Unit Penydia Steam

Kiln kreasi

Dik : Mr CaCO3 = 100 kg/kmolMr MgCO3 = 84 kg/kmol

Mr CaO = 56 kg/kmolMr MgO = 40 kg/kmolMr CO2 = 44 kg/kmolMr H2O = 18 kg/kmolMr H2 = 2 kg/kmolMr O2 = 32 kg/kmolBasis = 9752.9089 kg

CaCO3 = 0.998MgCO3 = 0.00054

SiO2 = 0.00016 1Al2O3 = 0.00016Fe2O3 = 0.00014 -0.00034H2O = 0.001

0.00053CaCO3 = 9733.4031 kg/jam 97.3340MgCO3 = 5.2666 kg/jam 84.0000

SiO2 = 1.5605 kg/jamAl2O3 = 1.5605 kg/jamFe2O3 = 1.3654 kg/jamH2O = 9.7529 kg/jam 0.5418

a. konversi = 98.0000 = 0.98000.95x (yang bereaksi) = 9538.7350 kg/jam= 95.3874

x = 97.3340 kmol/jam

CaCO3 CaO +mula-mula : x

reaksi : 0.95x 0.95xsisa : x - 0.95x 0.95x

mula-mula : 97.3340reaksi : 95.3874 95.3874sisa : 1.9467 95.3874

CO2 terbentuk = 4197.0434 kg/jamCaO terbentuk = 5341.6916 kg/jam

CaCO3 sisa = 194.6681 kg/jam= 9733.4031 kg/jam

b. konversi = 100.0000 = 1.0000MgCO3 = 0.0627 kmol/jam

MgCO3 MgO +mula-mula : 0.0627

Kandungan Limestone bahan baku :

reaksi : 0.0627 0.0627sisa : 0.0000 0.0627

CO2 terbentuk = 2.7587 kg/jamMgO terbentuk = 2.5079 kg/jam

MgCO3 = 5.2666 kg/jam

Total CO2 = 4199.8021

c. konversi = 100.0000 = 1.0000

H2O = 0.5418 kmol/jam

H2O(l) H2O(g)mula-mula : 0.5418

reaksi : 0.5418 0.5418sisa : 0.0000 0.5418

H2) gas terbentuk = 9.7529 kg/jamO2 terbentuk = 0.0000 kg/jam

= 9.7529 kg/jam

1 % dari material kiln akan terbawa ke aliran udara keluar

CaCO3 = 0.0000 kg/jamSiO2 = 0.0000 kg/jam

Al2O3 = 0.0000 kg/jamFe2O3 = 0.0000 kg/jamMgO = 0.0000 kg/jamCaO = 0.0000 kg/jam

jumlah = 0.0000 kg/jam

Komponen Massa masuk Massa keluarKiln Rotary Cooler ke kompresor buble

CaCO3 9733.4031 194.6681 0.0000MgCO3 5.2666

SiO2 1.5605 1.5605 0.0000Al2O3 1.5605 1.5605 0.0000Fe2O3 1.3654 1.3654 0.0000H2O(l) 9.7529H2O(g) 9.7529

MgO 2.5079 0.0000CO2 4199.8021CaO 5341.6916 0.0000 kemurnian CO2

sub jumlah 5543.3539 4209.55509752.9089 9752.9089

rotary cooler

Komponen Massa masuk

CaCO3 194.6681 kg/jamMgO 2.5079 kg/jamSiO2 1.5605 kg/jam

Al2O3 1.5605 kg/jamFe2O3 1.3654 kg/jamCaO 5341.6916 kg/jam

5543.3539

S

Komponen



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 2.5079SiO2 1.5589 0.0016 1.5605

Al2O3 1.5589 0.0016 1.5605

Fe2O3 1.3639 0.0015 1.3654CaO 5336.3499 5.3358 5341.6857

sub jumlah 5518.5383 24.7903jumlah 5543.3286 5543.3286

konsentrai CaO 96.362423501364

Bila Cao yang digunakan sebanyak 6484.64812083708 Kg /jammaka butuh penampungan sementara sebab perjamnya dihaslnya Cao sebanyak

densitas2710 Kg/m3 Volume2958 Kg/m32650 Kg/m3

3965 Kg/m35250 Kg/m31000 Kg/m3

=kmol/jam =

=

kmol/jam

CO2

0.95x0.95x

95.387495.3874

CO2

0.06270.0627

CO2 dari rekoverimake up

99.768314966668 %

yang harus ddibuat dalam pabrik CO2 sebnayak4199.8021

umpan produksiklon belt

194.6681 19.4668 175.20132.5079 0.0025 2.50541.5605 0.0016 1.55891.5605 0.0016 1.55891.3654 0.0015 1.3639

5341.6916 5.3417 5336.349924.8156 5518.5383

5543.3539 5543.3539

-1142.9624

maka butuh penampungan sementara sebab perjamnya dihaslnya Cao sebanyak

3.5916620.00178

0.0005890.0003940.00026

0.0097533.604438 m3/jam3604.438 dm3/jam3604.438 liter/jam

BM: NaCl 58.5 kg/kmol CO2 44.0H2O 18.0 kg/kmol NH3 17.0CaSO4 136.0 kg/kmol NaHCO3 84.0MgO 40.0000 CaO 56.0000

1, di MIX TankNaCl

BrineH2O

Basis 13910.7131 kg /jam garam industrikomponen garam - 99,5 % NaCl;

0,1 % CaSO4;, 0,4 % H2O

maka persentase kali basis untuk mendapatkan jumlah komponen

NaCl 13841.1595 kg /jam 236.6010 kmol/jamCaSO4 13.9107 kg /jam 0.1023 kmol/jamH2O 55.6429 kg /jam 3.0913 kmol/jam

kelarutan NaCl pada 30 C= 36,3 kg NaCl/100 kg H2O (Perry table-2-120)

maka 99,5 kg NaCl membutuhkan air sebanyak:

H2O yang dibutuhkan; 99,5/36,3*100 = 38129.9160

jika sudah ada kandungan air dalam garam industri sebesar 0,4 kg maka maka fress feed yang dibutuhkan:fress feed H2O; 274,1047 - 0,4= 38074.2732

Komponen masuk keluargaram industri fress feed Brine

NaCl 13841.1595 13841.1595CaSO4 13.9107 13.9107H2O 55.6429 38074.2732 38129.9160subjumlah 13910.7131 38074.2732jumlah 51984.9862 51984.9862

2. absorber

kimponenumpan make up recovery produk

NaCl 13841.1595 13841.1595CaSO4 13.9107 13.9107H2O 38129.9160 33733.3124NH3 4152.3479 0Co2 0 0NH4 OH 8548.9515

51984.9862 4152.3479 0.0000

MT

56137.3341 56137.3341

2. Reaktor Buble

Brine NH4Cl + NaHCO3

NH3CO2

NH40H + CO2+ NaCl NaHCO3+

konversi NaCl menjadi NaHCO3 85% = 0.8000

NaCl yang terkonversi sebanyak ;0,85*99,5 11072.9276mol NACl mula2 99,5/58,4428mol H2O mula2 38129.9160 kg/jam / 18,01534=NH4OH mula2 244.255756089

co2 yang berubah menjadi 0.8 mula2 co2 harus ada agar na4oh dapat bereaksi seluruhnyaNH4OH + CO2 NH4HCO3

m 244.2558 244.2558berekasi 195.4046 195.4046 195.4046sisa 48.8512 48.8512 195.4046

NH4HCO3 + NACL NaHCO3+ NH4Cl

195.4046 236.6010189.2808 189.2808 189.2808 189.2808

6.1238 47.3202

sisa NH4HCO3 483.7795 kg

Mula2 :NH4OHmula2 8548.9515NaCl 1,7025*58,5 13841.1595

CO2 awal 1,3620*44 10747.2533jumlah 33137.3642

Sisa dan terbentukNH4OH sisa 1709.7903NaCl sisa 0,3405*58,5= 2768.2319NaHCO3 terbentuk= 1,3620*84= 15899.5884Nh4Cl terbentuk= 1,3620*53,5= 10126.5235

http://www.netl.doe.gov/publications/proceedings/04/carbon-seq/158.pdf


CO2 sisa 2149.4507jumlah 32653.5848

komponen masuk keluar liiquid keluar gasNaCl 13841.1595 2768.2319CaSO4 13.9107 13.9107H2O 33733.3124 33733.3124NH4OH 8548.9515 1709.7903CO2 10747.2533 2149.4507NH4Cl 10126.5235NaHCO3 15899.5884NH4HCO3 483.7795jumlah 66884.5874 64735.1367 2149.4507

66884.5874

kristalizerkritaizing pada suhu 22 oC

komponenumpanNaCl(l) 2768.2319CaSO4(s) 13.9107

H2O(l) 33733.3124NH4Cl(l) 10126.5235NaHCO3(l) 15899.5884NH4HCO3 483.7795NH4OH 1709.7903

64735.1367menurut paten 5275794

maka:

komponenUmpan output

NaCl(s) 2768.2319 2768.2319

CaSO4(s) 13.9107 13.9107

H2O(l) 33733.3124 33733.3124

NH4Cl(l) 10126.5235 10126.5235

NaHCO3(s) 15899.5884 15779.3481NaHCO3(aq) 120.2402

NH4HCO3 483.7795 483.7795Nh4OH 1709.7903 1709.7903total 64735.1367 64735.1367

RDVF

umpan cake

recovery

komponenumpan densitas kg/ltNaCl(l) 2768.2319 kg/jam 2.1650

CaSO4(s) 13.9107 kg/jam 2.9600H2O(l) 33733.3124 kg/jam 0.9971NH4Cl(l) 10126.5235 kg/jam 1.5274NaHCO3(s) 15779.3481 kg/jamNaHCO3(aq) 120.2402 kg/jamNH4HCO3 483.7795 kg/jam 1.58nh4OH 1709.7903 kg/jam 0.88

64735.1367

Kebutuhan air pencuci pada RDF-301 = kandungan air yang terdapat dalam cake . (Mc.Cabe, 1985)voulme ruang kosong 0.01ml/gram Kirk Otmer , sehingga zat yang besrifat polar akan berada atau tercampur dalam cake

0.01 l/kg

H2O yang terdapat pada cake adalah 0.0100maka= 338.3210 lt/jam

NaCl Aq 12.7863 lt/jamNH4OH 19.42943514344 lt/jamNH4Cl 66.29909349345 lt/jamNaH4HCO3 3.0619 lt/jamCaSO4 0.046995652287 lt/jam

439.9447

komponen masuk keluarumpan air pencuci filter cake

NaCl 2768.2319 2740.5496 27.6823CaSO4(s) 13.9107 13.7716 0.1391H2O(l) 33733.3124 337.3331 33733.3124 337.3331NH4Cl(l) 10126.5235 10025.2583 101.2652NaHCO3(s) 15779.3481 0.0000 15779.3481NaHCO3(aq) 120.2402 120.2402 0.0000NH4HCO3 483.7795 478.9417 4.8378nh4OH 1709.7903 1692.6924 17.097902926227subjumlah 64735.1367 337.3331 48804.7662 16267.7036jumlah 65072.4698 65072.4698

4. furnace elektrik

umpan ke rotary calciner adalah cake dari RDVF

komponen umpancakeNaCl 27.6823 kg/jam 0.4732 kmol/jamCaSO4 0.1391 kg/jam 0.0010228 kmol/jamH2O 337.3331 kg/jam 18.7407 kmol/jamNaHCO3 15779.3481 kg/jam 187.8494 kmol/jamNH4OH 17.0979 kg/jam 0.4885 kmol/jamNH4HCO3 4.8378 kg 0.0612 kmol/jamNH4Cl(l) 101.2652 1.8928 kmol/jam

16267.7036

Reaksi 1Konversi 0.9990 paten Us 5325606 dan menurut

BM 168.0000 106.0000 44.0000 18.00002NaHCO3 Na2CO3 + CO2(gas)+ H2O(gas)

M: 187.8494R; 187.6615 93.8308 93.8308 93.8308sisa 0.1878 93.8308 93.8308 93.8308

Na2CO3 terbentuk 0,6742*106 9946.0612Co2 gas terbentuk 0,6742*44 4128.5537H2Ogas terebentuk 0,6742*18 1688.9538NahCO3 sisa 15.7793

reaksi 3

aliran H2O dan CO2

NH3 9.3457H2O= 2026.0895

CO2= 4131.24826166.6834

produk padatan yang ke rotary coolerNa2CO3 9946.0612NaCl`` 27.6823CaSO4 0.1391nahCO3 15.7793NH4Cl 101.2652

jumlah 10090.9273air 10.0929

jumlah 10101.0202air keluar bersama produk 0.1% 0.9998

maka X = 0.1%*(D214+X)X=jumlah air yang terdapat dalam produk

mk:X= 0.001+(71.4466+X)0.999X= 10.0909X= 10.0929

jumlah air yang bersama produk sebesar 0.0913 kg/ jam

maka air menguap 24.9568-0.0913 327.2402komponen umpan produk

cake steam gas padatanNaCl 27.6823 0.0000 27.6823CaSO4 0.1391 0.0000 0.1391H2O 337.3331 2026.0895 10.0929NaHCO3 15779.3481 15.7793Na2CO3 0.0000 9946.0612CO2 4131.2482NH4OH 17.097902926227NH3 9.3457NH4Cl 101.2652 101.2652NH4HCO3 4.8378sub jumlah 16267.7036 0.0000 6166.6834 10101.0202jumlah 16267.7036 16267.7036

5.rotary cooler

komponen masukdari furnace jumlah

NaCl 27.6823 27.6823CaSO4 0.1391 0.1391H2O 10.0929 10.0929Na2CO3 9946.0612 9946.0612nahco3 15.7793NH4Cl 101.2652jumlah 10101.0202

0.1% padatan akan terbawa udara/gas menuju siklon

NaCl 0.0277CaSO4 0.0001H2O 0.0101na2CO3 9.9461nahco3 0.0157793481145765nh4Cl 0.101265235401895

10.1010yang ke belt

NaCl 27.6546CaSO4 0.1390H2O 10.0829na2CO3 9936.1152nahCo3 15.7636nh4cl 101.1640

10090.9192neracakomponen masuk komponen keluar

dari furnace ke siklon 1 ke beltNaCl 27.6823 0.0277 27.6546

CaSO4 0.1391 0.0001 0.1390H2O 10.0929 0.0101 10.0829Na2CO3 9946.0612 9.9461 9936.1152naHco3 15.7793 0.015779348115 15.7636nh4CL 101.2652 0.101265235402 101.1640sub jumlah 10101.0202 10.1010 10090.9192jumlah 10101.0202 10101.0202

7. siklon 1komponen masuk komponen keluar

ke stak ke beltNaCl 0.0277 2.7682319E-05 0.0277CaSO4 0.0001 1.39107131E-07 0.0001H2O 0.0101 1.00929458E-05 0.0101Na2CO3 9.9461 0.009946061246 9.9361naHco3 0.0157793481145765 1.57793481E-05 0.015763568766NH4Cl 0.101265235401895 0.000101265235 0.101163970166jumlah 10.1010 0.010101020201 10.0909

10.10108. belt

komponen masuk

dari siklon2 dari rotary cooler keluar beltNaCl 0.0276546367043917 27.6546 27.6823CaSO4 0.000138968023640159 0.1390 0.1391H2O 0.0100828528985004 10.0829 10.0929Na2CO3 9.9361 9936.1152 9946.0513nahCO3 0.0157635687664619 15.7636 15.7793nh4Cl 0.101163970166493 101.1640 101.2651

10.0909 10090.9192 10101.0101

5, Recovery di CSTRfiltrat RDVF

CaO

CaCl2

komponen masuk produk

cairan gasNaCl 2740.5496

NH4HCO3 478.9417H2O 33733.3124NH4Cl 10025.2583NaHCO3 120.2402nh4OH 1692.6924CaSo4 13.7716

CaCO3 194.6486MgO 2.5079SiO2 1.5605

Al2O3 1.5605Fe2O3 1.3654

CaO 5341.6857sub jumlah 48804.7662 5543.3286julmlah 54348.0948

conversi NH4Cl 98 %

rx1 2NH4Cl + CaO CaCl2+2NH3+H2ORX2 2NH4Cl + MgO MgCl2+2NH3+H2O

Rx1NH4Cl mula2 10025.2583 kg/jam= 187.3880 kmol/jamX= 0.9800NH4CL terkonversi 183.6402 kmol/jamCaO mula2 5341.6857 kg/jam 95.3872 kmol/jam

MK:2NH4Cl + CaO CaCl2 +2NH3 +H2O

M: 187.3880 95.3872R 183.6402 91.8201 91.8201sisa 3.7478 3.5671 91.8201

2NH4Cl sisa 4.0753*53.5= 200.5052 kg/jamcao sisa 103.2683*56= 199.7589 kg/jamCaCl2 trbntk 99.8457*111= 10192.0336 kg/jamNh3 grbntuk 199.6914*17= 3121.8842 kg/jamH2O trbntk 99.8457*18= 1652.7622 kg/jam

RX2 2NH4Cl + MgO MgCl2 +2NH3 +H2O

NH4Cl mula2 200.5052 kg/jam 3.7478 kmol/jamMgO mula 2.5079 kg/jam 0.0627 kmol/jamX MgO 0.8800 0.0552

M; 3.7478 0.0627R: 0.1103 0.0552 0.0552 0.1103sisa 3.6374 0.0075 0.0552 0.1103

NH4Cl sisa 194.6016 kg/jamMgO sisa 0.3009MgCl2 trbntk 5.2415NH3 trentuk 1.8759H2O terbentu 0.9931

RX3 NH4HCO3 NH3+ H2O CO2

m 6.06255312549r 6.06255312549 6.06255312549 6.06255312549 6.06255312548997

NH3 terbentuk 103.0634031333 kg/jamH2O terbentuk sebagai uap air 109.1259562588 kg/jamCo2 gas 266.7523375216 kg/jam

RX 4 NH4oH NH3 H20m 48.3626397056 48.36263970561 48.36263970561

NH3 terbentuk 822.1648749954 kg/jamH2O terbentuk sebagai uap air 870.527514701 kg/jam

dalam CSTR 80 oC terbentu 0.2 % H2O menjadi uap maka : 72.7334komponen masuk produk

cair gasCaSO4 13.7716 13.7716NaCl 2740.5496 2740.5496NH4HCO3 478.9417H2O 33733.3124 36293.9878 72.7334NH4Cl 10025.2583 194.6016NaHCO3 120.2402 120.2402NH4OH 1692.6924

CaCO3 194.6486 194.6486SiO2 1.5605 1.5605

Al2O3 1.5605 1.5605Fe2O3 1.3654 1.3654MgO 2.5079 0.3009

CaO 5341.6857 199.7589NH3 4048.9884MgCl2 5.2415CaCl2 10192.0336CO2 266.7523

49959.6207 4388.474154348.0948 54348.0948

NH3 yang dibutuhkan 4152.3479NH3 yang tersedia dari recoveri 4048.9884

jadi make up NH3 94.0138 kg/jam

6.Condenser Parsial kondisi 1 atm80 c

Komponen masukgas

H2O 2026.0895CO2 4131.2482NH3 9.3457Memisahkan CO2 dari campuran steam untuk umpan masuk ke reaktor. CO2 adalah komponen non condensable sehingga tidak mengembun.air merupakan komponen kondensable Nh3 juga akan menjadi liquid pada suhu 25 C dengan tekan 9,8 atm sehingga Nh3 juga bersifat non kondensableKirk Otmer keluaran dari Kiln kalsiner mengandung 99.7% kemurnian CO2 yang akan menjadi make upfeed pada reaktor.CO2 campuran dengan air 100/95*4438.0394 4143.6792air yang ikut menguap 77.6845air yang mengembun 1948.4049

komponen masuk produkgas cair gas

H2O 2026.0895 1948.4049 77.6845CO2 4131.2482 4131.2482NH3 9.3457 9.3457

1948.4049 4218.2785jumlah 6166.6834 6166.6834

gak usah diketik , gambarr lihat mbak upi or bob, 7,separator Hilangin aja massa separator di word, n kata separator di panas buang aja

memisahkan komponen fasa cair dan fasa gas pada produk keluaran condenser parsial

Komponen masuk produkcair gas cair gas

H2O 1948.4049 77.6845 1948.4049 77.6845CO2 4131.2482 4131.2482

sub jumlah 1948.4049 4208.9327 1948.4049 4208.9327jumlah 6157.3377 6157.3377

CO2 yang di recoveri sebayak 4398.0005CO2 yang dibutuhin 6349.2527

koNENDSWER PARSIAL

Umpan masuk KG/.JAM KMOL/JAM ZiH2O 2026.0895 112.5605257874 0.54376466777CO2 4131.2482 93.89200437739 0.453579567165NH3 9.3457 0.549749422536 0.002655765065

6166.6834 207.0022795874 1

PARAMETER TEKANAN UAP MURNI (YAWS)

A B C DH2O 29.8605 -3.15E+03 -7.30E+00 2.42E-09CO2 35.0187 -1.51E+03 -1.13E+01 9.34E-03NH3 37.1575 -2.03E+03 -1.16E+01 7.46E-03

T= 206.140455763024 K P= 11 Menghitung Buble point

komponen P'atm Ki=P'/P xi yi=Ki.xi

H2O 7.29606558656008E-06 7.29606559E-06 0.54376466777 3.967342679703E-06CO2 3.13452983559845 3.134529835598 0.453579567165 1.42175868609625NH3 0.135489105504655 0.135489105505 0.002655765065 0.0003598272331089Σ 1 1.42212248067204setelah di goal seek dapet T buble 206.140455763 K

-66.859544237 C

2 menhitung dew point

T= 362.747259291524 K P 1komponen P'atm Ki=P'/P yi xi=yi/Ki

H2O 0.6813 0.6813 0.5438 0.7981

CO2 220.2251 220.2251 0.4536 0.0021NH3 50.1044814707958 50.1044814708 0.002655765065 0.0001Σ 0.9973 0.8002setelah di goal seek dapet T dew 362.7472592915 k

89.74725929152 c

3 menhitung T kondensansi

T kondensasi harus berada di antara T buble dan T dew

misal T 35.8475832162885 C P= 1308.847583216288 K

misal persen umpan MENNGUAP(f) 0.477084413848

komponen P'atm Ki=P'/P Xf Xi

H2O 0.057752171 0.057752171 0.5438 0.9878CO2 80.1738 80.1738 0.4536 0.0117NH3 13.5694950858803 13.56949508588 0.002655765065 0.0004Σ 0.9973 0.9999

SEHINGGA t KONDENSASI PADA 35.84758321629 CDENGAN F 0.477084413848

KOMPONEN UAP DAPAT DIHITUNGA DENGAN

komponen yi=Ki.xi

H2O 0.0570CO2 0.9379NH3 0.0052Σ 1.0001

MAKAv= 98.757561222162 KMOL/JAML 108.244718365206 KMOL/JAM

207.002279587368

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

KOPONEN H20 TERUAPKAN 4.315807422237 KMOL/JAM 77.6845336002655MISAL CO2 MENUAP SELURHNYA MK 4131.2481926051NH3 mengupa seluruhnya 9.3457

JUMLAH AIR MENGEMBUN 1948.404930573716166.6833969622

∑i−1

Nc

xi=∑i−1

Ncxfi

f ( Ki−1)+1=1

komponen L KMOL/JAM L KG/JAM v KMOL/JAM V. KG/JAM

H2O 108.244718365206 1948.404930574 4.315807422237 77.6845336002655CO2 0 0 93.89200437739 4131.2481926051NH3 0.549749422536 9.3457Σ 1948.404930574 98.75756122216 4218.27846638848

6166.6834

komponen INPUT OUPUTCAIR GAS

H2O 2026.0895 1948.404930574 77.68453360027CO2 4131.2482 4131.248192605NH3 9.3457 9.3457Σ 6166.6834 1948.4049 4218.2785

6166.6834

kg/kmol NH4Cl 53.5 kg/kmolkg/kmol Na2CO3 106.0 kg/kmolkg/kmol CaCl2 111.0 kg/kmol NH4HCO3

MgCl2 95.0 NH4OH

maka

Yang sudah dari recoveri

Mixing tank setelah penambahan dari recoveri

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

Komponen masukgaram industri

kg /jam NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107

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

jumlah 51824.5325

Absorber dengan penambahan amoniak baru

kimponenumpan

NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 37969.4622NH3Co2 0.0000NH4 OH

51824.5325

perbandingan berat bahan baku NH#/NaCl adalah maka NH3 yang dibuthkanadalah 0.3jadi NH3 yang dibutuhkan

bila NH4OH dibutuhkan sebanyakmaka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak

38042.4786

mularNH3 yang diabsorb sebanyakair yang menyerap sebnayakjadi jumlah NH4OH

neraca masa di buble setelah penambahan CO2 baruNH4Cl

komponen absorberNaCl 13841.1595CaSO4 13.9107

kg/jam= 189.2808 kmol/jam H2O 33645.8750236.6010 kmol/jam NH4OH 8548.9515

2118.3287 kmol/jam CO2NH4ClNaHCO3

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

33733.3124

kg/jamkg/jam

kg/jam

kg/jamkg/jamkg/jam



kg/jam

0.4713

kelarutan sodium bikarbonate pada 25 oC adalah 0.1 g NaHCO3/100g air

persen berat NaHCO3 padatan dalam larutan 0.2456

total larutan 64735.1367

maka kristal yang terbentuk adalah :

C=

Dimana :C= berat kristal yang terbentukF = berat larutan% wt= % berat nAhco3 dalam larutanDimana,

%w= 0.2456

MAKA C= 15779.34811458 KG

any

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

dalam liter NaHCO3 (aq) 2159.00001278.6291 NaHCO3 (l) 2159.0000

F x (% wt C6 H 4 NH2OH − % kelaru tan

1 − % kelaru tan )

4.6996 NH4Cl 1527.400033832.1021 NH4HCO3 1580.0000

6629.9093 NH4OH 880.0000

306.18961942.9435

43994.4732

Kebutuhan air pencuci pada RDF-301 = kandungan air yang terdapat dalam cake . (Mc.Cabe, 1985)voulme ruang kosong 0.01ml/gram Kirk Otmer , sehingga zat yang besrifat polar akan berada atau tercampur dalam cake

kg/jam337.33312400612527.6823190234151

17.097902926227101.2652354018954.837794918320280.13910713077093

terdecomposisi pada 60 Cterdekomposisi pada 340.0000 C

reaksi 2titk didih NH4OH pada 27 oC sehingga pada STD ini engan suhu 120 C asumsi akan terurai menjadi NH3 dan uap h2O secara sempurana

BM 35.0000 17.0000NH4OH NH3 +

M: 0.4885R; 0.4885 0.4885sisa 0.0000 0.4885

kg/jam NH3 Terbentuk 8.3047 kg/jamkg/jam H2O tervebtuk 8.7932 kg/jamkg/jamkg/jam

CTTan:

NH4HCO3 NH3 CO2M: 0.0612R; 0.0612 0.0612 0.0612sisa 0.0000 0.0612 0.0612

CO2 terbentuk= 2.6945 kg/jamNH3 terbentu 1.0410 kg/jamH2O terbentuk 1.1023 kg/jam

http://docs.google.com/viewer?a=v&q=cache:YQLS8RN43dgJ:www.ch.ntu.edu.tw/~genchem99/msds/exp21/Ammonium%2520hydroxide%2520water%2520solution.pdf+decomposition+of+ammonium+hydroxide&hl=id&gl=id&sig=AHIEtbTtel3g1iq0S3psR4tIpMq-xA-Vyw


kg/jam

bahan baku 80000ton/tahun kemurnian produk10101.0101 kg/jam CaSO4 0.0014 %

H2O 0.0999 %NaCl 0.2741 %nahCO3 0.156215390134382 %Na2CO3 98.4659 %nh4cl 1.0025 %

kondisi gas NH3

1,1 atm 30 C

CaCl2 +2NH3 +H2O

183.6402 91.8201183.6402 91.8201

MgCl2 +2NH3 +H2O

0.05520.0552

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

48804.7662

0.0000

kadar NH3 yang ke absorber 92.2641

kandungan NH3 make up 99.7% jadi make up sebenranya 94.2966sehingga kandungan air = 0.2829

Memisahkan CO2 dari campuran steam untuk umpan masuk ke reaktor. CO2 adalah komponen non condensable sehingga tidak mengembun.Nh3 juga akan menjadi liquid pada suhu 25 C dengan tekan 9,8 atm sehingga Nh3 juga bersifat non kondensable

keluaran dari Kiln kalsiner mengandung 99.7% kemurnian CO2 yang akan menjadi make up

kg/jamkg/jamkg/jam

gak usah diketik , gambarr lihat mbak upi or bob, Hilangin aja massa separator di word, n kata separator di panas buang aja

memisahkan komponen fasa cair dan fasa gas pada produk keluaran condenser parsial

4.3158

kemurnian CO2 98.1543 %

E1.81E-067.76E-10

-9.58E-12

arm

YAWS

2.7897334678E-060.999744188998670.000253021267860.99974697873214

atm

0.9974

yi =ki*xi/Σkixi

xi =(yi/Ki)/(Σ yi/Ki)

log10 P=A+BT

+C log10T +DT +ET 2

0.00260.00010.9999

atm

0.987920759888120.011699628781310.00037961133057

1

77.6845

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

KG/JAM 0.693

∑i−1

Nc

xi=∑i−1

Ncxfi

f ( Ki−1)+1=1

over all

c

NaClCaSO4H2O

CaCO3MgCO3

SiO2Al2O3Fe2O3

NH3 make upNa2CO3NH4Cl

NaHCO3MgOCaO

MgCl2CaCl2

NaHCO3

79.000035.0000 kg/kmol

karena ada penambhan air dari recoveri maka fress feed yang dimasukankg

keluarfress feed Brine

13841.159513.9107 36.4534

37913.8194 37969.462237913.8194 2109.4146

51824.5325

pprodukmake up recovery top botom

0.0000 13841.15950.0000 13.9107

0.2829 72.7334 33645.875094.0138 4058.3341

266.7523 266.75230.0000 8548.9515

94.2966 4397.8199 266.7523 56049.896656316.6490 56316.6490

perbandingan berat bahan baku NH#/NaCl adalah pperbandingan umpan NH3 /NaCl

4152.3478535 244.255756089

bila NH4OH dibutuhkan sebanyak 222.894722887maka NH3 yang diserap dalam absorbsi sebanyak

NH3+ H2O NH4OH

244.2558 244.2558 244.2558NH3 yang diabsorb sebanyak 4152.3479 kgair yang menyerap sebnayak 4396.6036 kg

8548.9515

neraca masa di buble setelah penambahan CO2 baru

absorber top dari furnace dari separator top produk botoom produk2768.2319

13.91079.7529 77.6845 33733.3124

1709.7903266.7523 4199.8021 4131.2482 2149.4507

10126.523515899.5884

483.7795266.7523 4209.5550 4208.9327 2149.4507 64735.1367

66884.5874 66884.587414.1477

6547.4512

CO2 dibuthkan di unit CACO34199.8021

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

100 air0.1 NaHCO3

( Chopey,N, Hal.108 F x (% wt C6 H 4NH2OH − % kelaru tan

1 − % kelaru tan )

titk didih NH4OH pada 27 oC sehingga pada STD ini engan suhu 120 C asumsi akan terurai menjadi NH3 dan uap h2O secara sempurana

18.0000H2O

0.48850.4885

H2O

0.06120.0612



over all 2masuk

input out put komponen garam

13841.1595 2768.2319 NaCl 13841.159513.9107 13.9107 CaSO4 13.9107

38316.8312 38252.4856 H2O 55.64299733.4031 194.6681 NH3

5.2666 CaCO31.5605 1.5605 MgCO31.5605 1.5605 SiO21.3654 1.3654 Al2O3

94.0138 Fe2O39946.0612 13910.7131

295.866862009.0712

0.3009199.7647

5.241510192.0336 keluar

136.0196 komponen Belt 0562009.0712 62009.0711

NaCl 27.68230.0000316 CaSO4 0.1391

H2O 10.0929Na2CO3 9946.0513NH4Cl 101.2651

CaCO3 NH4HCO3MgO CaCO3SiO2 SiO2

Al2O3 Al2O3Fe2O3 Fe2O3CaO MgO

CaOMgCl2CaCl2

NAHCO3 15.7793

10101.0101

selisih

11390.8387

38042.4786

top produk

2149.4507

2149.4507

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



air proses maake up NH3 CaCO3 impurities air pencuci RDVF jumlah

13841.159513.9107

37913.8194 0.2829 9.75290892556628 337.3331 38316.831294.0138 94.0138

9733.40310771514 9733.40315.26657081980579 5.2666

1.5604654280906 1.56051.5604654280906 1.5605

1.36540724957928 1.365437913.8194 94.2966 9752.9089 337.3331 62009.0712

Siklon 902 condenser CSTR S-901 Evaporator

2.7682319023415E-05 2740.54961.3910713077093E-07 13.77161.0092945844345E-05 1948.4049 36293.9878 0.00000.0099460612455052

0.00010126523540189 194.6016

194.6486 0.019466806215431.5605 1.5604654281E-061.5605 1.5604654281E-061.3654 1.5019479745E-060.3009 2.5078908666E-06

199.7589 0.005875860788075.2415

10192.03361.5779348114576E-05 120.2402

0.0101 1948.4049 49959.6207 0.0253 0.0000

62009.0711

-0.00002

0.0000

jumlah

2768.231913.9107

38252.48569946.0612

295.86680.0000

194.66811.56051.56051.36540.3009

199.76475.2415

10192.0336136.0196

62009.0711

BM: NaCl 58.5000H2O 18.0000CaSO4 136.0000MgO 40.0000BM udara 28.9000

data Cp R=

komponen ANaCl 5.5260NaHCO3 5.1280CaCO3 12.5720Fe2O3 11.8120NH4Cl 5.9390CaCl2 8.6460CaO 6.1040

AMgO 10.4610MgCl2 21.8360Al2O3 -8.1210SiO2 2.4780komponen ANH3 22.6260H2O 8.7120NaCl 95.0160komponen AH2O 3.4700udara 3.3550NH3 3.5780CO2 5.4570udara 3.3550MgCO3

18.5200 0.0220Coeffs: -2.5700e+004 1.2248e+003 -4.4420e+000 7.6420e-003 -4.6090e-006Coeffs: 1.4001e+005 4.8571e+001 -1.6402e-003 0.0000e+000 0.0000e+000

Komponen A B C

-2570.0000 122.4800 0.0076

Data entalpi standar pada 25oC:ΔHf MgCO3 -261.9000 kcal/mol

-1095.7884 KJ/KMOLΔHf MgO -143.8100 kcal/mol

-601.7004 KJ/KMOLΔHf Caco3 -1206.9200 KJ/KMOL

CaSO4

Na2CO3(s)

ΔHf CaO -635.0900 KJ/KMOLΔHf CO2 -393.5090 KJ/KMOLΔHf MgCO3 -1095.7884 KJ/KMOLΔHf MgO -601.7004 KJ/KMOLΔHf H20( l) -285.8300 KJ/KMOLΔHf H2O( g) -241.8180 KJ/KMOLΔHf NaHCO3(aq) -929.8888 Kj/kmolΔHf Na2CO3 -1130.6800 Kj/kmolΔHf CO2 -393.5090 Kj/kmolΔHf H2O -285.8300 Kj/kmolΔHf NaCl -411.1530 Kj/kmolΔHf NH4HCO3ΔHf NH4OH -361.2000 Kj/kmolΔHf NH4Cl -314.4000 Kj/kmol

Cp NH4HCO3 = 0.3600 kkal/kg.C119.8699 kj/kmol K

ΔHf NH4HCO3 = 599.3493 Kj/kmol ΔHf Cacl2 -595.8000 Kj/kmol

ΔHƒ° (MgCl2) -153.2800 kcal/mol-641.3228 Kj/kmol

ΔHf NH3 -46.1100 Kj/kmol

1. MT

T1 30.0000 C303.0000 K

Komponen masukgaram industri fress feed

NaCl 13841.1595CaSO4 13.9107H2O 55.6429 37913.8194subjumlah 13910.7131 37913.8194jumlah 51824.5325

a. Panas garam Input

umpan garam industri kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 55.6429 3.0913total 13910.7131 239.7946

b. Panas Fress Feed 37913.8194 2106.3233

c. Panas Pelarutan

Panas kelarutan NaCl=

maka panas NaCL yang terlarut

Panas Total Input 2007975.8063

Bila Panas Input samadenga panas out put maka

d. Panas Out put

Tin misal 36.7281 c309.7281 K

output garam industri kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 37969.4622 2109.4146total 51824.5325 2346.1179

input outputQ in NaCl 61400.5486Q in H2O 794287.9338Q NaCl aq 2007975.8621

total Err:522 Err:522

2. Absorber

kimponenumpan make up

NaCl 13841.1595 0.0000CaSO4 13.9107 0.0000H2O 37969.4622 0.2829NH3 0.0000 94.0138Co2 0.0000 0.0000NH3(aq) 0.0000 0.0000total 51824.5325 94.2966

56316.6490

a. Umpan masuk dari larutan garam

Tin 36.7281 C

309.7281 Kumpan kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 37969.4622 2109.4146total 51824.5325 2346.1179

b. Umpan Make Up NH3

Tin 30.0000 C303.0000 K

umpan garam industri kg/jam kmol/jamNH3 94.0138 5.5302H2O 0.2829 0.0157Total 94.2966 5.5459

c.Umpan Recovery

Tin 30.0000 C303.0000 K

umpan kg/jam kmol/jam

72.7334 4.0407

4058.3341 238.7255

CO2 266.7523 6.0626

total 4397.8199 248.8288

d. Pelarutan NH3

panas kelarutan ammonia 27.1000 kcal/kmol113.3863 Kj/kmol

Banyaknya NH3 terlarut 4152.3479 Kg/jamMaka Pnas pelarutan 27695.2503 Kj

Maka total panas umpan 2075733.4715

e. Panas Out TOP

Tin 30.0000 C303.0000 K

output kg/jam kmol/jamCo2 266.7523 6.0626

f Panas ouput bottom

output kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023

H2O

NH3

H2O 33645.8750 1869.2153NH3(aq) 8548.9515 244.2558total 56049.8966 2350.1743

Total Panas Keluar 803642.7592

g. Panas yang dilepaskan/diserap

Panas add = Pnas ouput-panas input-1272090.7123 Kj/jam

Bila Media pendingin adalah air maka banayak nya air yang dibutuhkan

Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K

Q=mCpdT CPdT air CPin=Cp outt

M=Q/(Cpout-Cpin)Massa air 991.0496 Kmol/jjam

17838.8937 Kg/jaminput output

Q in brine 2007975.8621Q in make up 847.8752Q recovery 39214.4839Q pelarutan NH3 27695.2503 0.0000Q out Top 1345.9520Q out Bootom 802296.8072Q pndingin in 224204.8123Q pndingin out 1496295.5246total 2299938.2838 2299938.2838

3. Reaktor Bubble

Kondisi Opersi isotermal T=30 C P= 4 Atmkomponen absorber botom absorber topNaCl 13841.1595 0.0000CaSO4 13.9107 0.0000H2O 33645.8750 0.0000NH3(aq) 8548.9515 0.0000CO2 0.0000 266.7523NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000total 56049.8966 266.7523

66884.5874

a. Umpan absorber bottom

Tin 30.0000 C

303.0000 K

umpan kg/jam kmol/jamNaCl 13841.1595 236.6010CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33645.8750 1869.2153NH4OH 8548.9515 244.2558total 56049.8966 2350.1743

b. Umpan Top absorberumpan kg/jam kmol/jamCO2 266.7523 6.0626b1. umpan recyclerCO2 2149.4507 48.8512c. Umpan dari Pabri CaCO3 (BC 02)umpan kg/jam kmol/jamH2O 9.7529 0.5418CO2 4199.8021 95.4500total 4209.5550 95.9919

d. Umpan Kondenser separator

umpan kg/jam kmol/jamH2O 77.6845 4.3158CO2 4131.2482 93.8920total 4208.9327 98.2078

Total Energi masuk 858356.0111 KJ/jam

f. Panas OutToutput 30.0000 c

303.0000 Koutput kg/jam kmol/jamNaCl 2768.2319 47.3202CaSO4 13.9107 0.1023H2O 33733.3124 1874.0729NH4Cl 10126.5235 189.2808NaHCO3 15899.5884 189.2808NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320CO2 2149.4507 48.8512total 66884.5874 2403.8831

e. Panas StandarRX1 NH4OH + CO2

195.4046 195.4046

RX2 NH4HCO3 + NACL

195.4046 236.6010189.2808 189.2808

6.1238 47.3202

sisa NH4HCO3 483.7795 kg

RX1= 269100.7353000RX2= -272979.6810

g.menghitung panas yang dserap dan dilepas

T=

∆HR(T)=

Bila ∆HoR(T)= Kj

Reaksi 1

output kmol/jamNh3(aq) -1.0000 -22.6260CO2 -1.0000 -5.4570

NH4HCO3 1.0000 0.0000total -28.0830

CpdT -71.4389nCpdT= -13959.4983maka ∆HR(T)= 269029.2964Q= 52569563.3535Reaksi 2output kmol/jamNaCl -1.0000 -5.5260NH4Cl 1.0000 5.1280NaHCO3 1.0000 12.5720NH4HCO3 -1.0000 0.0000total 2355.0320 12.1740

ΔHof 25 = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)

Qp=FaoX2.∆HR(303K)

Panas Reaksi ada 303 K,∆HR(T)∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∆A

∫Tref

T

ΔC p dT=R(ΔA ( T - T R) + ΔB2

(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

CpdT 89.1501 KjnCpdT 16874.3950maka ∆HR(T)= -272890.5309maka Q -51652941.7852 Kj

maka Q total= 916621.5683 KJ/mol

Q pendingin Qin-Qout-Qreaksi KJ-866135.5014

Bila air masuk ada suhu 30 C dan keluar pada suhu 50 C

Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K

Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296CPdT air keluar 1509.8088

m = 674.7815 mol

Q air dingin masuk 152655.5816 KJQair dingn keluar 1018791.0830 KJ

input Q reaksiQ in Bottom Abs 802296.8072 916621.5683Q in top ABS 1345.9520Q Pabrik CaCO3 21395.2588Q kndenser 22472.5122Q recycle 10845.4809Q pendinginin

Q pendingin outQ ProdukQproduk gastotal 858356.0111 916621.5683

5. Evaporator

komponen masuk uapNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 27443.7653NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000Total 0.0000 27443.7653

a. Panas aliran masuk

Tin`` 30.0000 c303.0000 K

umpan kg/jam kmol/jamNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 0.0000NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000Total 0.0000 0.0000

b. panas aliran keluar uap

Tout 105.0000 C378.0000 K

ouput kg/jam kmol/jamH2O 0.0000 0.0000

d. panas aliran liquid

output kg/jam kmol/jamNaCl 0.0000 0.0000CaSO4 0.0000 0.0000H2O 0.0000 0.0000NH4Cl 0.0000 0.0000NaHCO3 0.0000 0.0000NH4HCO3 0.0000 0.0000total 0.0000 0.0000

Panas Penguapan (Hv) H2) pada Tc 647.3 K dan Tb 373 K=Panas penguapam (Hv)H2O pada 378 K adalah

Hv= 40.3996 Kj/Kmol

banyaknya H2O yang teruapkan sebesar= 0.0000sehingga Qv= 0.0000

d. Menghitung jumlah steam yang digunakan

Q steam=Qout+Qv-Qin

Qsteam= 0.0000 Kj/jam

Jka steam yang digunakan adalah team saturated dengan suhu 150C dengan tekanan P476 KpaHf= 632.1000 Kj/KgHv= 2745.4000 Kj/Kg

HV = HV ,b [ TC−T

TC−Tb ]0 ,38

2113.3000 Kj/Kg

maka jumlah steam yang dibutuhkan

m= 0.0000 Kg/jam steam yang dibutuhkan

Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/gsteam out 0.0000 632.1000

Komponen Fi Kg/jam HG KJ/gsteam in 0.0000 2745.4000

input outputQ in 0.0000Qstean in 0.0000Qsteanm out 0.0000Qv 0.0000Quap 0.0000Q liquid 0.0000

total 0.0000 0.0000

6 Kristalizer

komponen Kmol/jam

NaCl(l) 2768.2319CaSO4(s) 13.9107H2O(l) 33733.3124NH4Cl(l) 10126.5235NaHCO3(s) 15899.5884NH4HCO3 483.7795NH4OH 1709.7903total 64735.1367a. panas masukTin 30.0000 C

303.0000 k86.0000 F

Komponen Kmol/jamNaCl(l) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15899.5884 189.2808NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2306.1808

λsteam=

b. Pnas keluar

T- 22.0000 C295.0000 K

71.6000 Kkomponen output kmol

NaCl(s) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320c. Panas Kriatalisasipanas kristalisasi NaHCO3 = - panas kelarutan NaHCO3panas kelarutan NaHCO3= -17165.8800 kj/kmol (Perry’s, tabel 2-2)

maka panas kristalisasi= 17165.8800 Kj.kmol

maka panas kriatalisai bahan 3224599.9549 Kj/jam

d. Menghitng jumlah pendingin yang diperulkan

Qp= Qout-Qin-Qkristali-4660212.4272 Kj/jam

Bila air pendingin yang digunakan air maka

Bila air masuk ada suhu 25C dan keluar pada suhu50 C

Misal T nasuk 30.0000 C303.0000 K

86.0000 FQ=mCpdT CPdT air masuk 377.0969

CPdT air keluar 1509.8088

M air 4114.2078 Kmol/jam

Q in pendingin 1551454.9064 KjQout pendingin 6211667.3336 Kj

Input Q kritalisasiQin 897996.5970 3224599.9549

Qpedingin in 162987.2920

Qout pendinginQout produktotal 1060983.8891 3224599.9549

7. RDVF

Tin 22.0000 295.0000T ref 298.0000

a. Paas Mansukkomponen

umpan MolNaCl(s) 2768.2319 47.3202CaSO4(s) 13.9107 0.1023H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10126.5235 189.2808NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 483.7795 6.1238NH4OH 1709.7903 48.8512total 64735.1367 2355.0320

a.1 Pnas air PencuciT=30C

umpan MolH2O(l) 337.3331 18.7407

b. Panas Keluar mother liqud

Tout 295.3499T ref 298.0000komponen KgNaCl(l) 2740.5496 46.8470CaSO4(s) 13.7716 0.1013H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626Total 48804.7662 2164.2658c. Panas Keluar outTout 295.3499T ref 298.0000komponen KgNaCl 27.6823 0.4732

CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069

8 Kalsiner sodium bikarbonatekomponen Kg/jam Kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069a. Panas masukkomponen Kg/jam Kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4(s) 0.1391 0.0010H2O(l) 337.3331 18.7407NaHCO3(s) 15779.3481 187.8494NH4Cl(l) 101.2652 1.8928NH4OH 17.0979 0.4885NH4HCO3 4.8378 0.0612total 16267.7036 209.5069

b. Panas reaksi2NaHCO3 Na2CO3 +

187.6615 93.8308Panas reaksi mol reaktan yang bereaksi x HR(T)HR(T)= ∆Hf25 C+ CPdT

panas standar ∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)

b.1 panas standar -836.1182 Kj/b.2 CpdT

Tin 120.0000393.0000

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

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

HR(T)= -2155.8443 Kj/kmolQ reaksi -404569.0419 Kj

Rx2 NH4HCO3

m 0.0612r 0.0612

∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan) ∆Hf25 C= -1324.7983∆HR(T)= ∆HoR(TR)+∆CpdT

∆CpdT=Tin= 120.0000 c

393.0000 k

komponen ∆ANH4HCO3 -1.0000 0.0000NH3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120CO2 1.0000 5.4570total 2.0000 17.7470

CpdT 1749.4216 Kj∆HR(T)= 424.6233 KjQ= 26.0030 Kj

RX4 NH4oHr 0.4885

∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan) ∆Hf25 C= 29.2600Tin= 120.0000 c

393.0000 kkomponen ∆ANH4OH -1.0000 22.6260NH3 1.0000 3.5780h2o 1.0000 8.7120

1.0000 34.9160CpdT -984.7231∆HR(T)= -955.4631Q -466.7547

Q reaks total -405009.7936

b.1 panas laten

Panas Penguapan (Hv) H2) pada Tc 647.3 K dan Tb 373 K=

Panas penguapam (Hv)H2O pada 393 K adalah

Hv= 39.5293 Kj/Kmol

banyaknya H2O yang teruapkan sebesar= 327.2402sehingga Qv= 718.6425

Sehing

9. Rotary Cooler Na2CO3

a. Panas masukKomponen Kg/jam kmol/jamNaCl 27.6823 0.4732CaSO4 0.1391 0.0010H2O 10.0929 0.5607Na2CO3 9946.0612 93.8308NaHCO3 15.7793 0.1878NH4Cl 101.2652 1.8928total 10101.0202 95.0536

b. Panas out ke beltTout 35.0000 C

308.0000 KKomponen Kg/jam kmol/jamNaCl 27.6546 0.4727

HV = HV ,b [ TC−T

TC−Tb ]0 ,38

CaSO4 0.1390 0.0010H2O 10.0829 0.5602Na2CO3 9936.1152 93.7369NaHCO3 15.7636 0.1877NH4Cl 101.1640 1.8909total 10090.9192 96.8494c. Panas out ke siklonTout 43.0207 C

316.0207 K

Komponen Kg/jam kmol/jamNaCl 0.0277 0.0005CaSO4 0.0001 0.0000H2O 0.0101 0.0006Na2CO3 9.9461 0.0938NaHCO3 0.0158 0.0002NH4Cl 0.1013 0.0019total 10.1010 0.0969d. Kebuthan udara keringQ pendinding -352100.3372 Kj/jam

Tin udara 30.0000 c303.0000 K

Tref 298.0000

Cp udara in 140.2427 GAK DIPKECp udara out 2105.3991

massa udara yang dibuthkan 179.17175178.0610

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara masuk 179.1717 140.2427

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)udara out 179.1717 2105.3991

input output

Qin 387733.6825Qout siklon 66.7788Qout belt 35566.5665Q pendingin inQ pendingin outtotal 387733.6825 35633.3453

10. Condenser pasial n separator

Tekanan Condenser Parsial : 1atmSuhu Masuk Condenser Parsial 393.0000Suhu Keluar Condenser Parsial 308.8476Suhu Bubble Point 206.1405Suhu Dew Point 362.7473Tref 298.0000

a. Panas masukkomponen Kg/jam kmol/jamH2O 2026.0895 112.5605CO2 4131.2482 93.8920NH3 9.3457 0.5497Total 6166.6834 207.0023

b. Panas kelauar fase gas

komponen Kg/jam kmol/jamH2O 77.6845 4.3158CO2 4131.2482 93.8920NH3 9.3457 0.5497Total 4218.2785 98.7576

c. Pans keluar fase cairkomponen Kg/jam kmol/jamH2O 1948.4049 108.2447

Total 1948.4049 108.2447pansa sensibel 1162728.9403panas pengembinan 88589.5088d. menghtung jumlah pendingin yang diperlukan

Qp= 1251318.4492 Kj/jam

Bila air masuk ada suhu 25 C dan keluar pada suhu50 C

Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K




Input Q pengembunan

Qin 1211694.2065 88589.5088Pnas pendingin in

Q fse gas 0.0000Pnas pendingiin outtotal 1211694.2065 88589.5088

11.Heater

menaikan suhu 20 c dari sentrifuge menjadi 80 cumpan ke CSTRa. Panas masuk mother liquorTin

295.3499 K

komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658b. Panas outTout 80.0000 c

353.0000 K

komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626Nh4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658c. menghitung kebutuhan steam

Qp= 9447886.0781 Kj/jam

misal steam yang akan digunakan steam dengan suhu 150C dengan P 476 Kpa

Hf 524.9900 kj/kg

Hg 2713.5000 k/kg

lamda steam 2188.5100 k/kg

maka jumlah steam pemanas yang dibutuhkan 4317.0404

Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/gsteam pemanas out 4317.0404 524.9900

Komponen Fi Kg/jam HG KJ/gsteam pemanas in 4317.0404 2713.5000

input outputQin -430858.5899Qout 9017027.4883Q pemanas inQpemanas outtotal -430858.5899 9017027.4883

12. CSTR

a. Pnas moher liquor in

Tin 80.0000 c353.0000 k

komponen Kg KmolNaCl(l) 2740.5496 46.8470H2O(l) 33733.3124 1874.0729NH4Cl(l) 10025.2583 187.3880NaHCO3(aq) 120.2402 1.4314NH4HCO3 478.9417 6.0626NH4OH 1692.6924 48.3626CaSO4 13.7716 0.1013Total 48804.7662 2164.2658b. Panas masuk CaOTin 80.0000 c

353.0000 Kkomponen Kg Kmol

CaCO3 194.6486 1.9465MgO 2.5079 0.0627SiO2 1.5605 0.0260

Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085CaO 5341.6857 95.3872total 5543.3286 97.4463

c. Panas reaksi

Rx1 2NH4Cl + CaO

m 187.3880 95.3872reaksi 183.6402 91.8201sisa 3.7478 3.5671

∆Hf25 C= = mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)

∆Hf25 C= 290.0400 Kj/jam

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 80.0000 c353.0000 k

komponen

NH4Cl -2.0000 -11.8780CaO -1.0000 -6.1040CaCl2 1.0000 8.6460Nh3 1.0000 3.5780h20 91.8201 799.9369total 794.1789

CpdT 45164.1753 Kj∆HR(T)= 45454.2153 KjQ= 8347223.2522 Kj

Rx2`` 2NH4Cl + MgO

m 3.7478 0.0627r 0.1103 0.0552s 3.6374 0.0075


∆Hf25 C= 430.8804 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 80.0000 c353.0000 k

komponenNH4Cl -2.0000 -11.8780

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

0,1103

MgO -1.0000 -10.4610MgCl2 1.0000 21.8360Nh3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120total 0.0000 11.7870

CpdT -1125.5029 Kj∆HR(T)= -694.6225 KjQ= -76.6496 Kj

Rx 3 NH4HCO3 NH3+

m 6.0626r 6.0626 6.0626


∆Hf25 C= -1324.7983 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 80.0000 c353.0000 k

komponenNH4HCO3 -1.0000 0.0000NH3 1.0000 3.5780H2O 1.0000 8.7120CO2 1.0000 5.4570total 2.0000 17.7470

CpdT 999.9675 Kj

∆HR(T)= -324.8308 KjQ= -1969.3040

RX4 NH4oH NH3

r 48.3626 48.3626


∆Hf25 C= 29.2600

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

Tin= 80.0000 c353.0000 k

komponen

NH4OH -1.0000 22.6260NH3 1.0000 3.5780h2o 1.0000 8.7120

1.0000 34.9160CpdT -612.3657∆HR(T)= -583.1057Q -28200.5285

Qreaksi total 8316976.7701 Kj

d. panas out liquidTin 80.0000 c

353.0000 Kkomponen Kg KmolCaSO4 13.7716 0.1013NaCl 2740.5496 46.8470H2O 36293.9878 2016.3327NH4Cl 194.6016 3.6374NaHCO3 120.2402 1.4314

CaCO3 194.6486 1.9465SiO2 1.5605 0.0260

Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 0.3009 0.0075CaO 199.7589 3.5671

MgCl2 5.2415 0.0552CaCl2 10192.0336 91.8201

total 49959.6207 2165.6948

∆A

e. Q out gas

Tin 80.0000 c353.0000 K

komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791

f. Menghitung pendingin yang dibutuhkan

Qp= -8202752.5076 Kj



Misal T nasuk 28.0000 C301.0000 K




Input Q reaksiQin mother liquor 9017027.4883 8316976.7701Qin Cao 238752.9008Qin pendinginQout pendinginQreaksiQout liquidQout gastotal 9255780.3890 8316976.7701

13. Kalsiner Kalsium Karbonatea. Panas CACO3 masukTin 30.0000 c

303.0000 k

komponen Kg KmolCaCO3 9733.4031 97.3340MgCO3 5.2666 0.0627

SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085H2O(l) 9.7529 0.5418total 9752.9089 97.9884

b. Pamas CaCO3 ke Rotari cooler

Tin 900.0000 c1173.0000 k

komponen Kg KmolCaCO3 194.6681 1.9467

SiO2 1.5605 0.0260Al2O3 1.5605 0.0153Fe2O3 1.3654 0.0085MgO 2.5079 0.0627CaO 5341.6916 95.3874total 5543.3539 97.4466

c. Panas gas out

Tin 900.0000 c1173.0000 k

komponen Kg KmolH2O(g) 9.7529 0.5418

CO2 4199.8021 95.4500total 4209.5550 95.9919

d. Qreaksi

RZ1 CaCO3m 97.3340r 95.3874s 1.9467


∆Hf25 C= 17117.0773 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 900.0000 c

∆HoR(TR)+∆CpdT

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

1173.0000 k

komponenCaCO3 -1.0000 -12.5720CaO 1.0000 6.1040CO2 1.0000 5.4570total 1.0000 -1.0110

CpdT -1394.7861 Kj

∆HR(T)= 15722.2912 Kj

Q= 1499707.6979 Kj

Rx2 MgCO3m 0.0627r 0.0627s 0.0000


∆Hf25 C= 752.5003 Kj

∆HR(T)=

∆CpdT=

Tin= 900.0000 c1173.0000 k

komponenMgCO3 -1.0000 0.0000MgO 1.0000 10.4610CO2 1.0000 5.4570total 1.0000 15.9180

CpdT 43689.2285 Kj

∆HR(T)= 44441.7288 Kj

Q= 2786.3751 Kj

Reaksi 3 H2O(l)m 0.5418

∆A

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

r 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

e. Menghitung kebutuhan batubara

Qp=Qout-Qin-QrQp= 6775801.0452 Kj

Menurut mantell heat loss furnace terdur dari

radiasi 0.0170cooling 0.1000

maka total kehilangan panas= 0.8830

maka total kebutuhan panas adalah 7673613.8677

diketahui 1 kg batubara mengandung 29000.0000

maka kebuthan batubara adalah 264.6074

f.menghitung kebutuhan oksigen

∆HoR(TR)+∆CpdT

∆A

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

C + O2 CO2mol batubara = mol oksigen yang digunakan jadi mol batubara adalah

jadi oksigen yang dibuthkan adalah 705.6197

massa tersebut diperloeh dari udara sebnayak

INPUT Q reaksiQin 40314.9479 1500159.5236QpemanasQ out gasQout padatanQ rQ losstotal 40314.9479 1500159.5236

14. Rotary cooler CaOa. Pamas InputTin 900.0000 c

1173.0000 K



b.Panas ke belt Out

Tin 80.0000 c353.0000 K



c. Pnas ke siklon out

Tin 114.7897 c

387.7897 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

komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407

NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791

b. panas out

Tin 30.0000 c303.0000 K

komponen Kg KmolH2O 72.7334 4.0407NH3 4048.9884 238.1758CO2 266.7523 6.0626total 4388.4741 248.2791

c. Menghitung jumlah pendingin yang dibuuthkan

Qp= -392800.7967 Kj



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 308.8476

massa 2 masuk berasal dari furnace calsium carbonate 4209.5550T2 1173.0000massa masuk 3 berasal dari absorber 266.7523T3 303.0000massa masuk recycle 2149.4507

303.0000jumlah massa campuran 10844.0365maka Tc adalah 643.0007 Kjadi suhu yang masuk kompresor adalah 643.0007

MENGHITUNG T OUT COMPRESOR

(y) dan rasio kompresi (Rc)

(Ludwig, 1963)

Jika Rc

= 3

4.0000

b.

Dimana untuk peristiwa kompresi,

Keterangan :

Temperatur keluar

Temperatur masukRc Rasio kompresi

m Polytropic Temperatur exponentEp Efisiensi politropik

Z

a. Menentukan jumlah stage

3,5 – 4 maka y (jumlah stage) yang digunakan benar. Digunakan 1 stage kompresor untuk mendapatkan rasio yang baik, dengan Rc adalah:

Menentukan temperatur keluar (T out)

Menghitung suhu keluaran CP-101, Tout

Tout = Tin

Tin

Tout

Rc=( Pout

Pin)1

y

¿

[ Rc ]m

m =Z×RCp ( 1

Ep+ X)

Rc=(41 )

11=4

X Compressibility function, XY Compressibility function, YR 8,314 kJ/kmol K

KOMPOSISI MASUK CP-501 F-201 Vurnace CACO3

H2O 77.6845 9.7529CO2 4131.2482 4199.8021total 4208.9327 4209.5550

b.1 kecepatan voumetrik

V = n x 22,4 x

3.6508

b.2 efisiensi politropikNilai Ep diperoleh dengan menghubungkan nilai lajuvolumetrik yang diperoleh pada gbr. 3.6 buku Coulson. R, vol.6, hal 75 untuk jenis kompresor sentrifugal.

Diperolh Ep= 0.6800

b.3 m= dimana untuk gas polyatom 1.3000

m= 0.3394

Tout'=Tin [Rc]^m 1029.2726 K

T'mean= 836.1366 K

Pmean= 2.5000 atm

Diket Tc H2o 647.1000Pc H2O 217.6659Tc CO2 304.2000Pc CO2 72.8645

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

3600

1 x

T

T

reff

in

(γ - 1 )γ . Ep

T in+T out '

2

P in+Pout

2

komponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134

Tr mean= 2.6895

Pr mean= 0.0330

18050.9495

X= 0.0010 (gbr 3.9 Coulson, 1983Y= 1.0000 (gbr 3.10 Coulson,1983)Z= 1.0000 (gbr 3.8 Coulson, 1983)

MAKA M =

M= 0.0007

Tout sebenarnya 643.6051 K

maka didapat Pin 1.0000kondisi opresai Tin= 643.0007

Pout 4.0000Tout 643.6051Tref 298.0000

maka neraca energi pada kompresor370.0007

1.Q inkomponen total kg/jam kmol/jamH2O 87.4374 4.8576CO2 10747.2533 244.2558total 10834.6907 249.1134

2. Qout

Cpmix (pada T’ mean) = Sxi.Cpi

T ' mean

∑ xi .Tc

P mean

∑ xi . Pc

m =Z×RCp ( 1

Ep+ X)


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

Q=mCpdTCPdT air masuk 226.2296

CPdT air keluar 1509.8088



Input OutputQin 3949753.2403Qpendingin in 686259.9752Qout 56059.2038Qpendingin out 4579954.0116total 4636013.2155 4636013.2155

kg/kmol CO2 44.0000 kg/kmolkg/kmol NH3 17.0000 kg/kmolkg/kmol NaHCO3 84.0000 kg/kmolkg/kmol CaO 56.0000 kg/kmol

8.3140 Kj/Kmol K

B C D E0.00200.01810.0026 -312000.00000.0097 -197600.00000.01610.0015 -30200.00000.0004 -104700.0000

B C D E0.1115 -0.00010.0144 0.00000.3869 -0.00030.1652 -0.0001

B C D E-0.1008 0.00020.0013 0.0000

-0.0311 0.0000 0.0000B C D E

0.0015 12100.00000.0006 -1600.00000.0030 -18600.00000.0010 -115700.00000.0006 -1600.0000

156800.0000 CP= A +BT+CT^2+DT^-2 Coeffs: -2.5700e+004 1.2248e+003 -4.4420e+000 7.6420e-003 -4.6090e-006Coeffs: 1.4001e+005 4.8571e+001 -1.6402e-003 0.0000e+000 0.0000e+000

D E

0.0000 0.0000 chem cad edisi 5

-1095788.3902

-601700.3757SMITH -1045716.0773

NH4CL

SMITH -635090.0000 MGOSMITH -393509.0000 MGCl2PATNAIK 2003 -995961.8760 NH3PATNAIK 2003 -601700.3757 H2OSMITH -285830.0000SMITH -241818.0000

-855340.9457-1066492.5937

-393509.0000-285830.0000-411153.0000

-361200.0000-314400.0000

-485608.2647-858757.1616

-852411.5600-46110.0000

Tref 298.0000 K

keluarBrine

13841.159513.9107

37969.4622

51824.5325

CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618377.0969 1165.7081

1433.6221 61400.5486

377.0969 794287.9338

1 cal 4.1840

1.1640 kg.cal/g mol perrys, 3-158 edsi 64870.1706 Kj/kmol

1152287.3239 Kj/Kmol

T ref 298.0000

CP ∆H (kj)596.9896 141248.3385983.4203 100.5888884.9028 1866626.9348

2465.3127 2007975.8621

Q pelarutan1152287.3239

pprodukrecovery top botom

0.0000 0.0000 13841.15950.0000 0.0000 13.9107

72.7334 0.0000 33645.87504058.3341 0.0000 0.0000

266.7523 266.7523 0.00000.0000 0.0000 8548.9515

4397.8199 266.7523 56049.896656316.6490

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)596.9896 141248.3385983.4203 100.5888884.9028 1866626.9348

2465.3127 2007975.8621

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)152.2450 841.9487377.0969 5.9265529.3419 847.8752

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)

377.0969 1523.7530

152.2450 36344.7789

222.0108 1345.9520

751.3527 39214.4839

patnaik 2003

244.2558 Kmol/jam

Kj/jam

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)222.0108 1345.9520

CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618

377.0969 704875.2391152.2450 37186.7277

1585.8671 802296.8072

Tout 45.0000 C318.0000 K

226.22961509.8088 1283.5792

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin in 991.0496 226.2296

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol)air pendingin out 991.0496 1509.8088

furnace dari separator recycle produk0.0000 0.0000 2768.23190.0000 0.0000 13.91079.7529 77.6845 33733.31240.0000 0.0000 1709.7903

4199.8021 4131.2482 2149.4507 0.00000.0000 0.0000 10126.52350.0000 0.0000 15899.58840.0000 0.0000 483.7795

4209.5550 4208.9327 2149.4507 64735.136766884.5874

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)254.2372 60152.7787802.2880 82.0618377.0969 704875.2391152.2450 37186.7277

1585.8671 802296.8072

CP ∆H (kj)222.0108 1345.9520

222.0108 10845.4809

CP ∆H (kj) aliran gas total umpan377.0969 204.3217 umpan 222.0108 21190.9370 H2O599.1076 21395.2588 CO2

total

CP ∆H (kj)377.0969 1627.4775222.0108 20845.0347599.1076 22472.5122

Trfe 298.0000

CP ∆H (kj)254.2372 12030.5557802.2880 82.0618377.0969 706707.0383448.0644 84809.9995439.8719 83259.3063599.3493 3670.2899152.2450 7437.3455

3073.1527 897996.5970222.0108 10845.4809 TOP produk

3295.1635 908842.0779

NH4HCO3195.4046

NaHCO3+ NH4Cl

189.2808 189.2808

30.0000 C Tref 298.0000303.0000

∆B ∆C ∆D ∆E0.1008 -0.0002

-0.0013 0.0000 115700.00000.0000 0.0000

= 0.00000.0995 -0.0002 115700.0000

Q=delta H 255141.2370

∆B ∆C ∆D ∆E-0.0020 0.0000 0.00000.0181 0.0000 0.00000.0026 0.0000 0.00000.0000 0.0000 0.0000 0.00000.0188 0.0000 0.0000 0.0000

produk - ΔHF reaktan)

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

∫CpdT=R(A (T 2−T1 )+B2

(T 22−T 1

2)−D( 1T 2

− 1T1

))

Q=delta H -256105.2860

misal amoniak yang akan digunakan steam dengan suhu -33 C dengan P 101.33 Kpa

Q total -964.0491 HVHflamda steam

51450.1159maka jumlah steam pemanas yang dibutuhka

Tref 298.0000Tout 45.0000 C Komponen

318.0000 K amoniak in

Kj/kmol KomponenKj/kmol amoniak out

12146.0671 Kg/jam

output Qpendingin in Q pendingin out152655.5816 1018791.0830

897996.597010845.4809

908842.0779 152655.5816 1018791.0830

Liquid250.2330

12.57453049.3073

11213.434817606.1407

884.559433016.2497

Tref 298.0000

CP ∆H (kj)254.2372 0.0000802.2880 0.0000377.0969 0.0000448.0644 0.0000439.8719 0.0000599.3493 0.0000

3073.1527 0.0000

Tref= 298.0000

CP ∆H (kj)6061.7973 0.0000

CP ∆H (kj)4116.7562 0.00002855.0238 0.00006061.7973 0.00007570.7217 0.00007490.5974 0.00009589.5888 0.0000

37684.4853 0.0000

40.6830 Kj/Kmol

Kmol/jamKj

Jka steam yang digunakan adalah team saturated dengan suhu 150C dengan tekanan P476 Kpa

Kg/jam steam yang dibutuhkan

Q amoniak in0.0000

Q amoniak in0.0000

Tref 298.0000

Cp H254.2372 12030.5557802.2880 82.0618377.0969 706707.0383448.0644 84809.9995439.8719 83259.3063599.3493 3670.2899152.2450 7437.3455

3073.1527 897996.5970

Tref 298.0000

Cp KJ/kmol C H

-152.3465 -7209.0660587.5421 60.0965

-226.1441 -423810.6107-267.2319 -50581.8702-262.1125 -49237.6778-262.1125 -375.1961-359.6096 -2202.1739

-87.1909 -4259.3771-1029.2060 -537615.8753

kj/kmol (Perry’s, tabel 2-2)

Tref 298.0000Tout 45.0000 C

318.0000 K113.0000 F

Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/KgKj/kmol

74055.7405 Kgjam

densitas air 1000.0000 kg/m374.0557 m3air yang dibutuhkan

Output Komponenair pendingin in

Komponen4823199.7192 air pendingin out-537615.87534285583.8440

C

Cp H Neraca panas sekitar RDF-301 :-152.3465 -7209.0660587.5421 60.0965

-226.1441 -423810.6107 maka Q masuk + Q air pncuci = Q liquid + Q cake-267.2319 -50581.8702-262.1125 -49237.6778 misal suhu produk liquid = cake maka-262.1125 -375.1961-359.6096 -2202.1739 Q liquid + Q cake=

-87.1909 -4259.3771-1029.2060 -537615.8753 Mentrial suhu keluaran

umpanNaCl(l)

Cp H CaSO4(s)377.0969 58755.6232 H2O(l)

NH4Cl(l)NaHCO3(s)NaHCO3(aq)NH4HCO3

C NH4OHtotal

Cp H-134.5842 -6304.8660596.9217 60.4454

-199.7709 -374385.1807-236.1238 -44246.7647-231.6094 -331.5330-317.6644 -1925.8571

-77.0188 -3724.8337-599.8498 -430858.5899

C

Cp H-134.5842 -63.6855

Σ Q.

in = ΣQ.

out

596.9217 0.6106-199.7709 -3743.8518 Q in-231.6094 -43507.6878 Qout mother liquor-236.1238 -446.9370 Qout Cake

-77.0188 -37.6246 Qair pencuci-317.6644 -19.4531 total

30.9572 -47818.6293

Cp H-134.5842 -63.6855596.9217 0.6106

-199.7709 -3743.8518-231.6094 -43507.6878-236.1238 -446.9370

-77.0188 -37.6246-317.6644 -19.4531-599.8498 -47818.6293

CO2(gas)+ H2O(gas)93.8308 93.8308

= mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)

C Tref 298.0000k

-0.03630.0000 0.0000 0.00000.0015 0.0000 12100.00000.0010 0.0000 -115700.0000

-0.0338 0.0000 -103600.0000

∆B ∆C ∆D

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

NH3+ H2O CO2

0.0612 0.0612 0.0612

= mol yang bereaksi x (ΔHF produk - ΔHF reaktan)Kj

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D0.0000 0.0000 0.0000

0.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.00000.0010 0.0000 -115700.00000.0053 0.0000 -134300.0000

NH3 H200.4885 0.4885

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D-0.1008 0.0002 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000

-0.0965 0.0002 -18600.0000

40.6830 Kj/Kmol

kg/jam 18.1800 kmol/jamKj

Cp H4900.2763 2318.82073275.6980 3.35057205.0291 4039.99823863.1574 362483.02109002.5882 1691.13069085.6337 17197.3613

37332.3826 387733.6825

Tref 298.0000

Cp H508.8824 240.5634

936.8480 0.9573754.4309 422.6009352.4311 33035.8095883.5158 165.8019899.4763 1700.8335

3436.1082 35566.5665

Tref 298.0000

Cp H4591.1058 2.17251153.2931 0.00121360.2219 0.7627

644.2965 60.45481603.0615 0.30111630.5959 3.0864

10982.5747 66.7788

misalTout 100.0000 C373.0000 K

Kmol/jamKg/jam

Q udara25127.5152

Q udara377227.8524

Quadar pendingin in Quadara pendingin out135207.9140 487308.2512

135207.9140 487308.2512

kk 35.8476k -66.8595 ck 89.7473 c

Cp H7205.0291 811001.86064250.5488 399092.54882910.0478 1599.7971

14365.6257 1211694.2065

Cp H818.4188 3532.1378 0.0437481.9523 45251.4713 0.9507330.4362 181.6571 0.0056

1300.3711 48965.2662 0.9944

Cp H818.4188 88589.5088

818.4188 88589.5088

Tref 298.0000Tout 45.0000

318.0000


17547.5983 Kgjam


Output Qpendigin in Qpendingin out

220543.7201 1471862.1693

48965.2662

48965.2662 220543.7201 1471862.1693

CpKJ/Kmol C H-134.5842 -6304.8660-199.7709 -374385.1807-236.1238 -44246.7647-231.6094 -331.5330-317.6644 -1925.8571

-77.0188 -3724.8337596.9217 60.4454

-599.8498 -430858.5899

Tref 298.0000

Cp H2819.0497 132064.02344161.0466 7798104.72615112.8170 958080.58785112.8170 7318.64756592.8423 39969.45671680.4527 81271.12952161.8951 218.9174

25479.0254 9017027.4883

Kg steam yang dibutuhkan

Q amoniakout2266403.0378

Q amoniak in11714289.1159

Q steam in Q stea out11714289.1159 2266403.0378

MRTref

Mr CaCO3Mr MgCO3

Cp H Mr CaO2819.0497 132064.0234 Mr MgO4161.0466 7798104.7261 Mr CO25112.8170 958080.5878 Mr H2O5112.8170 7318.6475 Mr H26592.8423 39969.4567 Mr O21680.4527 81271.1295 SiO22161.8951 218.9174 Al2O3

27640.9205 9017027.4883 Fe2O3MgCl2

Tref 298.0000 CaCl2

Cp H4785.0538 9314.04012104.0121 131.91572528.9009 65.77104632.1452 70.86565985.6366 51.08012401.9902 229119.2283

22437.7388 238752.9008

CaCl2 +2NH3 +H2O

91.8201 183.640291.8201 183.6402

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D

-0.0322 0.0000 0.0000-0.0004 0.0000 104700.00000.0015 0.0000 -30200.00000.0030 0.0000 -18600.00000.1148 0.0000 0.00000.0867 0.0000 55900.0000

MgCl2 +2NH3 +H2O

0.0552 0.1103 0.05520.0552 0.1103 0.0552

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D-0.0322 0.0000 0.0000

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

0,1103

-0.1115 0.0001 0.00000.0144 0.0000 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000

-0.1251 0.0001 -18600.0000

H2O CO2

6.0626 6.0626

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D0.0000 0 0.00000.0030 0 -18600.00000.0013 -0.00000018 0.00000.0010 0 -115700.00000.0053 -0.00000018 -134300.0000

H20

48.3626

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D

-0.1008 0.0002 0.00000.0030 0.0000 -18600.00000.0013 0.0000 0.0000

-0.0965 0.0002 -18600.0000

Tref 298.0000

Cp H2161.8951 218.91742819.0497 132064.02344161.0466 8390054.14425112.8170 18597.42735112.8170 7318.64754785.0538 9314.04012528.9009 65.77104632.1452 70.86565985.6366 51.08012104.0121 15.82992401.9902 8568.19381466.8213 80.92974050.0067 371872.1150

45160.2972 8938073.0676

Tref 298.0000

Cp H4161.0466 16813.73581680.4527 400243.14682453.5375 14874.70158295.0368 431931.5840

Tref 298.0000Tout 45.0000

318.0000


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 0.7350

216.9407 5.6421397.8856 6.0871521.1856 4.4477377.0969 204.3217

1936.7507 40314.9479

Tref 298.0000

Cp H99074.4386 192866.289857290.6808 1490.002174530.6558 1140.2207

133701.5516 1140.981738531.4497 2415.816844596.4142 4253933.7909

447725.1908 4452987.1020

Tref 298.0000

Cp H69273.9362 37534.577340081.2145 3825753.8375

109355.1507 3863288.4147

CaO + CO2

95.3874 95.387495.3874 95.3874

tref 298.0000

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

∆B ∆C ∆D-0.0026 0.0000 312000.00000.0004 0.0000 -104700.00000.0010 0.0000 -115700.0000

-0.0011 0.0000 91600.0000

MgO + CO2

0.0627 0.06270.0627 0.0627

tref 298.0000

∆B ∆C ∆D0.0000 0.0000 0.00000.1115 -0.0001 0.00000.0010 0.0000 -115700.00000.1126 -0.0001 -115700.0000

H2O(g)

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

0.5418

tref 298.0000

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

Kj/jam

KJ (Peray, Kurt E hal 62)

KG batubara

∫Tref

T


(T 2 -T2

R) + ΔC3

(T 3 -T3

R)−ΔD( 1T

- 1

TR))

22.0506 mol

Kg

3360.0936 kg UDARA

OUTPUT Q loss Q hotgas897812.8225 7673613.8677

3863288.41474452987.1020

8316275.5167 897812.8225 7673613.8677

Tref 298.0000

Cp H99074.4386 192866.289857290.6808 1490.002174530.6558 1140.2207

133701.5516 1140.981738531.4497 2415.816844596.4142 4253933.7909

447725.1908 4452987.1020

Tref 298.0000

Cp H4785.0538 8383.47442528.9009 65.70534632.1452 70.79485985.6366 51.02402104.0121 131.78392401.9902 228890.3608

22437.7388 237593.1433

Tref 298.0000

Cp H8044.6689 1566.04014281.9160 0.11147824.3585 0.1197

10023.5129 0.09413522.4158 0.22083993.7548 380.9537

37690.6269 1947.5398

misalTout 300.0000 C573.0000 K

Kmol/jamKg/jam

Q udara77783.9461

Q udara4291230.3650

Qpendingin in Q pendingin out#REF! #REF!

#REF! #REF!

Tref 298.0000

Cp H4161.0466 16813.7358

1680.4527 400243.14682453.5375 14874.70158295.0368 431931.5840

Tref 298.0000

Cp H377.0969 1523.7530152.2450 36261.0823222.0108 1345.9520751.3527 39130.7873

Tref 298.0000Tout 45.0000

318.0000


5508.3585 Kgjam




kg/jamk

kg/jmKkg/jmK

Kg/jam370.0007

K 370.0007

suhu rata

(Coulson, 1983)

Temperatur masuk

Polytropic Temperatur exponent

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

[ Rc ]m

Compressibility function, XCompressibility function, Y

Compressibility factor

top ABS-201 TOP BUBLe total kmol/jam

87.4374 4.8576266.7523 2149.4507 10747.2533 244.2558266.7523 10834.6907 249.1134

m3/detik

Nilai Ep diperoleh dengan menghubungkan nilai lajuvolumetrik yang diperoleh pada gbr. 3.6 buku Coulson. R, vol.6, hal 75 untuk jenis kompresor sentrifugal.

KatmKatm

3600

1 x

T

T

reff

in

Xi. XiPc xi.Tc Cp10.0195 4.2444 12.6183 30923.48740.9805 71.4437 298.2682 17794.94701.0000 75.6881 310.8864 48718.4344

Kj/kmol

(gbr 3.10 Coulson,1983)(gbr 3.8 Coulson, 1983)

370.6051 C

atmKatmKK

Cp masuk Q26556.4652 129001.633515613.8169 3813764.667042170.2822 3942766.3005

Cp masuk Q26603.9140 129232.122115641.4783 3820521.118242245.3923 3949753.2403

out put

3949753.2403

3949753.2403

terf 298.0000

Cp masuk Q

26603.9140 129232.122115641.4783 3820521.118242245.3923 3949753.2403

Tref 298.0000

Cp masuk Q377.0969 1831.7992222.0108 54227.4046599.1076 56059.2038

Tref 298.0000Tout 45.0000

318.0000

Kj/kmol Cp 4.1870 Kj/Kg

Kj/kmol

54602.3906 Kgjam




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 HVamoniak 3402.6148 1417.4980

Komponen Fi KG/jam Hfamoniak 3402.6148 47.9006

Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q in4114.2078 377.0969 1551454.9064

Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q out4114.2078 1509.8088 6211667.3336

Neraca panas sekitar RDF-301 :

297.2783maka Q masuk + Q air pncuci = Q liquid + Q cake

misal suhu produk liquid = cake maka

-478860.2521 Kj/jam Tin 22.3499 295.3499T ref 298.0000

Mol Cp H2768.2319 47.3202 -134.5842 -6368.5515

13.9107 0.1023 596.9217 61.055934070.6455 1892.8136 -199.7709 -378129.032510126.5235 189.2808 -236.1238 -44693.7017 trial buat dapretin suhu keluaran15779.3481 187.8494 -231.6094 -43507.6878

120.2402 1.4314 -231.6094 -331.5330483.7795 6.1238 -317.6644 -1945.3102

1709.7903 48.8512 -77.0188 -3762.458365072.4698 2373.7727 -831.4592 -478677.2191

Input output-537615.8753

-430858.5899-47818.6293

58755.6232 -183.0329-478860.2521 -478677.2191

c. Q out put padatanTout 120.0000 C Tref

393.0000 Kkomponen Kg/jam kmol Cp H

NaCl 27.6823 0.4732 4900.2763 2318.8207CaSO4 0.1391 0.0010 3275.6980 3.3505H2O 10.0929 0.5607 7205.0291 4039.9982Na2CO3 9946.0612 93.8308 3863.1574 362483.0210NaHCO3 15.7793 0.1878 9002.5882 1691.1306NH4Cl 101.2652 1.8928 9085.6337 17197.3613total 10101.0202 96.9464 37332.3826 387733.6825

d. Q out gasTout 120.0000 C

393.0000 Kkomponen Kg/jam kmol Cp HH2O 2026.0895 112.5605 7205.0291 811001.8606CO2 4131.2482 93.8920 4250.5488 399092.5488NH3 9.3457 0.5497 2910.0478 1599.7971Total 6157.3377 207.0023 11455.5779 1211694.2065

e. Jumlah steam yang dibutuhkan

Q p= Qout-Qin-QrQp= 2051537.6694 Kj/jam

INPUT Q reaksi Q laten OUTPUTQin -47818.6293 -405009.7936 718.6425Qsteam inQ out gas 1211694.2065

Qout padatan 387733.6825Qsteam out

total -47818.6293 -405009.7936 718.6425 1599427.8890

misal steam yang akan digunakan steam dengan suhu 150C dengan P 476 Kpa

Hf 524.9900 kj/kg

Hg 2713.5000 k/kg

lamda steam 2188.5100 k/kg

maka jumlah steam pemanas yang dibutu 937.4130 Kg steam yang dibutuhkan

Komponen Fi Kg/jam Hf KJ/g Q amoniakoutsteam pemanas out 937.4130 524.9900 492132.4376

Komponen Fi Kg/jam HG KJ/g Q amoniak insteam pemanas in 937.4130 2713.5000 2543670.1070

menghitung massa udara yang dibutuhkan

Q= 352100.3372 Kj/jamCpu 29.1738 kj/kmol k

1.0095 Kj/kg KTG1 303.0000 KTG2 316.0207 K

Mu= 26787.7701 kg/jam10% dilebihkan 29466.5471 kg/jam

Qpendingin in 135207.9140 Kj/jamQpendingin out 487308.2512 Kj/jam

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q inair pendingin in 974.8666 226.2296 220543.7201

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q outair pendingin out 974.8666 1509.8088 1471862.1693

100.0000 kg/kmol84.0000 kg/kmol56.0000 kg/kmol40.0000 kg/kmol44.0000 kg/kmol18.0000 kg/kmol

2.0000 kg/kmol32.0000 kg/kmol60.0000 kg/kmol

102.0000 kg/kmol160.0000 kg/kmol

95.0000111.0000

91.820191.8201

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q inair pendingin in 6390.5309 226.2296 1445727.5480

Komponen Fi Kmol/jam Cp (Kj/Kmol) Q outair pendingin out 6390.5309 1509.8088 9648480.0556

menghitung massa udara yang dibutuhkan

Q= 4213446.4189 Kj/jamCpu 29.1738 kj/kmol k

1.0095 Kj/kg KTG1 303.0000 KTG2 #REF! K

Mu= #REF! kg/jam

Q pendingin in #REF! Kj/jamQout #REF! Kj/jam

Q=M U CpU (T G2−T G1 )

Q in69230.7774

Q out462031.5741

127.0000

x.Cpi602.9986

17447.950918050.9495

Q in686259.9752

Q out4579954.0116

kg/kmolkg/kmol


(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 in4823199.7192

Q out162987.2920

C

trial buat dapretin suhu keluaran

298.0000

Tref 298.0000

Q steam Qsteam out2543670.1070 492132.4376

2543670.1070 492132.4376

Menurut mantell heat loss furnace terdur dari

radiasi 0.0170 GAK DIPAKE

cooling 0.1000

maka total kehilangan panas= 0.8830

maka total kebutuhan panas a 2323372.2190 Kj/jam

diketahui 1 kg batubara meng 29000.0000 KJ (Peray, Kurt E hal 62)

maka kebuthan batubara adal 80.1163 KG batubara

f.menghitung kebutuhan oksigen

C + O2 CO2mol batubara = mol oksigen yang digunakan jadi mol 6.6764 mol

jadi oksigen yang dibuthkan a 213.6434 Kg

massa tersebut diperloeh dari udara sebnayak ### kg UDARA

Data MRKomponen ρi (kg/m3) vis (cp)NaCl 2165.0000 2.1000 Mr CaCO3 100.0000CaSO4 2960.0000 10.0000 Mr MgCO3 84.0000H2O 997.0800 0.8937 Mr CaO 56.0000NaHCO3 (aq) 2159.0000 0.9750 Mr MgO 40.0000NaHCO3 (l) 2159.0000 0.9750 Mr CO2 44.0000NH4Cl 1527.4000 1.2200 Mr H2O 18.0000NH4HCO3 1580.0000 0.0370 Mr H2 2.0000Total Mr O2 32.0000

SiO2 60.00001m3 35.3130 ft3 Al2O3 102.00001 ft3 7.4810 US gallon Fe2O3 160.00001 in 2.5400 cm MgCl2 95.00001 in 0.0254 m CaCl2 111.00001 in 0.0833 ft1 ft 0.3048 ft1 ft 12.0001 in1 ft 0.3048 mgc 32.1740 lbm ft/lbf.s2g 32.1740 ft/s21 rad= 0.1590 rps1hp 0.7450 kw1kg/m3 0.0624 lb/ft31cp= 2.4196 lb/ftjam1 kJ/(kg K) 0.2389 Btu/lb F1 w /m2K= 0.1761 Btu/ ft2 h oF1 kJ/kg = 0.4229 Btu/ lbm1 atm= 14.7000 psi1cp= 0.0010 kg/ms1 dyne 0.0000 kgm/s2

1dyne/cm 0.0010 kg/s2

1kj= 0.9478 BTU

1 lb 0.4536 kg1kw 1.3415 Hp1cp 2.4200 lb/ft hr

1 kJ/(kg K) 0.2389 Btu/(lbm oF) 1kJ 0.0003 kWh 1 W/m.K 0.5779 Btu/(ft h oF) 1 kcal/(kg oC) 1 Btu/(lbm oF)

4.1868 KJ/ (kg K)

1lb/ft2 0.0069 lb/in2

1 in2 0.0069 ft21 in2 0.0006 m2

∫CpdT=A (T 2−T 1 )+B2

(T 22−T 1

2 )+ C3

(T23−T 1

3 )+ D4

(T 24−T1

4 )


(T 22−T 1

2)+ C3

(T 23−T 1

3)−D( 1T 2

− 1T1

))

1 ft2 0.0925 m2

kg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmol

KEBTUTHAN AIRKebutuhan air pendingin

alat kg/jam

ABSBuble 12146.0671CrializrKondensr 17547.5983Co ke dari cstr ke abs Co202 5508.3585Cokekomproser ke buble co 201 54602.3906CSTR 115029.5560jumlah 204833.9703

204.8340asumsi Make up pendingin kegilangan air selama proses sebanyal 10 % 20.4834recoveru dari EVP n SEP 1.9484kebutuhsn penambahan air pendingin 18.5350make cooling tower 63.5225

maka make up tambhan air sumber =

kebuthan perumahan dan perkantorNKebutuhan air untuk perkantoran

Kebutuhan air untuk karyawan = Jumlah pekerja dalam pabrik jadi kebuthan air

kebtuhan Air untuk laboratorium

Air untuk keperluan ini diperkirakan =

kebutuhan Air untuk kebersihan dan pertamanan

kebuthabn Air untuk perumahan

jumlah rumahkebtuha air 1 orangjumlah penghuni rumahtotal kebuthuhan air

total kebtuhan perkantoran dan perumahan

Keperluan air umpan boiler sebesar

alatpeheaterHeatersteam tube dyrejumlah

make up 10 %Perkiraan jumlah air yang dibutuhkan untuk pemadam kebakaran sekitar

Air pencuci RDVF

over design 10%

air proses

Over desg 10 %total

penggunaan airAir RDVFair pendingin make upair prosesair pencuciair pemadam kebakaranair umpan boilerair keperluan umum

STEAM gak ekapeke

alat kg/jam

EVP 0.0000

Heater 1948.4049make up 10 % 194.8405

2143.2454

• Steam yang dihasilkan :

Tekanan= 476.0000suhu 150.0000

Dari Tabel A.29 Geankoplis diperoleh :

Entalpi cair = #REF! KJ/KGEntalpi uap = #REF! KJ/KGPanas laten #REF! KJ/KG

• Menghitung kapasitas boiler

Tahap pemanasan :T1 30.0000T2 150.0000

Kapasitas panas = 4.6050

laju alir steam 2143.2454#REF!

Kalor pemanasan = m Cp dT #REF!

Tahap penguapan :

Panas laten (λ) = #REF!Laju alir steam (m) = 2143.2454Kalor penguapan = m λ = #REF!

Kapasitas Boiler (Q) = kalor pemanasan + kalor penguapan #REF!

• Menentukan luas perpindahan panas

Daya yang dibutuhkan = #REF!

Luas perpindahan panas 10 ft2/hp. (Severn, hal 140)

Luas perpindahan panas yang dibutuhkan = #REF!

Q990 , 3 x34 ,5

recovery kg/jam

0.0000air separator 1948.4049jumlah 1948.4049 1.9484 m3/jam

jadi jumlah air ke cooling tower 206782.3752 kg/jam206.7824 m3/jam

m3/jam

m3/jam

82.0575 m3/jam82057.5040 kg/jam

40.0000 Lt/oang/hari194.0000 org

7760.0000 lt/hari7.7600 m3/hri

2.5000 m3/hari

5.0000 m3/hari

20.0000100.0000 lt/hari/org

4.0000 org8000.0000 lt/hari

8.0000 m3/hari

23.2600 m3/hari0.9692 m3/jam

969.1667 kg/jam

kg/jam104.4004 0.1044 m3/jam

4317.0404937.4130

5358.8538 5.3589 m3/jam535.8854 0.5359 m3/jam

2.0000 m3/jam

337.3331 kg/jam0.3373 m3/jam0.3711 m3/jam

37913.8194 kg/jam37.9138 m3/jam

3.7914 m3/jam 3791.3819 kg/jam41.7052 m3/jam 41705.2013 kg/jam

m3/jam0.3711

82.0575 perhitungan make up air pendingin dicooling tower41.7052

0.37112.00000.53590.9692 128.0099

128.0099 m3/jam128009.8903 kg/jam

ke unit penyedia steam aja

KpaC

cC

Kj/kmol

kg/jamkmol/jam

Kj/jam

Kj/Kgkg/jamKj/jam

Kj/jam

HP KEBUTHHAN BAHAN BAKAR HITUNG LISTRIK DULU WIE

U¬ntuk menjalankan generator digunakan bahan bakar yaitu:

Jenis bahan bakar : Solarft2 Heating value (f) : 18800.0000 Btu/lb

s.g solar : 0.8691ρ solar : 54.3100 lb/ft3

Diketahui efisiensi mesin untuk mengkonversi energi kimia menjadi energi mekanik sebesar 80%, Kapasitas input generator =

KEBUTHHAN BAHAN BAKAR HITUNG LISTRIK DULU WIE

U¬ntuk menjalankan generator digunakan bahan bakar yaitu:

Diketahui efisiensi mesin untuk mengkonversi energi kimia menjadi

DataKomponen ρi (kg/m3)NaCl 2165CaSO4 2960H2O 997.08NaHCO3 (aq) 2159NaHCO3 (l) 2159NH4Cl 1527.4NH4HCO3 1580Total

1m3 35.3131 ft3 7.4811 in 2.541 in 0.02541 in 0.0833321 ft 0.3048041 ft 12.000121 ft 0.3048gc 32.174g 32.1741 rad= 0.1591hp 0.7451kg/m3 0.06241cp= 2.419561 kJ/(kg K) 0.23891 w /m2K= 0.17611 kJ/kg = 0.42291 atm= 14.71cp= 0.0011 dyne 1.00E-05

1dyne/cm 1.00E-03

1kj= 0.947813

1 lb 0.45361kw 1.34151cp 2.421 kJ/(kg K) 0.23891 N/m2 (kg/m 1.45E-041hp 0.7461 hp 25451M3 264.21j/s 1 W1 ft2 1441in 3 0.0005791 m2 10.7640

kg= 2.245375

1 Kpa 10001 Pa 9.87E-061KPa 9.87E-03

1 gal 3.785

vis (cp)2.1000

10.00000.89370.97500.97501.22000.0370

ft3US galloncmmftftinmlbm ft/lbf.s2ft/s2rpskwlb/ft3lb/ftjamBtu/lb FBtu/ ft2 h oFBtu/ lbmpsikg/mskgm/s2

kg/s2

BTU

kgHplb/ft hrBtu/(lbm oF) lb/in2 (Psi)kwBTU/jamgal (US)

in2ft3ft2

LB

Paatmatm

dm3

1. Boiler (BO-01) Adi candra

Fungsi alat : Untuk membangkitkan steam : fire tube boiler (Tabel. 4.8, Ulrich, 1984:109)Jenis steam : Saturated Steam (Uap Jenuh)

Kebutuhan Steam

air preheatre 104.4004 kg/jamHeater 4317.0404 kg/jamsteam tube dryer 937.4130Evaporator 5928.6535jumlah 11287.5073 kg/jamKebutuhan steam untuk keseluruhan proses :

0.1000 1128.7507Over desain 10 % 12416.2580 kg/jam

Steam yang dihasilkan :

Tekanan = 232.1000 kpa 2.2906Temperatur = 125.0000 c 398.0000

Dari Tabel A.29 Geankoplis diperoleh Entalpi cair = 524.9900 kj/kg 233.8095Entalpi uap = 2713.5000 kj/kg 1145.4172Panas laten = 2188.5100 kj/kg 923.8095

Menghitung kapasitas boiler

Tahap pemanasan :

T1 = 30.0000 c 303.0000T2 = 125.0000 c 398.0000

95.0000 c 95.0000Cp = 4.6050 Kj/kg K

Kalor pemanasan = m cp ΔT

Tahap penguapan :Panas laten (λ) = 2188.5100 kj/kgLaju alir steam (m) = 12416.2580 kg/jamKalor penguapan = m. λ 27173104.8122

Kapasitas Boiler (Q) = kalor pemanasan + kalor penguapan32604907.2840 Kj/jam30903354.9876 BTU/jam

Kebutuhan Bahan Bakar Boiler

ΔT =

Digunakan bahan bakar jenis fuel oil 25 oAPI dengan nilai Net Heating Value (NHV) :NHV = 18800.0000 BTU/gal (Tabel 2; Perry, 1958)Densitas solar:

ρsolar = 54.3100 lb/ft3

Efisisensi boiler :Efisiensi () = 0.8000

Massa bahan bakar yang diperlukan :

mbahan bakar =

2054.7443 lb/jamlau alir volumetrik 37.8336 ft3/jam

1.0714 m3/jam

Menentukan luas perpindahan panasDaya yang dibutuhkan :

P = 923.1675 HP

Heating surface :1 hp boiler = 10.0000 ft2A = 10 x hp boiler 9231.6749 ft2

AlatKodeFungsi Menghasilkan steam untuk keperluan proses Tipe Fire tube boilerHeating surface 9231.6749 ft2Kapasitas 30903354.9876 BTU/jamPower 923.1675 HP

Qη .NHV

Q970 , 3 x34 ,5

atmK

BTU/LBBTU/LBBTU/LB

kkk

5431802.4719 Kj/jam

Kj/jam

(Tabel 2; Perry, 1958)

(Perry, 1958)

(Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)

(Severn, Edisi kelima, hal. 142) mana bukunya…

1071.3796 liter/jam

(Severn, Edisi kelima, hal. 142)

(Severn, hal 140)

Tangki Bahan Bakar Boiler

Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator pada tekanan 1 atm

Tipe Tangki : silinder tegak (vertikal).

Menentukan kapasitas tangki

Jumlah solar :Solar = 1071.37961092727 lt/jam 1.07137961 m3/jam

Persediaan untuk 24 jam :Solar = 25.7131106622544 m3 908.007077 ft3

49313.8643418873 LbVolume tangki :

Over desain = 20 % Volume tangki 30.855732794705 m3

1089.6084921794 ft3

b. Menentukan Diameter Tangki

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich, 1984, dimana:

(Ulrich, 1984 hal 248)

Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D

Vtangki =¼ π D^2 H

D^3 = maka D= 3.4001 mstandar

maka Hs= 11.1551 ft standar 11.0000Tinggi liquid (HL)setlah D 11.4714 ft

b. Menghitung Tekanan Desain

Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :

Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi + densitas camp

19.0265 psi

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

Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

Pdesain = 1,1 × Pabs 20.9291 psi

V tan gki

1/4 xπ

ρ(ggc

)HL

144

Tekanan desain pada plat berikutnya terdapat pada tabel berikut ini.

Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 11.4714 20.92912.0000 5.7357 16.8632

c. Menghitung tebal dinding

t= (Brownell & Young, 1959, hal 256)

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :f = 12650 psi (Peters & Timmerhause, 1991)E = 80% (Brownell and Young, 1959, tabel 13.2)c = 0,125 in

Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL = 7.7484

ts = 0.2617 diambil ukuran standar ketebalan shell (

Ketebalan shell untuk plat berikutnya tercantum pada tabel berikut ini.

Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts standar1.0000 11.4714 20.9291 0.2617 0.31252.0000 5.7357 16.8632 0.2351 0.2500

D. Menghitung Head Reaktor

P .d2.( f .E − 0,6 P )

+ c

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 132.6263 in distandaeisasits= 0.3125 in

maka icr 8.3750 in tabel 5.7 Brownel & Young didapat :r 132.0000 in

1. Tebal head (th)

(Brownell and Young,1959,hal. 258)

Dimana :

w = stress-intensitication factor

w= 1.7425

maka th= 0.3629

maka stnadar yang digunakan

maka untuk th= 0.3750 in standar sf yang digunakan misal

2. Depth of dish (b)

Berdasarkan Brownel & Young hal.87 didapat :

a=ID/2 66.0007 inBC=rc-icr 123.6250 inAB=a-icr 57.6257 in

b= 22.6271 in

• Tinggi Head (OA)

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

OA= 26.0021 in 2.1668 ft

tinggi reaktor 13.1668 ft

14×(3+√ rc

icr )

th=P . rc .w

2fE−0,2P+C

b=rc−√BC 2−AB2

f. Desain LantaiUntuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

• Tegangan kerja pada bottom :a. Compressive stress yang dihasilkan oleh H2O.

(Brownell and Young,1959.hal.157)

f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )

0.0625

fdead liq 7614.5708 psi

(b) Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.

X = Tinggi tangki (in)

44.8038 psi

total tegangan yang bekerja pada lantai 7659.3746

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C 12560.0000

7659.3746 psi < 12650.0000 psi

Spesifikasi Sand Filter (SF – 401)

AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 13.9519Dimensi Diameter = 9.0000

Tinggi = 9.0000Tebal shell (ts 0.1875tebal atap 0.3125tebal lantai 0.3125tinggi atap 0.5000

Tekanan Desain 19.8537Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah 1.0000

p=Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3

f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )

fdeadwt shell=

x ρs

144

11.1551 ft11.0000 ft

132.0013 inft

kg/m354.3100 lb/ft3


Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 1.9119 cousre sebanyak = 2 buah

(Brownell & Young, 1959, hal 256)

Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984), dengan komposisi dan data sebagai berikut :

ft

diambil ukuran standar ketebalan shell ( 0.3125 3/16 in

icr r OD ID b OA sf

th = tebal head, in inside corner radius, inradius of dish, in outside diameter, in inside diameter, in depth of dish, in overall dimension, in standard straight flange, in

138.0000 in

tabel 5.7 Brownel & Young didapat :



0.3750 in

in standar sf yang digunakan misal 3.0000 in Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak



psi

psi(diperbolehkan)

Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.

ft 2.7432 mftinininmpsi

Carbon Steel SA-283 Grade C buah

Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3

Batu bara

Type AnthraciteHeating Value 29000.0000 KJ/kg

dari neraca panas dibuthkan batu bara sebanyak…. kg/jam

Bahan bakar batubara dari proses pembongkaran yang diperoleh dari PT. Bukit Asam (Persero) ditumpuk di dalam dome storage, selanjutnya reclaimer akan menggaruk batubara untuk dijatuhkan di atas belt conveyer kemudian oleh bucket elevator material di bawa ke atas dimasukkan ke dalam binBahan bakar batubara ini ditampung dalam bin. Perhitungan bin bahan bakar batubara adalah sebagai berikut :

Nama alat / Kode alat / Jumlah : Fungsi : Menampung batubara sebelum digunakan sebagai pemanasTekanan operasi (Po) : 1.0000 atm 14.7000 psiTemperatur desain : 30.0000Laju alir umpan : 264.6074 kg/jam

Diketahui data:

Bulk density Batubara : 60.0000 lb/ft3 961.1100Maka kapasitas over design 10% :

291.0681 kg/jam 641.6846Laju alir volumetrik umpan(Q) = 10.6947 ft3/jam

3. Menentukan diameter pipa umpan masuk ke dalam bin (Dfeed)

b. Menentukan dimensi bin

….pers. 1Untuk bin diketahui L/D = 2-5, dimana L = H (Ulrich 1984 : 248)Maka diambil H/D = 2, sehingga D = 1/2 H ….pers. 2Substitusi pers.2 ke pers.1, menjadi :

0.1963 ….pers. 3

(Wallas 1988 : 627)

= ….pers. 4Keterangan :

d = diameter ujung konis, ft

h = tinggi konis, ft

θ = sudut konisDimana :

(Hesse, pers. 4-17 : 92)

sehingga :

Vshell = ¼ x π x D2 x H

Vshell = ¼ x π x (1/2 H)2 x H

Vshell = H3

Vkonis = π x h/12 x (D2 + D.d + d )

0,262 x h x (D2 + D.d + d2)D = diameter shell, ft

H = tinggi shell, ft

Diketahui angle of repose (sudut gelinding) CaCO3 = 30-45o, (www.powderandbulk.com). Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.

h=tg θ×( D−d )

2

h=tg 45o ( D−d )

2=0,5 (D−d )

=

= ….pers. 5

Diketahui bahwa : D/d = 4 (Ludwig 1984 : 165) d = D/4 ….pers. 6Substitusi pers.2 ke pers.6, menjadi : d = 1/4 x 1/2 H d = 0,125 H

Vtot =

Vtot =

Vtot =

1796.7167 =

Didapat :H 20.3755 ft = 6.2105 m = 244.5062 inD 10.1878 ft = 3.1052 m = 122.2531 in

Maka : h = h = 0,5 (0,5(63,0301) - 0,125(63,0301)) = 3.8204 ft = 1.1645

d = 0,125 H 2.5469 ft = 0.7763 m

Jadi : 136.3537 ft3 (V padatan di konis)1660.3630

H total bin, Ht = H + h = 24.1959 ft

1660.3630 = Hs = 20.3787 ft = 6.2114 m

24.1991 ft = 7.3759 m

c. Menentukan tekanan desain

Pabs = 14.7000 psi

Tekanan desain 5-10% diatas tekanan normal (Wallas 1988 : 623)Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya, sehingga :P desain = 16.1700 psi

d. Menentukan tebal dinding bin

Vkonis = 0,262 . h (D2 + D.d + d2)

0,262 . (0,5 (D-d)) (D2 + D.d + d2)

0,131 x (D3 - d3)

Maka, Vtot = Vshell + Vkonis terpacung

0,1963 H3 + 0,131 x (D3 - d3)

0,1963 H3 + 0,131 x ((0,5 H)3 - (0,125 H)3)

0,1963 H3 + 0,131 x 0,123 H3

0,1963 H3 + 0,0161 H3

0,5 (0,5 H - 0,125 H)

Vkonis = 0,131 x (D3 – d3) =Vpadatan di shell = V total padatan - V padatan di konis = 53186,16441 - 4036,3242 =

Jadi tinggi padatan di shell, Hs :Vpadatan di shell =

3,14/4 x 31,51512 x Hs

Tinggi solid di bin = Hs + h =

Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding storage.

Pabs = Poperasi

π4×D2×H s

h=tg 45o ( D−d )

2=0,5 (D−d )

Untuk Natrium komponen, direkomendasikan untuk menggunakan material Carbon steel SA 283 C tipe 316Cr (%) Ni (%) Mo (%) C (%)16-18 10-14 2.0000 0,1

(Perry's 1950, tabel 3 : 1531)

(Brownell 1959, pers.14.31 : 275)

Dimana :P = Tekanan dalam tangki = 16.1700 psi

12650.0000 psi (Brownell 1959, tabel 13.1 : 251)61.1265 in

E = Efisiensi pengelasan = 80.0000 %(Brownell 1959, tabel 13.2 : 254)

c = Faktor korosi = 0.125/10 tahun (Timmerhaus 1991, tabel 6 : 542)

P x ri = 988.4162f x E = 10120.0000(0.6P) = 9.7020c = 0.1250ts = 0.2228 in

Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :ts = 0.2500 in = 5/16 in

e. Tebal dinding konis bin, tcP x D = 1976.83252 x cos 45 = 1.4142 14298.1205(fxE) - (0.6xP) = 10110.2980

(Brownell 1959, pers. 6.154 : 118)

= 0.2633 in

Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal dinding konis bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :ts = 0.3125 in = 5/16 in

kaasitas 48899.4429 kg 48.8994D shell 10.1878 ft 3.1052 mHshell 20.3755 ft 6.2105 mTs 0.2500 inTc 0.3125 intekanan 16.1700 psi

0.3125

Ts = Tebal shell, in

f = Allowable stress =ri = Jari-jari dalam shell =

(tipe, double welded butt joint)

t s=P×ri

f ×E− (0,6 P )+c

tc=P×D

2 cosα (f . E−0,6 P )+c

kg/jam lb/jamKapasitas over desain 10 % = 291.0681 641.6846Laju alir volumetrik umpan = 10.6947 ft3/jmVolume bin = 1796.7167 ft3 50.8798 m3

kg/m3 τ (waktu tinggal) = 168.0000 jam = 7.0000 hari

lb/jam 48899.4429 kg/107803.0045 lb/

1796.7167 1796.7167

. Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.

m

ft3

Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding storage. (Perry`s 1997,7th ed : 21-5)

Untuk Natrium komponen, direkomendasikan untuk menggunakan material Carbon steel SA 283 C tipe 316

(Brownell 1959, pers.14.31 : 275)

(Brownell 1959, tabel 13.1 : 251)

(Brownell 1959, tabel 13.2 : 254)(Timmerhaus 1991, tabel 6 : 542)

(Brownell 1959, pers. 6.154 : 118)

Dari tabel 5.7 Brownell and Young, dipilih tebal dinding konis bin yang mendekati nilai dari hasil perhitungan yaitu :

. Angle of repose akan mempengaruhi wall angle conical (θ). Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 45o, karena pada kemiringan tersebut, CaCO3 masih bisa menggelinding.

Tangki Bahan Bakar Boiler dan generator jadi satu

Fungsi : Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator pada tekanan 1 atm


Menentukan kapasitas tangki densitas solar 54.3100 lb/ft3

Jumlah solar :Solar = 1172.6096 lt/jam 1.1726 m3/jam

Persediaan untuk 5 hari:Solar = 140.7132 m3 4969.0037 ft3



5962.8045 ft3




Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D H= 2.0000 D


D^3 = maka D= 4.7556 mstandar

maka Hs= 31.2047 ft standar 32.0000Tinggi liquid (HL)setlah D 24.7263 ft



Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi + densitas camp

24.0256 psi




V tan gki

1/4 xπ

ρ(ggc

)HL

144


Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 24.7263 26.42822.0000 16.4842 20.91713.0000 8.2421 17.8085




Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL = 24.7263

ts = 0.3761 diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) =


Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts standar1.0000 24.7263 26.4282 0.3761 0.43752.0000 16.4842 20.9171 0.3237 0.31253.0000 8.2421 17.8085 0.2941 0.3125


P .d2.( f .E − 0,6 P )

+ c

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 192.8770 in distandaeisasits= 0.4375 in

maka icr 12.2500 in tabel 5.7 Brownel & Young didapat :r 170.0000 in

1. Tebal head (th)


Dimana :


w= 1.6813

maka th= 0.4983


maka untuk th= 0.5000 in standar sf yang digunakan misal




b= 36.3182 in



OA= 40.8182 in 3.4015 ft


14×(3+√ rc

icr )

th=P . rc .w

2fE−0,2P+C





f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )

0.0625




120.4634 psi

total tegangan yang bekerja pada lantai 239.8299


f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C 12560.0000

239.8299 psi < 12650.0000 psi


AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 140.7132Dimensi Diameter = 16.0000

Tinggi = 32.0000Tebal shell (ts) = 0.4375tebal atap 0.5000tebal lantai 0.5000tinggi atap 0.5000

Tekanan Desain 26.4282Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah 1.0000


f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )

fdeadwt shell=

x ρs

144

15.6024 ft16.0000 ft

192.0020 inft

kg/m354.3100 lb/ft3


Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 4.1211 cousre sebanyak = 3.0000 buah



ft

diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) = 0.4375

icr r = OD ID b OA sf


204.0000 in

0.3750tabel 5.7 Brownel & Young didapat :


0.5000 in


m




psi

psi(diperbolehkan)


ft 4.8768 mft 9.7536 minininmpsi

Carbon Steel SA-283 Grade C buah

Densitas shell (lb/ft3) = 490 lb/ft3

Tangki Ammonia Rfrigenrat

Fungsi : pada tekanan 1 atm


Menentukan kapasitas tangki densitas ammnnia 0.6670

Jumlah amonia :Amonia = 4331.4214 kg/jam 6.4939aliran sirkulasi 1 jam 6.4939 m3asumsi make up 20 %Ammonia = 7.7927 m3 275.1823



330.2187 ft3




Bila rasio yang dipilh 1 sehinga H=D H= 1.0000


D^3 = maka D= 2.1492

maka Hs= 7.0511 ft standarTinggi liquid (HL)setlah D 7.1541 ft



Pabs = Poperasi + Phidrostatis Pabs = 14,7 psi +

17.3982 psi




V tan gki

1/4 xπ

ρ(ggc

)HL

144


Course ke- HL (ft) Pdesain (psi)1.0000 7.1541 19.13802.0000 4.7694 16.49883.0000 2.3847 15.5994




Menghitung ketebalan shell (ts) pada plat 1, HL =

ts = 0.2045 diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) =


Course ke- HL (ft) Pdesain (psi) ts1.0000 7.1541 19.1380 0.20452.0000 4.7694 16.4988 0.19353.0000 2.3847 15.5994 0.1898


P .d2.( f .E − 0,6 P )

+ c

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).OD= 84.5009 ints= 0.2500 in

maka icr 5.5000 inr 90.0000 in

1. Tebal head (th)

Dimana :


w= 1.7613

maka th= 0.2749


maka untuk th= 0.3125




b= 13.7900 in



OA= 17.1025 in 1.4252


14×(3+√ rc

icr )

th=P . rc .w

2fE−0,2P+C




f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )



28.6691

total tegangan yang bekerja pada lantai


f hitng < tegangan bahan plat (f) yang diijinkantensile strss untuk bahan SA 283 grade C

34.2361 psi < 12650.0000


AlatKodeFungsiBentuk Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.Kapasitas 7.7927Dimensi Diameter =

Tinggi = Tebal shell (ts) = tebal ataptebal lantaitinggi atap

Tekanan DesainBahan konstruksiJumlah

f deadwtliq

=∑ liquidwt

12πD s( ts−c )

fdeadwt shell=

x ρs

144

g/ml 667.0000 kg/m3

m3/jam

ft3

D

m 7.0511 ftstandar 7.0000 ft

84.0009 in7.0000 ft

kg/m3densitas camp 54.3100 lb/ft3


Menentukan jumlah coursesLebar plat standar yang digunakan 72 in (Appendix E, item 3 6.0000 ftJumlah courses 1.1923 cousre sebanyak = 3.0000 buah



7.1541 ft

diambil ukuran standar ketebalan shell (ts) = 0.2500

standar0.25000.25000.2500

icr r = OD ID b OA sf


distandaeisasi 90.0000 in

0.3750tabel 5.7 Brownel & Young didapat :



0.3125 in


ft

m



0.0625


psi

34.2361 psi

12560.0000 psipsi (diperbolehkan)


7.0000 ft 2.7432 m7.0000 ft0.2500 in0.3125 in0.3125 in0.5000 m

19.1380 psiCarbon Steel SA-283 Grade C

1.0000 buah


Date post:	19-Dec-2015
Category:	Documents
Upload:	dwi-anggraeni
View:	236 times
Download:	0 times

Unit Penydia Steam

Documents