BAB II fix

BAB II

NERACA MASSA DAN ENERGI

2.1. Pendahuluan

2.1.1 Spesifikasi Produk

a. Phthalic anhydride

Wujud (30 oC) : padat dan cair

Bentuk : serpihan (flake) dan lelehan (molten)

Molten color : maks. 20 APHA

After heating color : maks. 50 APHA

Densitas (gr/cm3) : 1,52 – 1,54

Kemurnian (% berat) : min. 99,8

Impuritas (% berat) : maleic anhydride maks 0,05

phtahlide maks. 0,06

ortho tolualdehide maks. 0,04

lainnya maks. 0,05

Kadar abu (% berat) : maks. 0,03

Suhu pemadatan (oC) : 130,8

Kelarutan : larut seluruh bagian dalam benzene

(Manual Operating Book, PT Petrowidada, Gresik)

b. Maleic anhydride

Wujud (30 oC) : padat

Bentuk : serpihan (flake)

Molten color : maks. 10 APHA

Kemurnian (% berat) : min. 99,5

Kadar abu (ppm) : kurang dari 50

Suhu pemadatan (oC) : 52,5

Kelarutan (pada 80 oC) : 16,3 kg / 100 kg air

(Kirk and Othmer, pg. 1.17-4)

2.2. Konsep Proses

2.2.1. Dasar Reaksi

Reaksi pembentukan phthalic anhydride adalah reaksi heterogen fase gas

dengan katalis padat, dimana terjadi reaksi oksidasi o-xylene oleh oksigen yang

berasal dari udara. Dalam reaksi oksidasi o-xylene oleh oksigen, selain reaksi

utama pembentukan phthalic anhydride juga terjadi reaksi samping, yaitu

terbentuknya maleic anhydride,ortho tolualdehide, phthalide, H2O, CO2, CO dan

lain sebagainya.

Reaksi utama yang terjadi :

C8H10 + 3 O2 → C8H4O3 + 3 H2O

Selain reaksi di atas, terjadi pula reaksi samping :

C8H10 + 7,5 O2 → C4H2O3 + 4 CO2 +4 H2O

C8H10 + O2 → C8H8O + H2O

C8H10 + 2O2 → C8H6O2 + CO2 + 2H2O

C8H10 + 9.5O2 → 6 CO2 + 2 CO + 5 H2O

Keterangan :

C8H10 : O-xylene

C8H4O3 : Phthalic Anhydride

C4H2O3 : Maleic Anhydride

C8H8O : Ortho Tolualdehide

C8H6O2 : Phthalide

Konversi total o-xylene yang bereaksi dalam reaktor adalah 98 % mol.

2.2.2. Penggunaan Katalis

Dalam reaksi heterogen gas katalis padat, katalis ikut serta secara aktif

dalam reaksi walaupun tidak mengalami perubahan pada akhir reaksi. Dengan

adanya katalis maka dimungkinkan terjadi mekanisme alternatif dimana energi

aktivasi dari tiap langkah reaksi menjadi lebih rendah, sehingga reaksi dapat

terjadi lebih cepat. Pusat aktif katalis pertama bergabung dengan paling sedikit

satu reaktan dan kemudian bereaksi menjadi produk yang berlangsung secara

terus-menerus. Katalis tidak mempengaruhi kesetimbangan namun dapat

meningkatkan selektivitas.

Beberapa karakteristik katalis padat yang penting untuk diketahui yaitu

ukuran partikel, luas permukaan spesifik, diameter, dan distribusi pori. Umumnya,

penurunan tekanan akan semakin besar bila diameter katalis semakin kecil.

Permukaan yang luas akan lebih baik karena laju reaksi setara dengan jumlah

permukaan yang bisa ditempati.

Karena energi aktivasinya tinggi, laju reaksi dapat berubah cepat sesuai

dengan kenaikan temperatur. Adanya promotor pada katalis akan manurunkan

energi aktivasi yang dibutuhkan dalam reaksi sehingga yield dapat bertambah.

(Mc.Ketta, vol 36)

Katalis yang digunakan adalah vanadium pentaoksida (V2O5) dengan

suporter silica dan promotor K2SO4 (Hill, pg. 559). Keuntungan penggunaan

katalis ini adalah dapat diabaikannya deaktivasi katalis karena umur katalis yang

panjang. Sebagai contoh, katalis V2O5 buatan Wecker Chemie, Jerman dan buatan

NSKK, Jepang.

Berikut adalah keunggulan katalis yang diproduksi oleh NSKK, jepang :

1. Mempunyai umur aktif katalis yang lebih lama (4 years guaranteed life-

time).

2. Waktu start yang lebih singkat.

3. Harga lebih murah.

Sifat-sifat fisis dari katalis yang digunakan adalah :

1. Bentuk pellet : hollow cylindrical

2. Spesific grafity : 80 m2/g

3. Bulk density : 0,99 g/cm3

4. Ukuran : diameter luar : 0,72 cm

diameter dalam : 0,36 cm

panjang : 0 70 cm

(Manual Operating Book, PT Petrowidada, Gresik)

Mekanisme reaksi pada sisi aktif katalis V2O5 :

1. Pada satu sisi mempercepat reaksi oksidasi oleh atom-atom oksigen

sampai tingkat oksidasi terendah, dimana V2O5 akan makin berkurang.

2. Pada sisi lain oksigen mengoksidasi kembali V2O5 ke tingkat oksidasi

tertinggi.

Reaksi oksidasi akan terjadi tanpa adanya oksigen hingga V2O5 berkurang

sampai pada tingkat oksidasi terendah. Tingkat oksidasi menunjukkan

kesetimbangan dinamik antara reaksi oksidasi dan reduksi. Kesetimbangan ini

tergantung pada panjang bed katalis dan jumlah oksigen yang digunakan.

(Mc.Ketta, Vol.36)

2.2.3. Mekanisme Reaksi

Reaksi pembuatan phthalic anhydride adalah reaksi oksidasi. Secara umum

langkah-langkah reaksi oksidasi hidrokarbon adalah :

R- + O2 → RO2- (1)

R02- + RH → RO2H + R (2)

ROOH → RO- + OH- (3) (Mc.Ketta, vol.26)

Keterangan :

(1) Atom oksigen akan menyerang atom karbon karena oksigen lebih

elektronegatif daripada karbon pada gugus alkil dan membentuk radikal

bebas yang teroksidasi.

(2) Radikal bebas akan bereaksi membentuk gugus asam karboksilat sebagai

hasil intermediate.

(3) Hasil intermediate akan membentuk produk.

Dalam proses pembuatan phthalic anhydride :

C6H4 (CH3)2 + 3 O2 → C8H4O3 + 3 H2O

Oksigen akan menyerang gugus metil (CH3) pada o-xylene karena atom

oksigen lebih elektronegatif daripada karbon pada gugus metil dan akan

membentuk gugus asam karboksilat sebagai produk intermediate. Gugus asam

karboksilat inilah yang kemudian bereaksi membentuk phthalic anhydride dan air.

Reaksi heterogen antara fase gas dan padatan berlangsung atas beberapa tehap,

diantaranya : difusi, adsorbsi, reaksi permukaan dan desorbsi. Menurut studi yang

dilakukan oleh de Maria, Longfield dan Buttler pada reaksi permukaan,

persamaan kinetikanya mendekati reaksi kimia orde satu.

(Hill, pg. 558)

Secara lengkap langkah-langkah yang terjadi pada reaksi heterogen gas-

padat adalah sebagai berikut :

1. Perpindahan reaktan dari fase gas ke antarmuka gas-padat (lapisan film)

yang disebut juga difusi.

Difusi ini tergantung pada karakteristik aliran fluida sistem, kecepatan massa

aliran fluida, ukuran partikel dan karakteristik difusi molecular adalah parameter

yang berhubungan dengan kecepatan pada tahap ini. Kecepatan proses difusi ini

akan bertambah jika koefisien transfer massa bertambah, dan koefisien transfer

massa bertambah besar dengan naiknya suhu dan turunnya tekanan. Difusi ini

akan menjadi sangat menentukan hanya jika reaksi katalitik sangat cepat dan

perpindahan massa sangat lambat.

Pada reaksi pembentukan phthalic anhydride, difusi bukan langkah yang

menentukan dalam persamaan reaksi karena tahanan difusi sangat kecil sehingga

takanan parsial di lapisan antar muka dapat dianggap sama dengan tekanan parsial

pada fasa gas.

(Journal of Catalyst vol. 142, 1993 pg. 314)

2. Perpindahan reaktan dari antarmuka ke dalam pori katalis.

Difusi dalam pori ini hanya biasa terjadi untuk katalis yang berpori besar

atau katalis yang mempunyai luas permukaan yang sangat besar. Katalis V2O5

adalah katalis yang mempunyai luas permukaan spesifik yang sangat besar, yaitu

80 m2/gr. Oleh karena itu, tahap ini sangat mempengaruhi persamaan kecepatan

reaksi. Namun karena difusivitas molekular (DAB) tidak mempengaruhi reaksi,

maka hanya difusivitas pori saja yang mempengaruhi reaksi.

3. Adsorbsi reaktan pada pemukaan katalis

Pada proses adsorbsi, kesetimbangan antara permukaan padatan dengan

molekul gas biasanya cepat tercapai dan bersifat reversible. Jumlah molekul

teradsorbsi akan semakin sedikit jika suhu naik.

(Smith, Chemical Engineering Kinetics, pg. 287-288)

4. Aktivasi reaktan teradsorbsi

Pada tahap aktivasi ini dibutuhkan energi, sehingga apabila suhu naik maka

jumlah komponen teraktivasi akan semakin banyak. Aktivasi dengan

menggunakan katalis perlu energi lebih rendah dibandingkan dengan tanpa

katalis.

(Smith, Chemical Engineering Kinetics, pg. 289)

Pada tahap ini :

C8H10 + Kat C8H10-Katads

O2 + 2 Kat 2 Kat-Oads

5. Reaksi permukaan reaktan teraktifasi menjadi produk teraktifasi pada

pemukaan katalis.

Reaksi ini merupakan tahap yang paling menentukan dalam laju reaksi.

C8H10-Katads* + 3 Kat-O2 ads → C8H4O3-Katads* + 3 Kat-H2Oads*

6. Deaktifasi produk teradsorbsi

Deaktivasi merupakan kebalikan dari aktivasi. Karena aktivasi bersifat

endothermic maka deaktivasi bersifat eksotermis.

(Smith, Chemical Engineering Kinetics, pg. 331)

Pada tahap ini :

C8H4O3-Katads* → C8H4O3-Katads

Kat-H2Oads* → Kat-H2Oads

7. Desorbsi produk teradsorbsi di permukaan katalis.

Proses desorbsi adalah proses yang bersifat endothermic.

8. Perpindahan produk dari bagian dalam pori ke permukaan luar katalis.

Langkah ini adalah kebalikan dari langkah kedua seperti yang telah

diuraikan sebelumnya. Jadi tahapan ini gas-gas hasil reaksi dan sisa reaktan

mengalami difusi dari dalam pori katalis ke permukaan katalis.

9. Difusi produk dari antarmuka (lapisan film) gas-padat ke fase gas.

Langkah ini adalah kebalikan dari langkah pertama dimana gas-gas hasil

reaksi dan sisa reaktan terdifusi dari lapisan film katalis ke badan fluida. Seperti

pada langkah-langkah pertama, harga tahanan difusi juga sangat kecil sehingga

tekanan parsiil fase gas sama dengan tekanan parsiil di antarmuka sehingga laju

reaksi tidak ditentukan oleh langkah ini.

2.2.4 Kondisi Operasi

Reaksi fase gas dengan katalis padat ini bersifat sangat eksotermis. Sehingga

diperlukan jenis reaktor yang dapat memberikan luas perpindahan panas yang

cukup besar untuk mentransfer panas reaksi ke media pendingin.

Reaksi pembentukan phthalic anhydride tidak membutuhkan tekanan tinggi,

asalkan tekanan gas reaksi mampu untuk melewati tumpukan katalis di dalam

reaktor.

Aliran gas reaksi dari bagian atas reaktor memiliki beberapa keuntungan,

yaitu :

1. Tidak menyebabkan katalis terfluidisasi

2. Aliran dari atas meminimalkan abrasi dinding tube oleh gerakan katalis

(Hill, pg. 426)

Selain itu aliran pendingin dari bawah reactor secara counter current (lawan

arah) akan memberikan perpindahan panas dan pengendalian suhu yang baik.

Pembuatan phthalic anhydride dilakukan pada fase gas dengan tekanan 1,2

atm dan suhu reaksi 340 – 360 oC (Meyers, 1972 dan Manual Operating Book, PT

Petrowidada, Gresik). Alasan pemilihan kondisi operasi ini adalah bahwa jika

suhu operasi dibawah 340 oC akan menyebabkan kecepatan reaksi berkurang,

sedangkan jika suhu operasi diatas 360 oC akan terbentuk CO2 dan H2O, dimana

reaksi ini tidak diinginkan karena akan mengurangi konversi pembentukan

phthalic anhydride.

2.3 Langkah Proses

Proses pembuatan phthalic anhydride dengan proses oksidasi katalitik

o-xylene terbagi dalam 5 tahap, yaitu :

1. Tahap pengolahan bahan baku

2. Tahap oksidasi

3. Tahap desublimasi

4. Tahap distilasi

5. Tahap pengolahan produk

2.3.1. Tahap pengolahan bahan baku

a. O-xylene

Bahan baku o-xylene ditampung dalam Liquid Vessel Tank T-01 pada suhu

30 oC dan tekanan 1 atm. Tangki penampung ini berfungsi untuk menampung o-

xylene serta mengendapkan impuritas yang terdapat didalamnya berdasarkan

perbedaan densitas. Dari tangki ini o-xylene dipompa keluar menggunakan pompa

sentrifugal P-01 dan dialirkan ke vaporizer V-01 setelah melewati Catridge Filter

F-01, untuk mengubah fasa o-xylene menjadi gas. Sebagai medium pemanas

vaporizer digunakan hot condensate yang dihasilkan oleh Air pre-Heater HE-01.

O-xylene keluar vaporizer berbentuk gas dengan temperatur pada titik

gelembungnya yaitu 156,6 oC dan tekanan 1,35 atm. Kemudian gas o-xylene ini

dialirkan ke dalam Gas Mixer M-01 untuk dicampur dengan udara.

b. Udara

Udara dari atmosfer dengan temperatur 30 oC, setelah melewati penyaring

udara F-02 untuk menghilangkan debu dan kotoran yang dapat menghambat kerja

katalis, dinaikkan tekanannya dengan menggunakan Air Blower B-02 hingga

mencapai tekanan 1,4 atm. Sebelum masuk Gas Mixer M-01, udara dipanaskan

terlebih dahulu hingga suhu 156,6 oC dalam Air Pre-Heater HE-01.

c. Pencampuran o-xylene dengan udara

Proses pencampuran o-xylene dengan udara berlangsung dalam Gas Mixer

Ventury Type M-01. Rasio o-xylene dengan udara adalah sekitar 70 gr/m3,

dimana konsentrasi ini berada dibawah ambang batas ledakan. Campuran ini

kemudian dipanaskan hingga mencapai suhu 340 oC menggunakan hot oiltherm

dalam Gas Heater HE-02, lalu masuk ke dalam Fixed Bed Multitube Catalytic

Reactor R-01 pada tekanan 1,3 atm. Adanya pengontrol rasio memungkinkan

untuk mendapatkan rasio udara dan o-xylene secara tetap. Hal ini penting

dilakukan untuk mencegah terjadinya ledakan.

2.3.2 Tahap oksidasi

Campuran gas melewati reaktor R-01 pada sisi tube dengan suhu masuk 340 oC, dimana terjadi reaksi oksidasi dengan bantuan katalis vanadium pentaoksida

V2O5. Reaksi yang terjadi dalam tube reaktor ini sangat eksotermis pada suhu 340

– 360 oC. Pada bagian shell reactor R-01 dialirkan pendingin yang tahan terhadap

suhu tinggi, yaitu molten salt. Panas yang diserap oleh molten salt ini

dimanfaatkan untuk membuat steam pada Steam Generator SG-01.

Pendingin garam mengalir dalam shell reactor dengan pompa sirkulasi

garam P-02. Salt yang diisikan ke dalam reactor harus dijaga kandungan ion Cl-

nya karena apabila melebihi 0,04 % maka akan terjadi korosi pada dinding shell

dan tube reactor yang berakibat kebocoran pada reactor. Hasil reaksi yang berupa

gas, sebagian besar terdiri dari phthalic anhydride. Gas ini keluar dari reactor pada

suhu 350 oC, kemudian masuk ke Steam Superheater HE-03 hingga mencapai

suhu 310 oC. Steam lewat jenuh yang dihasilkan Steam Superheater dimanfaatkan

panasnya untuk membangkitkan listrik.

Pendinginan lebih lanjut dilakukan dalam Gas Cooler HE-04 dengan

temperatur keluar 134,2 oC. Selanjutnya gas dialirkan menuju Switch Condenser

SC-01 A/B/C. Electric Salt Heater EH-01 pada reaktor digunakan untuk

meningkatkan suhu garam pada bagian shell reactor sampai pada suhu start up,

yaitu 325 oC, dengan memanaskan aliran salt.

Thermocouple diletakan di beberapa tube reactor pada level yang berbeda

untuk mengetahui profil suhu katalis.

2.3.3 Tahap desublimasi

Gas hasil oksidasi yang keluar dari Gas Cooler HE-04 terdiri atas sebagian

besar phthalic anhydride dan off gas berupa non condensable gas seperti karbon

monoksida, karbon dioksida, oksigen, nitrogen, argon, dan sulfur dioxide.

Campuran gas ini dialirkan ke Switch Condenser SC-01 A/B/C untuk dipisahkan

secara semi kontinyu pada proses desublimasi. Proses desublimasi ini meliputi

tahapan sebagai berikut :

a. Receiving

proses receiving merupakan tahap awal pemisahan dalam switch condenser,

dimana gas yang keluar dari gas cooler masuk ke bagian shell switch condenser.

Pada tahap ini posisi valve cold oil dibuka, sedangkan valve hot oil tertutup yang

berlangsung selama 180 menit. Dalam Switch Condenser SC-01 A/B/C, campuran

gas yang mengandung sebagian besar phthalic anhydride didinginkan sampai

temperatur 60 oC. Pada tahap ini terjadi desublimasi phthalic anhydride manjadi

deposit padatan seperti helaian kapas yang menempel pada bagian luar tube.

Sedangkan gas-gas yang tidak terdesublimasi seperti karbon monoksida, karbon

dioksida, nitrogen dan oksigen dialirkan ke Catalytic Incinerator.

b. Melting

Setelah proses desublimasi selesai, valve gas masuk ditutup karena

kondensor bekerja untuk melelehkan deposit phthalic anhydride. Campuran

padatan phthalic anhydride yang menempel pada dinding tube tersebut dilelehkan

pada bubble pointnya, yaitu 106,6 oC dan dialirkan dalam keadaan cair jenuh ke

Crude Phthalic Anhydride Tank T-02. Waktu yang dibutuhkan untuk proses

melting adalah 40 menit.

c. Pre cooling

Proses pre cooling dilakukan karena kondisi switch condenser masih kurang

baik untuk receiving. Proses ini berlangsung selama 20 menit. Setelah proses pre

cooling selesai,valve pemasukan gas dibuka lagi dan siklus kembali dimulai.

Prinsipnya dua kondensor mengalami kondensasi dan yang ketiga mengalami

pelelehan.

Selanjutnya, Crude phthalic anhydride yang telah dari proses pemisahan di

switch condenser dialirkan menggunakan pompa P-03 mengalir ke kolom distilasi

bagian atas. Sedangkan bagian bawah campuran yang terdiri atas sebagian besar

phthalic anhydride mengalir secara alami ke Pre Distillation Column D-01.

2.3.4 Tahap distilasi

Phthalic anhydride dipompa menuju Pre Distillation Column D-01 yang

beroperasi pada tekanan atmosfer 1,1 atm. Pada tahap distilasi ini, phthalic

anhydride murni dipisahkan dari komponen-komponen lain yang ada dalam crude

phthalic anhydride. Secara garis besar terbagi atas dua macam komponen sebagai

berikut :

1. Light Boiling Residue (LBR), yaitu

komponen-komponen dalam campuran yang mempunyai titik didih lebih rendah

dari titik didih phthalic anhydride murni, yaitu < 285 oC, seperti o-xylene, m-

xylene, maleic anhydride dan air.

2. High Boiling Residue (HBR), yaitu

komponen-komponen dalam campuran yang mempunyai titik didih lebih tinggi

dari titik didih phthalic anhydride murni, yaitu > 285 oC, sepeti phthalide.

Pada Pre Distillation Column D-01 terjadi pemisahan antara phthalic

anhydride dengan Light Boiling Residue (LBR). LBR diuapkan dan

dikondensasikan dalam Partial Condenser tipe shell and tube CN-01. Fraksi

ringan dari LBR dialirkan ke dalam unit scrubbing untuk merecovery maleic

anhydride dan fraksi berat dialirkan menuju unit pengolahan limbah. Sedangkan

hasil bawah dialirkan ke Main Distillation Column D-02 untuk pemurnian

phthalic anhydride lebih lanjut.

Pada Main Distillation Column D-02, dilakukan tahap pemurnian akhir yang

bertujuan untuk memisahkan phthalic anhydride murni dengan High Boiling

Residue (HBR) pada kondisi vakum. HBR keluar pada bagian bawah dan

dialirkan dengan pompa P-05 menuju unit pengolahan limbah. Phthalic anhydride

murni komersial diproduksi pada puncak kolom destilasi, D-02, dan

dikondensasikan secara parsial oleh Shell and Tube Condenser, CN-02, dan

Double Pipe Condenser CN-03.

2.3.5 Tahap pengolahan produk

Phthalic anhydride yang telah dimurnikan dialirkan ke dalam Pure Phthalic

Anhydride Tank, T-03. Warna produk dikontrol secara kontinyu dan dialirkan ke

penyimpanan hanya jika memenuhi spesifikasi yang diinginkan. Pure phthalic

anhydride ini dapat langsung dipasarkan apabila pembelinya memiliki penampung

sendiri, baik dialirkan secara langsung melalui pipa atau menggunakan alat

transportasi, yaitu tank car dengan tangki-tangki khusus yang dilengkapi steam

untuk menjaga suhu phthalic anhydride agar tetap konstan sebelum diolah lebih

lanjut.

Untuk memperoleh phthalic anhydride dalam bentuk kepingan (flake),

Phthalic Anhydride cair diolah lebih lanjut dalam Flaker, FL-01. Pompa, P-06,

mengumpankan phthalic anhydride dari Pure Phthalic Anhydride Tank, T-03,

menuju Flaker, FL-01, kemudian flake-flake yang terbentuk dikemas dan

ditimbang dengan Bagging Machine, BG-01. Karena phthalic anhydride

higroskopis, maka kantong harus sedikit mengandung plastic, jenis HDPE (High

Density Poly Ethylene) dan LDPE (Low Density Poly Ethylene) agar kemasan

tidak tembus udara yang mengandun uap air. Selanjutnya produk disimpan dalam

Product Inventory, PI-01, dan siap untuk dipasarkan.

2.4 Neraca Massa

1. Neraca Massa di Sekitar Mixer

Komponen Arus 1 Arus 2 Arus 3 Massa Kmol Massa Kmol Massa Kmol

O-Xylene 3547.76 33.41584376 - - 3547.76 33.41584

M-Xylene 72.40327 0.681955995 - - 72.40327 0.681956

O2 - - 17558.51 548.703531 17558.51 548.7035

N2 - - 66053.45 2359.05192 66053.45 2359.052

Jumlah 3620.163 34.09779976 83611.97 2907.75545 87232.13 2941.853

2. Neraca Massa di Sekitar Reaktor

KomposisiArus 3 Arus 4

Massa Kmol Massa Kmol

OX 3547.76 33.41584376 70.9552 0.66831688

MX 72.40327 0.681955995 - -

O2 17558.51 548.7035313 13170.54 411.57924

N2 66053.45 2359.051917 66053.45 2359.05192

PA - - 3521.985 23.7747045

MA - - 137.578 1.4

OT - - 7.869886 0.06549505

PI - - 8.792056 0.06549505

H2O - - 1909.543 106.0857

CO2 - - 1800.397 40.9181213

CO - - 355.8962 12.7060404

Jumlah 87232.13 2941.853248 87037.01 2956.31503

3. Neraca Massa Di Sekitar Switch Condensor

Komponen Arus 4 Arus 5 Arus 6

Massa Mol Massa Mol Massa Mol

OX 70.9552 0.668317 - - 70.9552 0.66831688

MX - - - - - -

O2 13170.54 411.5792 13170.54 411.5792 - -

N2 66053.45 2359.052 66053.45 2359.052 - -

PA 3521.985 23.7747 - - 3521.985 23.7747045

MA 137.578 1.4 - - 137.578 1.4

OT 7.869886 0.065495 - - 7.869886 0.06549505

PI 8.792056 0.065495 - - 8.792056 0.06549505

H2O 1909.543 106.0857 1909.543 106.0857 - -

CO2 1800.397 40.91812 1800.397 40.91812 - -

CO 355.8962 12.70604 355.8962 12.70604 - -

Jumlah 87037.01 2956.315 83289.83 2930.341 3747.18 25.9740115

4. Neraca massa di sekitar Kolom Distilasi IKomponen Arus 6 Arus 7 Arus 8

Massa Kmol Massa Kmol Massa Kmol

OX 70.9552 0.668317 70.9552 0.668317 - -

PA 3521.985 23.7747 21.13191 0.142648 3500.853 23.6320563

MA 137.578 1.4 131.5246 1.3384 6.053432 0.0616

OT 7.869886 0.065495 7.869886 0.065495 - -

PI 8.792056 0.065495 0.035168 0.000262 8.756888 0.06523307

Jumlah 3747.18 25.97401 231.5167 2.215122 3515.663 23.7588894

5. Neraca massa di sekitar Kolom Distilasi 2

Komponen Arus 8 Arus 9 Arus 10

Massa Kmol Massa Kmol Massa Kmol

PA 3500.853 23.63206 105.0256 0.708962 3395.827 22.9230946

MA 6.053432 0.0616 - - 6.053432 0.0616

PI 8.756888 0.065233 8.748131 0.065168 0.008757 6.5233E-05

Jumlah 3515.663 23.75889 113.7737 0.77413 3401.889 22.9847598

2.5 Neraca Panas

1. VAPORIZER

KomponenF1

(kg/jam)ni

(kmol/jam)∫ Cpg dT (J/mol)

Hsensibel (kJ/jam)

OX 3547.76 33.4168 682.55 22808.60

MX 72.40 0.6820 647.42 441.53

TOTAL 3620.16 34.0988 23250.13

H input = 23250.13 kJ/jam

H output = 714570.98 kJ/jam

Q (Kebutuhan air pemanas) = 691320.85 kJ/jam

Neraca panas di HE-01

KomponenInput (kJ/jam) Output (kJ/jam)

H1 Hv H2

OX 22808.60 36.23 700719.96

MX 441.53 34.92 13779.87

Pemanas 691320.85

TOTAL 714570.98 714570.98

2. BLOWER

Komponen F2 (kg/jam)ni

(kmol/jam)∫ Cpg dT (J/mol) Cpg.Yi (J/mol K)

O2 17558.50 548.70 0.88 5.57

N2 66053.50 2357.87 0.87 23.59

TOTAL 83612.00 2906.58 29.16

3. AIR PRE HEATER


KomponenInput (kJ/jam)

Output (kJ/jam)

H3 H4

O2 81368.76 2153746.10

N2 344816.13 9027102.54

Pemanas 10754663.74 -

TOTAL 11180848.64 11180848.64

4. GAS MIXER


(kmol/jam)Yi Xi

OX 3547.76 33.42 0.0000 0.9838

MX 72.40 0.68 0.0000 0.0160

O2 17558.50 548.70 0.0504 0.0001

N2 66053.50 2357.87 0.9496 0.0001

TOTAL 87232.16 2940.68 1.0000 1.0000

5. GAS HEATER


(kmol/jam)H5 (kJ/jam) H6 (kJ/jam)

OX 3547.76 33.42 697959.01 1994200.12

MX 72.40 0.68 13779.87 39850.24

O2 17558.50 548.70 2153746.10 5309018.98

N2 66053.50 2357.87 9027102.54 21882147.56

TOTAL 87232.16 2940.68 11892587.52 29225216.90

Kebutuhan pemanas = 17332629.38 kJ/jam

Kebutuhan Pemanas (oiltherm)

T in med = 633,15 K

T out med = 583,15 K

Cp mean oiltherm = 2,34 kJ/kg K

Sehingga :

Kebutuhan pemanas = 148142,13 kg/jam


6. REAKTOR

Neraca panas di R-01


H6 Hf H7

OX 1994200.12 42766.81 41478.75

MX 39850.24 2860.76 0.00

PA - -9747333.10 1231777.05

MA - -551611.41 66016.83

OT - -19920.86 5050.97

PD - -2756335.27 9586.71

CO - -1403966.58 122875.71

CD - -16097280.23 572090.19

O2 5309018.98 0.00 4114659.89

N2 21882147.56 0.00 22590068.24

W - -65800371.42 1196378.50

TOTAL 29225216.90 -96331191.30 29949982.84

7. STEAM GENERATOR

Panas yang dibawa molten salt = 95574993,41 kJ/jam

Massa BFW keluar dari GC-01 = 37419.83 kJ/jam


H5 H6

OX 697959.01 1994200.12

MX 13779.87 39850.24

O2 2153746.10 5309018.98

N2 9027102.54 21882147.56

Pemanas 17332629.38 -

TOTAL 29225216.90 29225216.90

Asumsi : pressure drop 1 atm, shg tekanan menjadi 53 atm

Dari steam table (Smith van Ness, 5th ed.) diperoleh :

Temperatur jenuh uap = 541,55 K

Panas laten = 1614,00 kJ/kg

T in = 494,11 K

T out = 541,55 K

Cp mean = 4,96 kJ/kg K

Panas sensibel = 8805544,34 kJ/jam

Panas laten = 60395497,74 kJ/jam

Sehingga, total beban panas = 69201042,08 kJ/jam

8. STEAM SUPERHEATER


(kmol/jam)

∫ Cpg dT

(J/mol)H8 (kJ/jam)

OX 70.9552 0.67 52677.23 35206.08

MX 0.00 0.00 51504.54 0.00

PA 3521.98 23.78 43731.86 1039865.08

MA 137.58 1.4 40462.89 56770.52

OT 7.87 0.06 79503.94 4595.57

PD 8.79 0.07 121856.32 7987.18

CO 355.90 12.71 8716.00 3587315.42

CD 1800.40 40.91 8382.24 19764264.06

O2 13170.50 411.58 8449.93 107361.27

N2 66053.50 2357.87 12117.57 495705.07

W 1909.54 105.99 9844.54 1043435.65

TOTAL 89966.61 0.00 26142505.90



H7 H8

OX 41478.75 35206.08

MX 0.00 0.00

PA 1231777.05 1039865.08

MA 66016.83 56770.52

OT 5050.97 4595.57

PD 9586.71 7987.18

CO 122875.71 3587315.42

CD 572090.19 19764264.06

O2 4114659.89 107361.27

N2 22590068.24 495705.07

W 1196378.50 1043435.65

TOTAL 29949982.84 26142505.90

9. GAS COOLER


(kmol/jam)

∫Cpg dT

(J/mol)H9 (kJ/jam)

OX 70.9552 0.67 16958.66 11334.08

MX 0.00 0.00 16371.70 0.00

PA 3521.98 23.78 13673.68 325135.52

MA 137.58 1.4 13772.05 19322.55

OT 7.87 0.06 16163.61 934.31

PD 8.79 0.07 36454.26 2389.43

CO 355.90 12.71 3258.00 1340921.83

CD 1800.40 40.91 3184.14 7507807.45

O2 13170.50 411.58 16958.66 9207845.17

N2 66053.50 2357.87 16371.70 11334.08

W 4839.14 268.60 13673.68 0.00

TOTAL 89966.61 0.67 13772.05 325135.52



H8 H9

OX 35206.08 11334.08

MX 0.00 0.00

PA 1039865.08 325135.52

MA 56770.52 19322.55

OT 4595.57 934.31

PD 7987.18 2389.43

CO 3587315.42 1340921.83

CD 19764264.06 7507807.45

O2 107361.27 9207845.17

N2 495705.07 11334.08

W 1043435.65 0.00

TOTAL 26142505.90 325135.52

10. SWITCH CONDENSER

Tahap receiving

a. Menghitung Beban Panas Switch Condenser

Komponen desublimasi


(kmol/jam)∫ Cps dT (J/mol)

H10 (kJ/jam)

PA 3521.98 23.78 5978.59 142160.23

OT 7.87 0.06 6571.33 379.84

PI 8.79 0.07 7984.44 523.35

TOTAL 3538.64 23.90 143063.42

Komponen non-condensable gas


(kmol/jam)

∫ Cpg dT

(J/mol)H10 (kJ/jam)

CO137.58 4.91 1019.32 5006.45

CD1800.40 40.91 1363.83 55791.36

O213170.50 411.58 1035.22 426073.37

N266053.50 2357.87 1018.37 2401188.46

TOTAL 81161.98 2815.27 2888059.64

Komponen yang tercairkan

Komponen F4 (kg/jam) ni (kmol/jam)∫ Cpl dT (J/mol)

H10 (kJ/jam)

OX70.96 0.67

6733.76 4500.41

MX0.00 0.00

6497.42 0.00

MA137.58 1.40

5379.11 7547.04

W1909.54 105.99

2634.17 279198.83

TOTAL 2118.07 108.06 291246.28

Menghitung panas desublimasi pada T = 134.2 oC

Komponen F4 (kg/jam) ni (kmol/jam) Hd (J/mol) Hd (kJ/jam)

PA 3521.9800 23.7782 21437.50 509745.25

OT 7.8699 0.0578 24044.70 1389.86

PD 8.7921 0.0655 11926.00 781.70

TOTAL 3538.6420 23.9016 511916.80

Menghitung panas pencairan pada T = 134,2 C

Komponen F4 (kg/jam) ni (kmol/jam) Hk (kJ/jam)

OX 70.96 0.67 28033.17

MX 0.00 0.00 0.00

MA 137.58 1.40 73107.19

W 1909.54 105.99 4374147.33

TOTAL 2118.07 108.06 4475287.69

H input = 9207795.01 kJ/jam

H output = -1664835.15 kJ/jam

Kebutuhan pendingin = 10872630.16 kJ/jam

b. Menghitung Kebutuhan Pendingin (oiltherm)

Digunakan media pendingin oiltherm dengan kebutuhan pendingin =

232321.16 kg/jam

Tahap melting

a. Menentukan Profil Suhu

P operasi (mmHg) : 836

Menentukan T bubble

T bubble = 379,72 K dan T dew = 478,70 K

Komponen F6 (kg/jam) ni (kmol/jam) Yi Xi

OX 70.96 0.67 0.0000 0.0000

PA 3521.98 23.78 0.0004 0.9064

MA 137.58 1.40 0.0002 0.0062

OT 7.87 0.06 0.0000 0.0016

PD 8.79 0.07 0.0000 0.0117

TOTAL 208.53 2.07 1.0000 0.9999

b. Menentukan Beban Panas Switch Condenser

Menghitung panas pelelehan pada T = 106,57 C


(kmol/jam)Hm (J/mol) Hm (kJ/jam)

PA 3521.98 23.78 3897.00 92663.78

OT 7.87 0.06 3536.00 204.39

PD 8.79 0.07 9775.00 640.71

TOTAL 5518.96 37.35 357688.96

Menghitung panas sensibel

Fase padat (T out = 379,72 K)

Komponen F6 (kg/jam) ni (kmol/jam)∫ Cps dT

(J/mol)

H11

(kJ/jam)

PA 3521.98 23.78 14947.60 355427.53

TA 7.87 0.06 16699.04 965.26

PD 8.79 0.07 19775.11 1296.18

TOTAL 5518.96 37.35 357688.96

Fase cair (T out = 379,72 K)

KomponenF6

(kg/jam)ni

(kmol/jam)∫ Cpl dT (J/mol)

H sensibel (kJ/jam)

OX 70.96 0.67 16049.65 10726.55

MA 137.58 1.40 12898.29 18096.65

PA 3521.98 23.78 18844.78 448095.64

OT 7.87 0.06 19251.67 1112.81

PD 8.79 0.07 29551.73 19366.99

TOTAL 208.53 2.07 479968.64

H input = -4552894.79 kJ/jam

H output = 931166.49 kJ/jam

Kebutuhan pemanas = 5484061.28 kJ/jam

b. Kebutuhan Pemanas (oiltherm)

Digunakan media pemanas oilthermdengan kondisi kebutuhan pemanas =

78120.53 kg/jam

Tahap cooling

Pada tahap ini condenser tidak mempunyai beban, namun karena waktu

operasi cooling 1/8 waktu operasi recieving maka :

Kebutuhan oil pendingin = 1/8 × 232321.16 kg/jam = 29040.14 kg/jam

Neraca panas di SC-01

a. Tahap receiving


H9 H10 Hd Hk

OX 11334.08 4500.41 - 28033.17

MX 0.00 0.00 - 0.00

PA 325135.52 - 509745.25 -

MA 19322.55 7547.04 - 73107.19

OT 934.31 - 1389.86 -

PD 2389.43 - 781.70 -

CO 1340921.83 - - -

CD 7507807.45 - - -

O2 9207845.17 - - -

N2 11334.08 - - -

W 0.00 279198.83 - 4374147.33-

TOTAL 325135.52 291246.28 511916.80 4475287.69

b. Tahap melting


H10 Hd Hk H11 Hm

OX 4500.41 - 28033.17 - -

MX 0.00 - 0.00 - -

PA - 509745.25 - 355427.53 92663.78

MA 7547.04 - 73107.19 - -

OT - 1389.86 - 965.26 204.39PD - 781.70 - 1296.18 640.71

O2 - - 11084916.73 - -

W 279198.83 4374147 - - -

TOTAL 291246.28511916.80

4475287.693 57688.963 57688.96

11. CRUDE PA TANK



(kmol/jam)Yi Xi

OX 2.52 0.02 0.0000 0.0000

MX 103.01 0.97 0.0012 0.0004

PA 1403.69 9.48 0.0001 0.0716

MA 186.38 1.90 0.0003 0.0022

OT 12.94 0.10 0.0000 0.0004

PD 12.75 0.10 0.0000 0.0049

W 4348.11 241.35 0.9983 0.0219

TOTAL 10650.01 1.0000 1.0000

11. AGITATED TANK

a. Beban Panas Agitated Tank

Kesetimbangan Uap-Cair

P operasi = 2660 mmHg

Menentukan T bubble


Komponen F7' (kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

OX 2.52 0.02 0.0000 0.0000

MX 103.01 0.97 0.0010 0.0010

PA 5238.84 35.37 0.0006 0.7699

MA 186.38 1.90 0.0003 0.0063

OT 12.94 0.10 0.0000 0.0012

PD 12.75 0.10 0.0000 0.0142

W 4814.56 267.24 0.9980 0.0702

TOTAL 10650.01 307.48 1.0000 1.0000

Menghitung panas pembentukan standar

T = 423,15 K

Komponen

F7 (kg/jam) Ni F(8+9) (kg/jam) Ni Hr (kJ/mol) Hp (kJ/mol) Hf (kJ/mol)

OX 2.52 0.02 2.52 0.02 301.45 301.45 0.00

MX 103.01 0.97 103.01 0.97 9984.67 9984.67 0.00

PA 1403.69 9.48 5238.84 35.37 -3945640.36 -14725867.61 -10780227.25

MA 186.38 1.90 186.38 1.90 -896051.18 -896051.18 0.00

OT 12.94 0.10 12.94 0.10 -34456.01 -34456.01 0.00

PD 12.75 0.10 12.75 0.10 -1839195.52 -1839195.52 0.00

W 4348.11 241.35 4814.56 267.24 -70118765.03 -77640952.28 -7522187.24

TOTAL 10650.01 10650.01 -96573896.87 -96269270.13 304626.74

Menghitung panas keluar ageing tank

Hasil Atas


Menentukan T bubble



(kmol/jam)Yi Xi

OX 0.63 0.01 0.0000 0.0001

MX 28.79 0.27 0.0005 0.0044

PA 37.07 0.25 0.0000 0.2536

MA 11.11 0.11 0.0000 0.0125

W 2787.17 154.71 0.9994 0.7264

TOTAL 2865.18 155.35 1.0000 1.0000

Panas sensible (T out = 411,66 K)



H12 (kJ/jam)

OX 0.63 0.01 17721.75 105.83

MX 28.79 0.27 17115.71 4641.39

PA 37.07 0.25 14299.60 3578.68

MA 11.11 0.11 14374.84 1628.75

W 2787.17 154.71 3842.09 594391.65

TOTAL 2865.18 155.35 604393.99

Panas penguapan

T dew = 411,66 K


(kmol/jam)Hv (kJ/jam)

OX 0.63 0.01 223.27

MX 28.79 0.27 9866.42

PA 37.07 0.25 13505.95

MA 11.11 0.11 5622.47

W 2787.17 154.71 5821217.03

TOTAL 2865.18 155.35 5850631.23

Hasil Bawah


Menentukan T bubble



(kmol/jam)Yi Xi

OX 1.89 0.02 0.0000 0.0000

MX 74.22 0.70 0.0018 0.0009

PA 5201.77 35.12 0.0015 0.8176

MA 175.27 1.79 0.0007 0.0066

OT 12.94 0.10 0.0000 0.0012

PD 12.75 0.10 0.0000 0.0169

W 2027.39 112.53 0.9960 0.0353

TOTAL 7784.83 152.13 1.0000 1.0000

Panas sensible

T out = 413,74 K



H13 (kJ/jam)

OX 1.89 0.02 23151.95 411.72

MX 74.22 0.70 22373.42 15640.76

PA 5201.77 35.12 27283.72 958179.82

MA 175.27 1.79 18638.41 33315.10

OT 12.94 0.10 29286.04 2783.27

PD 12.75 0.10 41083.50 3904.47

W 2027.39 112.53 8739.62 983495.53

TOTAL 7784.83 152.13 2047039.19

H input = 2394346,89 kJ/jam

H output = 8806691,15 kJ/jam

Kebutuhan pemanas = 6412344,26 kJ/jam

b. Kebutuhan Pemanas (oiltherm)

Digunakan media pemanas oiltherm dengan kebutuhan pemanas =

172778,53 kg/jam

Neraca panas di AG-01


H11 Hm Hf H12 Hv H13

OX 381.52 - - 105.83 223.27 411.72

MX 15033.94 - - 4641.39 9866.42 15640.76

PA 549054.68 143144.47 -10780227.25 3578.68 13505.95 958179.82

MA 24516.41 - - 1628.75 5622.47 33315.10

OT 1587.03 336.05 - - - 2783.27

PD 1879.38 928.99 - - - 3904.47

W 381.52 - -7522187.24 594391.65 5821217.03 983495.53

Pemanas 6412344.26 -

TOTAL 8806691.15 8806691.15

12. PRE DISTILLATION COLUMN

Menentukan Profil Suhu

P atas = 836,00 mmHg

P bawah = 988,00 mmHg

Kolom Atas

Menentukan T bubble


KomponenF10

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

OX 70.96 0.67 0.0000 0.0648

PA 21.13 0.14 0.9847 0.3533

OT 7.87 0.07 0.0000 0.1093

PI 0.04 0.00 0.0003 0.0034

MA 131.52 1.34 0.0150 0.4691

TOTAL 3747.18 25.97 1.0000 1.0000

Kolom Bawah

Menentukan T bubble


KomponenF13

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 48.68 0.33 0.23870 0.33101

MA 102.79 1.05 0.76129 0.17413

OT 0.00 0.00 0.00000 0.00000

PD 8.76 0.07 0.04737 0.49486

TOTAL 160.22 1.38 1.00000 1.0000

Menentukan Refluks

Komponen kunci ringan : Maleic anhydride

Komponen kunci berat : Phthalide

P kolom : 912,00 mmHg

T kolom : 377,50 K

θ (trial) : 1,29921477

Pi komponen kunci berat = 1,2701∙102 mmHg

Jumlah mol feed uap jenuh ~ feed cair jenuh, maka q ~ 0.5

Komponen F8 (kg/jam) xf Pi (mmHg) α i α i xf α i -θ (α i xf) / (α i - θ)

OX 2.52 0.0001 3.3332E+03 2.6244E+01 2.0289E-03 2.4944E+01 8.1336E-05

OT 103.01 0.0032 3.7723E+03 2.9701E+01 9.3720E-02 2.8401E+01 3.2998E-03

PA 5238.84 0.1150 1.2701E+02 1.0000E+00 1.1503E-01 -2.9921E-01 -3.8444E-01

MA 186.38 0.0062 9.4678E+02 7.4544E+00 4.6080E-02 6.1552E+00 7.4865E-03

OT 12.94 0.0003 1.9329E+02 1.5219E+00 4.7039E-04 2.2266E-01 2.1125E-03

PD 12.75 0.0003 2.4641E+01 1.9401E-01 5.9964E-05 -1.1052E+00 -5.4255E-05

W 4814.56 0.8691 1.4573E+04 1.1474E+02 9.9722E+01 1.1344E+02 8.7907E-01

TOTAL 10650.01 1.0000 0.5112

Menentukan R min

KomponenF12

(kg/jam)Xd Pi (mmHg) α i α i xd α i - θ

(α i xd) / (α i - θ)

OX 0.36 0.0003 3.3332E+03 2.6244E+01 6.8900E-03 2.4944E+01 2.7621E-04

MX 12.92 0.0093 3.7723E+03 2.9701E+01 2.7652E-01 2.8401E+01 9.7361E-03

PA 48.68 0.0251 1.2701E+02 1.0000E+00 2.5148E-02-2.9921E-

01-8.4048E-02

MA 102.79 0.0802 9.4678E+02 7.4544E+00 5.9788E-01 6.1552E+00 9.7134E-02

W 200.57 0.8518 1.4573E+04 1.1474E+02 9.7739E+01 1.1344E+02 8.6159E-01

TOTAL 419.60 1.0000 1.0183

R min = 0,0183, diigunakan pendingin air dengan R/R min = 1,2-1,3

Diambil R/R min = 1,3

R = 0,0238

Menghitung Lo dan Vo

Menghitung komposisi arus refluks (Lo) dan komposisi Vo

Komponen Lo (kg/jam)ni

(kmol/jam)Vo

(kg/jam)ni

(kmol/jam)xi

OX 0.00 0.00 2.52 0.02 0.0003

MX 0.31 0.00 103.32 0.97 0.0093

PA 1.16 0.01 53.55 0.36 0.0251

MA 2.44 0.02 185.10 1.89 0.0802

OT 0.28 0.00 12.83 0.09 0.0067

W 4.77 0.26 4819.32 267.50 0.8518

TOTAL 9.96 0.31 5222.67 271.22 1.0000

Panas yang dibawa oleh uap masuk kondensor (Vo)

a. Panas sensible (T out = 396,22 K)

KomponenVo

(kg/jam)ni

(kmol/jam)∫ Cpl dT (J/mol) H14 (kJ/jam)

OX 2.52 0.02 19459.53 461.89

MX 103.32 0.97 18794.67 18289.95

PA 53.55 0.36 22901.94 8279.11

MA 185.10 1.89 15656.11 29553.09

OT 12.83 0.09 24585.00 2317.62

W 4819.32 267.50 7394.31 1977993.96

TOTAL 5222.67 271.22 2045646.70

b. Panas laten (T dew = 396,22 K)

Komponen Vo (kg/jam)ni


OX 2.52 0.02 910.43

MX 103.32 0.97 36601.74

PA 53.55 0.36 19538.72

MA 185.10 1.89 94659.65

OT 12.83 0.09 6444.11

W 4819.32 267.50 10272834.49

TOTAL 5222.67 271.22 10453543.27

Panas yang keluar dari kondensor (T out = 380,15 K)

KomponenF11

(kg/jam)ni

(kmol/jam)∫ Cpg dT (J/mol) H15 (kJ/jam)

OX 2.16 0.02 11890.17 241.85

MX 90.09 0.85 11442.44 9709.80

PA 3.71 0.03 9539.47 238.76

MA 79.87 0.81 9728.58 7924.23

OT 0.61 0.00 11265.94 50.70

W 4613.99 256.11 2675.65 685246.34

TOTAL 4793.12 257.84 703622.49

Panas cairan destilat (T out = 380,15 K)

KomponenF12

(kg/jam)ni


H16 (kJ/jam)

OX 0.36 0.00 15595.53 53.51

MX 12.92 0.12 15055.70 1831.93

PA 48.68 0.33 18304.62 6016.09

MA 102.79 1.05 12530.96 13135.03

OT 11.94 0.09 19655.60 1723.53

W 200.57 11.13 5971.90 66485.54

TOTAL 419.60 13.07 95670.32

Panas laten kondensasi destilat (T out = 380,15 K)

KomponenF12

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Hk (kJ/jam)

OX 0.36 0.00 135.46

MX 12.92 0.12 4750.24

PA 48.68 0.33 17795.21

MA 102.79 1.05 53204.65

OT 11.94 0.09 6114.87

W 200.57 11.13 437530.86

TOTAL 419.60 13.07 540684.86

Panas cairan refluks (T out = 380,15 K)



OX 0.00 0.00 15595.53 0.00

MX 0.31 0.00 15055.70 43.53

PA 1.16 0.01 18304.62 142.94

MA 2.44 0.02 12530.96 312.09

OT 0.28 0.00 19655.60 40.95

W 4.77 0.26 5971.90 1579.64

TOTAL 9.96 0.31 2271.80

Panas laten kondensasi refluks (T out = 380,15 K)


(kmol/jam)Hk

(kJ/jam)

OX 0.00 0.00 0.00

MX 0.31 0.00 112.87

PA 1.16 0.01 422.81

MA 2.44 0.02 1264.13

OT 0.28 0.00 145.29

W 4.77 0.26 10395.34

TOTAL 9.96 0.31 12843.06

Menghitung Muatan Kondensor

Qc =12251153,30 kJ/jam

Menentukan Kebutuhan Pendingin

T in med = 303,15 K


Cp mean cooling water = 4,18 kJ/kg K

Kebutuhan medium pendingin = 146565,87 kg/jam

Panas yang dibawa oleh residu

T out = 571,67 K

KomponenF13

(kg/jam)ni


H18 (kJ/jam)

PA 5186.45 35.02 70016.63 2451679.16

MA 3.72 0.04 48715.99 1850.11

OT 0.39 0.00 75790.34 216.09

PD 12.75 0.10 78059.17 7418.54

TOTAL 5437.29 36.57 2566978.72

Menghitung Muatan Reboiler

Qr = 6574675,56 kJ/jam

Menentukan Kebutuhan Pemanas

T in med = 583,15 K


Cp mean oiltherm = 2,34 kJ/kg K

Kebutuhan medium pemanas = 172778,53 kg/jam

Neraca panas di D-01

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

OX 740.82 1372.32

MX 30148.57 54961.03

PA 975264.45 2479776.87

MA 40566.32 127014.90

OT 2783.27 9082.16

PD 3904.47 7418.54

W 7399104.21 12259644.16

Pemanas 6574675.56 -

TOTAL 15076739.97 15076739.97

Neraca panas di CN-01

Komponen Input (kJ/jam)Output

(kJ/jam)

OX 1372.32 159.90

MX 54891.69 6722.15

PA 27817.84 -11820.23

MA 124212.74 -33097.44

TA 8761.74 -4444.98

W 12250828.45 305385.31

Pendingin - 12251153.30

TOTAL 12499189.97 12499189.97

13. MAIN DISTILLATON COLUMN

Menentukan Profil Suhu

Kolom Atas


KomponenF14

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 5134.59 34.67 0.9909 0.9920

MA 3.72 0.04 0.0082 0.0001

OA 0.39 0.00 0.0001 0.0001

PD 3.19 0.02 0.0001 0.0034

TOTAL 5145.81 34.76 1.0000 0.9999

Kolom Bawah


KomponenF20

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 51.86 0.35 0.0498 0.0604

PD 9.56 0.07 0.0186 0.0953

TOTAL 291.48 1.82 1.0000 1.0000

Profil Suhu Feed Drum 02

Hasil Atas

P operasi = 106,40 mmHg


KomponenF15

(kg/jam)ni (kmol/jam) Yi Xi

PA 342.65 2.31 0.9580 0.9993

MA 1.30 0.01 0.0420 0.0008

TOTAL 343.96 2.33 1.0000 1.0000

Hasil bawah



KomponenF18

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 4791.94 32.35 0.9933 0.9914

MA 2.42 0.02 0.0058 0.0001

OT 0.39 0.00 0.0001 0.0001

PD 3.19 0.02 0.0001 0.0036

TOTAL 4801.86 32.43 1.0000 1.0000

Profil Suhu Feed Drum 03

Hasil Atas



KomponenF17

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 248.31 1.68 0.9847 0.9997

MA 0.65 0.01 0.0153 0.0003

TOTAL 248.97 1.68 1.0000 1.0000

Hasil Bawah



KomponenF16

(kg/jam)ni

(kmol/jam)Yi Xi

PA 94.34 0.64 0.8937 0.9980

MA 0.65 0.01 0.1064 0.0020

TOTAL 94.99 0.64 1.0000 1.0000

Menentukan Refluks

P kolom : 152,00 mmHg

T kolom : 518,39 K

θ (trial) : 1,236568

Pi komponen kunci berat = 5,2060∙101 mmHg

Feed masuk dalam keadaan cair jenuh, maka q = 1

Komponen

F13 (kg/jam)

xf Pi (mmHg) α i α i xf α i - θ(α i xf) / (α i -

θ)

PA 106.91 0.9574 3.0960E+02 5.9470E+00 5.6937E+00 4.7104E+00 1.2087E+00

MA 0.08 0.0010 2.0945E+03 4.0233E+01 4.1819E-02 3.8996E+01 1.0724E-03

OT 0.01 0.0001 5.2786E+02 1.0139E+01 7.9044E-04 8.9029E+00 8.8784E-05

PD 0.26 0.0026 6.7413E+01 1.2949E+00 3.3649E-03 5.8353E-02 5.7665E-02

TOTAL 112.08 1.0000 0.0000

Menentukan R min

KomponenF18

(kg/jam)Xd Pi (mmHg) α i α i xd α i - θ

(α i xd) / (α i - θ)

PA 98.78 0.9976 3.0960E+02 5.9470E+00 5.9326E+00 4.7104E+00 1.2595E+00

MA 0.05 0.0008 2.0945E+03 4.0233E+01 3.0640E-02 3.8996E+01 7.8572E-04

OT 0.01 0.0001 5.2786E+02 1.0139E+01 8.9141E-04 8.9029E+00 1.0013E-04

PD 0.07 0.0007 4.8066E+01 9.2329E-01 6.7642E-04 -3.1328E-01 -2.1591E-03

TOTAL 98.98 1.0000 1.2441

R min = 0,244, digunakan pendingnin air dengan R/R min = 1,2-1,3

Diambil R/R min = 1,3

R = 0,3173

Menghitung Lo dan Vo

D = 0,67 kmol/jam

Lo = R × D = 0,21 kmol/jam

V = Lo + F14 = 0,93 kmol/jam

Komposisi arus refluks (Lo) dan komposisi Vo


(kmol/jam)Vo

(kg/jam)ni

(kmol/jam)xi

PA 1520.44 10.27 6655.02 44.93 0.9976

MA 0.77 0.01 4.50 0.05 0.0008

OT 0.12 0.00 0.51 0.00 0.0001

PD 1.01 0.01 4.20 0.03 0.0007

TOTAL 1523.59 10.29 6669.40 45.05 1.0000

Panas yang dibawa oleh uap masuk kondensor (Vo)

Panas sensibel

T out = 480,16 K

KomponenVo

(kg/jam)ni


PA 6655.02 44.93 44556.52 2001949.27

MA 4.50 0.05 30513.96 1399.11

OT 0.51 0.00 47892.82 179.87

PD 4.20 0.03 60744.21 1901.17

TOTAL 6669.40 45.05 2007080.85

Panas laten penguapan (T dew = 480,16 K)

Komponen Vo (kg/jam)ni


PA 6655.02 44.93 2406445.52

MA 4.50 0.05 2155.31

OT 0.51 0.00 231.17

PD 4.20 0.03 1365.82

TOTAL 6669.40 45.05 2412827.17

Panas yang keluar dari kondensor

Panas uap (T out = 479,91 K)

KomponenF15

(kg/jam)ni


H20 (kJ/jam)

PA 342.65 2.31 24529.18 56745.47

MA 1.30 0.01 23901.95 317.85

TOTAL 343.96 2.33 57063.33

Panas cairan destilat (T out = 479,91 K)



H21 (kJ/jam)

PA 4791.94 32.35 43812.33 1417422.99

MA 2.42 0.02 29996.39 740.29

OT 0.39 0.00 47087.38 134.25

PD 3.19 0.02 60018.19 1425.99

TOTAL 4801.86 32.43 1420955.47

Panas laten kondensasi destilat (T out = 479,91 K)



PA 4791.94 32.35 1733344.29

MA 2.42 0.02 1162.98

OT 0.39 0.00 176.19

PD 3.19 0.02 1037.32

TOTAL 4801.86 32.43 1737723.65

Panas cairan refluks (T out = 479,91 K)



PA 1520.44 10.27 43812.33 449735.42

MA 0.77 0.01 29996.39 235.07

OT 0.12 0.00 47087.38 42.60

PD 1.01 0.01 60018.19 452.46

TOTAL 1523.59 10.29 450856.43

Panas laten kondensasi refluks (T out = 479,91 K)



PA 1520.44 10.27 549974.38

MA 0.77 0.01 369.29

OT 0.12 0.00 55.90

PD 1.01 0.01 329.13

TOTAL 1523.59 10.29 551364.19

Menghitung Muatan Kondensor

Qc = 4780120,63 kJ/jam



Panas yang dibawa oleh residu (T out = 556,52 K)

Komponen F20 (kg/jam) ni (kmol/jam)∫ Cpl dT (J/mol)

H23 (kJ/jam)

PA 51.86 0.35 65634.78 22982.46

PD 9.56 0.07 76171.23 5429.34

TOTAL 291.48 1.82 125576.68

Menghitung Muatan Reboiler

Qr = 2079013,74 kJ/jam

Menentukan Kebutuhan Pemanas

T in med = 566,89 K, T out med = 561,75 K, Cp mean oiltherm = 2,34 kJ/kg

K = Kebutuhan medium pemanas = 172778,53 kg/jam

Neraca Panas di Sekitar (CN-03)

Panas uap keluar (T out = 477,15 K)

KomponenF16

(kg/jam)ni


H24 (kJ/jam)

PA 94.34 0.64 24479.41 15591.62

MA 0.65 0.01 23856.97 158.63

TOTAL 94.99 0.64 15750.25

Panas destilat (T out = 477,15 K)



H25 (kJ/jam)

PA 248.31 1.68 43727.09 73306.64

MA 0.65 0.01 29937.15 199.06

TOTAL 248.97 1.68 73505.69

Panas laten kondensasi destilat (T dew = 477,15 K)

KomponenF17

(kg/jam)ni


PA 248.31 1.68 89823.77MA 0.65 0.01 313.42

TOTAL 248.97 1.68 89823.77

Menghitung Muatan Kondensor 03

Qc = 57944,58 kJ/jam


Kebutuhan medium pendingin = 146565,87 kg/jam (T in med = 330,97 K,

T out med = 331,07 K, Cp mean cooling water = 4,17 kJ/kg K)

Neraca panas di D-02


(kJ/jam)

PA 2451679.16 4531616.20

MA 1850.11 3688.64

OT 216.09 424.35

PD 7418.54 8573.01

Pemanas 2079013.74 -

TOTAL 4645992.46 4645992.46



(kJ/jam)

PA 4408394.79 -359414.78

MA 3554.43 -239.05

OT 411.05 -55.24

PD 3266.99 512.00

Pendingin 4780120.63

TOTAL 4419908.02 4419908.02



(kJ/jam)

PA 56745.47 -925.51

MA 317.85 44.26

Pendingin - 57944.58

TOTAL 57063.33 57063.33

14. MIXING VALVE

T keluar mixing valve (trial) = 477,44 K

KomponenF19

(kg/jam)ni


H26 (kJ/jam)

PA 5040.25 34.03 43810.97 1490825.46

MA 2.76 0.03 29995.45 843.59

OT 0.39 0.00 47085.91 134.25

PD 3.19 0.02 60016.85 1425.96

TOTAL 5050.51 34.11 1494461.16

Neraca panas di MV-01

KomponenInput (kJ/jam)

Output (kJ/jam)

H21 H25 H26

PA 1417422.99 73306.64 1490825.46

MA 740.29 199.06 843.59

OT 134.25 - 134.25

PD 1425.99 - 1425.96

TOTAL 1494461.16 1494461.16

15. FLAKER

Profil Suhu


Komponen F19 (kg/jam) ni (kmol/jam) Yi Xi

PA 5040.25 34.03 0.9938 0.9925

MA 2.76 0.03 0.0050 0.0001

OT 0.39 0.00 0.0002 0.0000

PD 3.19 0.02 0.0001 0.0057

TOTAL 5050.51 34.11 1.0000 1.0000

Menghitung panas keluar

Panas sensibel

T out = 404,15 K

Komponen F19 (kg/jam) ni (kmol/jam) ∫ Cpl dT (J/mol) H27 (kJ/jam)

PA 5040.25 34.03 24876.09 846498.22

MA 2.76 0.03 16999.01 478.08

OT 0.39 0.00 26702.50 76.13

PD 3.19 0.02 37911.48 900.75

TOTAL 5050.51 34.11 848639.00

Menghitung panas pembekuan pada T = 131 oC

Komponen F19 (kg/jam) ni (kmol/jam) Hb (J/mol) Hb (kJ/jam)

PA 5040.25 34.03 2786.00 94803.64

MA 2.76 0.03 2911.00 81.87

OT 0.39 0.00 2425.00 6.91

PD 3.19 0.02 8664.00 205.85

TOTAL 5050.51 34.11 95231.96

Didinginkan hingga 35 oC (T out = 308,15 K)

Komponen F19 (kg/jam) ni (kmol/jam) ∫ Cpl dT (J/mol) H28 (kJ/jam)

PA 5040.25 34.03 1642.70 55898.79

MA 2.76 0.03 1211.59 34.07

OT 0.39 0.00 1786.43 5.09

PD 3.19 0.02 2204.48 52.38

TOTAL 5050.51 34.11 56037.48

H input = 1494461,16 kJ/jam, H output = 999908,43 kJ/jam

Kebutuhan medium pendingin = 494552,73 kJ/jam

Menghitung Kebutuhan Pendingin

T in med = 303,15 K


Cp mean cooling water = 4,18 kJ/kg K


Neraca panas di FL-01


H26 H27 Hb H28

PA 1490825.46 846498.22 94803.64 55898.79

MA 843.59 478.08 81.87 34.07

OT 134.25 76.13 6.91 5.09

PD 1425.96 900.75 205.85 52.38

Pendingin - 494552.73

TOTAL 1494461.16 1494461.16

16. SCRUBBER

Asumsi : Kebutuhan air hanya dihitung untuk penyerapan maleic anydride

pada 80 oC (Perry's Chem. Eng. Handbook, 6th. Ed.)

Effisiensi scrubber = 90 %

Kelarutan maleic anhydride = 16,3 kg MA/100 kg water

Laju alir massa maleic anhydride = MA11 + MA16 = 80,52 kg/jam

Massa maleic anhydride yang dapat direcovery = 72,47 kg/jam

Maka kebutuhan air = 444,61 kg/jam

BAB II fix

Documents

reaksi utama yang terjadi

h2o selain reaksi

terjadi pula reaksi

yang lebih singkat

maleic anhydride maks

padat dan cair

phthalic anhydride wujud

phthalic anhydride c4h2o3