com/

http://www.sciencedirect.com/

Thermal conductivity zirconia (k1 ,2200 oC) = 0,002 kW/m.oC

240593.1948 j/s 240.5932 KW13.9999 ft

354512.5271 in2227.7743 m2

standar 0.3750 in

Bubble column dengan head berbentuk Torispherical head. yang dilengkapi dengan Coil pendingin dengan media pendingin berupa air pendingin#REF! m33.9942 m

18.7887 m0.6250 in1.2500 in1.0000 cm

92.2534 psi

wi ρ μkmol/jam kg/m3 cP

47.3202 0.0201 2165.0000 2.1000 0.00000.1023 0.0000 2960.0000 10.0000 0.0000

1874.0729 0.7958 997.0800 0.8937 0.0008189.2808 0.0804 1527.4000 1.2200 0.0001189.2808 0.0804 2159.0000 0.9750 0.0000

6.1238 0.0026 1580.0000 0.0370 0.000048.8512 0.0207 880.0000 1.7000 0.0000

2355.0320 0.9793 11388.4800 16.9257 0.0009

27.4880 Kg/kmol

1084.0516 kg/m3 67.6448 lb/ft3

0.9436 cp 0.0009 kg/ms

wi/ρ

e^(wi*lnµ)

ρL=1

∑ wi

ρi

cp 0.0009 kg/ms

cp 0.0006 kg/ms

1/(1-x) 50.0000Ln1/(1-x) 3.9120

/s 26.9241 /jam

0.00 0.10 0.200.0

1.0

2.0

3.0

4.0

5.0

6.0

7.0f(x) = NaN xR² = 0

t

Bubble column dengan head berbentuk Torispherical head. yang dilengkapi dengan Coil pendingin dengan media pendingin berupa air pendingin

0.01490.0001

-0.08940.0160

-0.0020-0.00860.0110

-0.0580

wi*ln μ

buble,3

Documents

Transcript of buble,3