TUGAS TK5046 TOPIK-TOPIK PERANCANGAN PROSES
Perancangan Proses Produksi Aseton dengan Bahan Baku Isopropil Alcohol Menggunakan Simulator Aspen HYSYS®
Design of Acetone Production Process from Isopropyl Alcohol Using Simulator Aspen HYSYS®
Disusun oleh :
Tonny Yuliantino (13009003)
Yoel Frederick (13009007)
Hendri Kurniawan (13009033)
PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA
FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI
INSTITUT TEKNOLOGI BANDUNG
2012
ABSTRACT
Acetone, also known as propanone, dimethyl ketone, 2-propanone, propan-2-one, or β-
dimethyl formaldehyde ketopropane is a colorless flammable liquid compound. Acetone can be
found naturally in the human body in small amounts. Acetone is a substance that dissolves easily
and it is so much exploited by that property.
The most common usage of acetone as a solvent, especially for dissolving various plastic and
synthetic fiber. Acetone can also be used to produce a variety of important chemicals such as methyl
methacrylate (MMA), biosphenol-A (BPA), and methacrylic acid. In beauty industry, acetone is
used as nail polish remover and glue skin remover on a wig and a false beard. In the laboratory
activities, acetone is used as a solvent in chemical experiments and cleaning laboratory equipment.
Demand of acetone continues to grow each year, and not least in Indonesia. According to
data in 2006, Indonesia imported 13,232,942 kg/year acetone from abroad. Despite the need for
acetone in Indonesia, there is no acetone manufacturing plant in this country. In 2006 alone, exports
of isopropyl alkohol balance recorded 1,404,649 kg/year. Opportunities to provide acetone with
isopropyl alcohol feedstock is wide open. The need for even greater consumption of acetone
demands better production process of acetone. Development process involved the usage of
extractive distillation to obtain the pure product. On this occasion, the author tries to design a
manufacturing process using raw acetone isopropyl alcohol. The design process is carried out using
Aspen HYSYS® simulator program.
Keywords: design process, acetone, extractive distillation
1
ABSTRAK
Aseton, yang juga dikenal sebagai propanon, dimetil keton, 2-propanon, propan-2-on dimetil
formaldehida, dan β-ketopropana adalah senyawa berbentuk cairan tidak berwarna yang mudah
terbakar. Secara alamiah, aseton dapat ditemukan di dalam tubuh manusia dalam jumlah sedikit.
Aseton merupakan zat yang mudah melarutkan sehingga banyak dimanfaatkan.
Kegunaan paling umum dari aseton adalah sebagai pelarut terutama untuk melarutkan
berbagai plastic dan fiber sintetik. Aseton dapat juga digunakan untuk memproduksi berbagai bahan
kimia penting, seperti methyl methacrylate (MMA), biosphenol-A(BPA) dan methacrylic acid. Pada
industry kecantikan aseton digunakan sebagai penghilang cat kuku dan penghilang lem kulit pada
wig, dan jenggot palsu. Pada kegiatan laboratorium aseton digunakan sebagai pelarut di berbagai
percobaan kimia dan pembersih peralatan lab.
Penggunaan aseton terus tumbuh tiap tahunnya dan tidak terkecuali di Indonesia. Menurut
data pada tahun 2006, Indonesia mengimpor 13.232.942 kg/tahun dari luar negri. Meskipun
kebutuhan aseton di Indonesia besar, belum ada pabrik pembuatan aseton di Indonesia. Pada tahun
2006, Indonesia tercatat telah membukukan neraca ekspor isopropyl alkohol sebesar 1.404.649
kg/tahun. Peluang untuk menyediakan aseton dengan bahan baku isopropil alkohol terbuka lebar.
Kebutuhan aseton yang semakin besar menuntut pengembangan proses produksi aseton yang lebih
baik dan efisien. Salah satu pengembangan proses yang dilakukan adalah menggunakan distilasi
ekstraktif untuk mendapatkan produk yang murni. Pada kesempatan ini, penulis mencoba untuk
merancang proses pembuatan aseton menggunakan bahan baku isopropil alcohol. Perancangan
proses dilakukan menggunakan program simulator Aspen HYSYS®.
Kata kunci: perancangan proses, aseton, distilasi ekstraktif
2
1. LATAR BELAKANG
Proses produksi aseton dengan bahan baku isopropylalcohol dirancang menggunakan umpan
campuran isopropil alkohol dengan kadar 88% berat (azeotrop). Umpan berada dalam kondisi cair
pada temperatur dan tekanan ambien. Reaksi pembentukan aseton dilangsungkan pada fasa gas.
Reaksi dibantu dengan penambahan katalis padat sehingga reaksi memiliki spesifikasi sebagai
berikut
−r IPA=k0 exp(−Ea
RT ) .C IPA
dengan:
k 0 = 3,5 × 105 1/s Ea = 72,38 MJ/kmol C IPA [=] kmol/m3gas
Kapasitas produksi aseton yang diinginkan adalah 5 ton/jam. Produk aseton yang dihasilkan
dikehendaki memiliki kemurnian 99,5% dan berada dalam fasa cair pada temperatur ambien.
2. TUJUAN
Tujuan dari tugas ini adalah merancang produksi aseton dari bahan baku isopropyl alkohol.
Perancangan meliputi penggambaran dan pendeskripsian PFD (Process Flow Diagram), kondisi
operasi tiap unit operasi, neraca massa, konsumsi utilitas, dan dimensi alat utama.
3. TINJAUAN PUSTAKA
Proses awal untuk memproduksi aseton didasarkan pada dekomposisi termal dari kalsium
asetat atau fermentasi karbohidrat dari pati jagung atau molasses. Sumber yang melimpah dari
propylein pada sekitar tahun 1960 mengarahkan proses pembuatan aseton dengan hidrogenasi
isopropil alkohol atau cumene peroxidation. Menurut catatan sejarah, peneliti yang pertama kali
menerangkan secara jelas pembuatan aseton adalah Jean Bequin, seorang pharmacist Perancis yang
menulis penyiapan aseton dalam bukunya yang berjudul Tyrocenium Chymicum pada tahun 1610.
3
a. Proses Pembuatan Aseton
Pada dasarnya, proses produksi aseton yang umum digunakan terdiri dari empat jenis. Keempat
proses tersebut adalah
1.Proses Cumene Hydroperoxide
Pada proses cumene hydroperoxide, mula-mula cumene dioksidasi menjadi cumene
hydroperoxide dengan udara atmosfer atau udara kaya oksigen dalam satu atau beberapa oksidator.
Temperatur yang digunakan adalah antara 80–130oC dengan tekanan 620 kPa, serta dengan
penambahan Na2CO3. Pada umumnya, proses oksidasi ini dijalankan dalam tiga atau empat reaktor
yang dipasang secara seri.
Reaksi:
Hasil dari oksidasi ini pada reaktor pertama mengandung 9-12% cumene hydroperoxide,
pada reaktor kedua 15–20%, pada reaktor ketiga 24–29% dan pada reaktor keempat 32-39%.
Selanjutnya, produk reaktor keempat diuapkan hingga konsentrasi cumene hydroperoxide menjadi
75–85%. Kemudian dengan penambahan asam, reaksi pembelahan cumene hydroperoxide akan
terjadi membentuk suatu campuran yang terdiri dari phenol, aseton dan berbagai produk lain, seperti
cumylphenols, acetophenols, dimethylphenylcarbinol, α-methylstyrene, dan hidroxyaseton.
Campuran ini kemudian dinetralkan dengan menambahkan larutan natrium phenoxide atau basa
yang lain atau dengan resin penukaran ion (ion exchanger resin).
Selanjutnya, campuran dipisahkan dan crude acetone diperoleh dengan cara distilasi.
Penambahan satu atau dua kolom distilasi perlu dilakukan untuk mendapatkan kemurnian yang
diinginkan. Jika digunakan dua kolom, menara pertama berfungsi untuk memisahkan pengotor
seperti asetaldehyde dan propionaldehyde, sedangkan menara kedua untuk memisahkan fraksi-
fraksi berat yang sebagaian besar terdiri dari air. Aseton diperoleh sebagai hasil atas pada menara
kedua.
4
2. Proses Dehidrogenasi Isopropil Alkohol
Pada pembuatan aseton dengan proses dehidrogenasi katalitik isopropanol (isopropil
alkohol) digunakan katalis kombinasi ZnO dan ZrO dalam prosesnya.
Reaksi yang terjadi dalam reaktor adalah sebagai berikut:
(CH3)2CHOH ——> (CH3) 2CO + H2
Reaksi ini terjadi pada fase gas dengan temperatur diatas 350oC dan tekanan lebih kurang 2
bar. Sebelum dialirkan kedalam reaktor, isopropanol terlebih dahulu diuapkan. Produk keluar
reaktor adalah aseton sebagai produk utama, gas hidrogen, isopropil alkohol, air dan propene.
Pemisahan aseton dari gas hidrogen dilakukan dengan kondensasi, karena gas hidrogen bersifat
noncondensable. Selanjutnya aseton dimurnikan dengan cara distilasi.
Adapun katalis lain yang digunakan bisa bermacam-macam. Diantaranya adalah Cu, Zn, Pb,
Cr, maupun oksida-oksidanya. Produk samping utama dari reaksi ini adalah propylene.
Reaksi:
(CH3)2CHOH ——> CH3CH=CH2 + H2O
3. Proses Oksidasi Isopropil Alkohol
Pada pembuatan isopropil alkohol dengan proses ini, isopropil alkohol dicampur dengan
udara dan digunakan sebagai umpan reaktor yang beroperasi ada temperatur 400–600oC. Reaksi
dapat berjalan dengan baik dengan mengunakan katalis seperti halnya pada proses dehidrogenasi
isopropil alkohol.
Reaksi:
(CH3)2CHOH +1/2 O2 —–> (CH3)2CO + H2O
Reaksi ini sangat eksothermis (180 kJ atau 43 kkal/mol pada temperatur 25oC), untuk itulah
diperlukan pengontrolan suhu yang cermat untuk mencegah turunnya yield yang dihasilkan. Reaktor
5
dirancang agar hasil reaksi dapat langsung didinginkan untuk mendapatkan konversi yang baik.
Proses ini jarang digunakan bila dibandingkan dengan proses dehidrogenasi isopropil alkohol.
4. Fermentasi dari Karbohidrat
Fermentasi cormeal atau molasses dengan genus clostridium menghasilkan suatu campuran
yang terdiri dari 1-butanol, aseton, dan etanol dengan konsentrasi keseluruhan 2%. Produk yang
diperoleh dipisahkan dengan steam distilasi dan selanjutnya difraksionasikan.
b. Distilasi Ekstraktif
Metode distilasi ekstraktif menggunakan pemisahan pelarut, yang umumnya nonvolatil,
memiliki titik didih tinggi dan bercampur dengan campuran, namun tidak membentuk campuran
azeotropik. Pelarut berinteraksi berbeda dengan komponen campuran sehingga menyebabkan
volatilitas relatif mereka untuk berubah. Hal ini memungkinkan campuran tiga-bagian baru untuk
dipisahkan dengan distilasi normal. Komponen asli dengan volatilitas terbesar memisahkan keluar
sebagai produk atas. Produk bawah terdiri dari campuran pelarut dan komponen lainnya, yang lagi-
lagi dapat dipisahkan dengan mudah karena pelarut tidak membentuk azeotrop dengan itu. Produk
bawah dapat dipisahkan oleh salah satu metode yang tersedia.
4. DESAIN PERANCANGAN PROSES
Umpan azeotropik (88% berat dalam air) isopropanol dinaikkan tekanannya menggunakan
pompa. Tekanan dinaikkan agar dapat mengatasi hilang tekan dan menyediakan tekanan optimal
yang dibutuhkan untuk reaksi. Selanjutnya umpan dipanaskan dengan heat exchanger sehingga
terjadi evaporasi yang menghasilkan steam tekanan tinggi. Steam dibangkitkan karena reaksi
dehidrogenasi berlangsung dalam fasa gas. Reaksi yang terjadi merupakan reaksi endoterm sehingga
pada reaktor harus desediakan pemanas.
Reaktor dipanaskan dengan furnace melalui aliran lelehan garam. Katalis yang dipakai
adalah katalis padat dan berdasarkan kajian literatur yang telah dilakukan kemungkinan katalis
adalah ZnO. Tipe reaktor yang digunakan adalah plug flow reactor karena dapat menangani katalis
padat dan sesuai dengan kelakuan kinetika reaksi. Pemilihan reaktor plug flow akan memberikan
volume yag lebih kecil dibandingkan dengan tipe reaktor yang lain dengan konversi yang sama.
6
Produk hasil reaksi kemudian didinginkan dengan 2 penukar panas yang dipasang secara
berurutan. Penukar panas pertama menggunakan cooling water sedangkan penukar panas kedua
menggunakan air yang telah direfrigerasi. Pendinginan dimaksudkan agar komponen volatil dapat
dipisahkan. Aliran komponen volatil menguap ke atas kemudian diabsorpsi dengan air untuk
mendapatkan aseton. Aliran cairan hasil absorpsi kemudian digabungkan dengan aliran non-volatil
menggunakan mixer.
Absorpsi yang dilakukan selain mengabsorb aseton ternyata mengabsorb hydrogen juga
sehingga aliran hasil mixer perlu dipisahkan menggunakan splitter. Pada splitter hydrogen
dipisahkan dengan aliran cairan. Aliran di kondensasi sehingga hidrogen yang non-kondensabel
dapat terpisahkan. Pemisahan hidrogen dilakukan karena hidrogen pada tekanan rendah dapat
menyebabkan coking dan akan menyebabkan kesulitan pemisahan berikutnya yaitu pada unit
distilasi.
Splitter pada dasarnya hanyalah suatu unit untuk mempermudah pemisahan secara sederhana
dan tidak memiliki dasar teoritik. Aliran proses selanjutnya dipisahkan dengan kolom dua distilasi,
Kolom distilasi pertama (main fractionator) digunakan untuk memisahkan aseton menggunakan
prinsip distilasi ekstraktif. Distilasi ekstraktif menggunakan etilen glikol sebagai penarik air
sehingga aseton dapat diperoleh dengan kemurnian tinggi (minimal 99,5%). Selanjutnya aliran
bawah memasuki reboiled adsorber untuk memisahkan air dari etilen glikol. Air yang didapatkan
akan digunakan di kolom absorber. Etilen Glikol yang di dapatkan pada bottom absorber akan
dikembalikan ke main fractionator. Diagram proses dapat dilihat pada Gambar 1.
7
Gambar 1. Diagram proses produksi aseton dengan bahan baku isopropil alkohol
8
Tabel neraca massa dan kondisi operasi aliran proses
Unit IPA_from_storage Fresh_IPA Reactor_In Cool_Product V_Product
Vapour Fraction 0.00 0.00 1.00 0.48 1.00
Temperature C 25.00 ` 350.00 20.00 20.00
Pressure bar 1.01 2.30 1.80 1.16 1.16
Molar Flow kgmole/h 141.25 141.25 141.25 233.33 111.97
Mass Flow kg/h 6630.00 6630.00 6630.00 6630.01 1276.33
Liquid Volume Flow m3/h 8.23 8.23 8.23 10.61 4.03
Heat Flow kW -12071.27 -12070.87 -9086.58 -10137.41 -1224.13
Unit Rich_Water Lean_Water Mixed_Product to_Fractionator Hydrogen
Vapour Fraction 0.00 0.00 0.00 0.00 1.00
Temperature C 55.29 99.63 46.95 46.95 -250.57
Pressure bar 1.70 1.80 1.16 1.80 1.85
Molar Flow kgmole/h 560.95 597.92 682.31 682.29 0.03
Mass Flow kg/h 10551.05 10771.57 15904.74 15904.68 0.06
Liquid Volume Flow m3/h 10.74 10.79 17.32 17.32 0.00
Heat Flow kW -43921.06 -46378.97 -52834.34 -52834.28 -0.06
Unit Bottom_MF EG_from_Storage Water Vapor EG_pure cool_EG
Vapour Fraction 0.00 0.00 1.00 0.00 0.00
Temperature C 125.02 30.04 108.38 198.00 30.00
Pressure bar 1.80 1.01 1.00 1.05 0.55
Molar Flow kgmole/h 1097.55 12.01 610.02 487.53 487.53
Mass Flow kg/h 42021.59 745.17 11768.54 30253.04 30253.04
Liquid Volume Flow m3/h 39.04 0.67 11.80 27.24 27.24
Heat Flow kW -106798.83 -1515.50 -40898.85 -57162.98 -61535.39
Unit recyle_EG wastewater_to_absorbe
rpressurized_wate
rCool_Aceton
e
Vapour Fraction 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Temperature C 30.06 <empty> 99.63 99.64 35.00
Pressure bar 1.80 <empty> 1.00 1.80 1.25
Molar Flow kgmole/h 487.53 17.95 592.07 592.07 84.73
Mass Flow kg/h 30253.04 1102.27 10666.27 10666.27 4910.15
Liquid Volume Flow m3/h 27.24 1.11 10.69 10.69 6.21
Heat Flow kW -61534.12 5026.92 -45925.77 -45925.44 -5820.08
Unit L_Product H2_Rich_GasChilled_Water_I
nChilled_Water_Ou
tReactor_Out
2
9
Vapour Fraction 0.00 1.00 0.00 0.00 0.85
Temperature C 20.00 83.85 10.00 40.00 60.00
Pressure bar 1.16 1.65 1.30 1.15 1.66
Molar Flow kgmole/h 121.36 148.93 1539.45 1539.45 233.33
Mass Flow kg/h 5353.69 1496.85 27733.38 27733.38 6630.01
Liquid Volume Flow m3/h 6.58 4.08 27.79 27.79 10.61
Heat Flow kW -8913.28 -3682.22 -122315.79 -121343.01 -9164.63
Unit Reactor_Out Acetone_Product Water_In Water_Out Lean_EG
Vapour Fraction 1.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Temperature C 350.00 73.00 25.00 40.00 30.04
Pressure bar 1.76 1.75 1.30 1.15 1.80
Molar Flow kgmole/h 233.33 84.73 364.34 364.34 487.99
Mass Flow kg/h 6630.01 4910.15 6563.54 6563.54 30281.88
Liquid Volume Flow m3/h 10.61 6.21 6.58 6.58 27.26
Heat Flow kW -7628.26 -5704.45 -28833.34 -28717.72 -61593.16
Unit mixed_EG EG_Pure_Cool Water_In_2Acetone_to_Storag
e Fresh_EG
Vapour Fraction 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Temperature C 30.04 35.00 25.00 25.00 30.07
Pressure bar 1.80 0.55 1.30 1.01 1.80
Molar Flow kgmole/h 500.00 487.53 13426.48 84.73 12.01
Mass Flow kg/h 31027.05 30253.04 241879.37 4910.15 745.17
Liquid Volume Flow m3/h 27.93 27.24 242.37 6.21 0.67
Heat Flow kW -63108.64 -61424.08 -1062565.76 -5849.29 -1515.48
Unit Water_Out_2 RoomT_Ace
Vapour Fraction 0.00 0.00
Temperature C 40.00 25.00
Pressure bar 1.15 1.15
Molar Flow kgmole/h 13426.48 84.73
Mass Flow kg/h 241879.37 4910.15
Liquid Volume Flow m3/h 242.37 6.21
Heat Flow kW -1058304.66 -5849.29
Tabel Komposisi Aliran Proses
10
IPA_from_storage Fresh_IPA Reactor_In Cool_Product V_Product
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.687 0.687 0.687 0.021 0.003Comp Mole Frac (Acetone) 0.000 0.395 0.161
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000 0.000 0.395 0.822Comp Mole Frac (H2O) 0.313 0.313 0.313 0.189 0.015
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000
to_Fractionator HydrogenReactor_Ou
tAcetone_Produc
t Bottom_MF
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.007 0.000 0.021 0.000 0.005Comp Mole Frac (Acetone) 0.125 0.000 0.395 0.997 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 1.000 0.395 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 0.868 0.000 0.189 0.003 0.540
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.455
Lean_EG mixed_EG recyle_EG wastewater_to_absorbe
r
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.000 0.000 0.000 0.278 0.000Comp Mole Frac (Acetone) 0.000 0.000 0.000 0.027 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 0.000 0.000 0.000 0.000 1.000
Comp Mole Frac (EGlycol) 1.000 1.000 1.000 0.695 0.000
Chilled_Water_InChilled_Water_Ou
tReactor_Out
2 Water_In Water_Out
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.000 0.000 0.021 0.000 0.000Comp Mole Frac (Acetone) 0.000 0.000 0.395 0.000 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000 0.395 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 1.000 1.000 0.189 1.000 1.000
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000
L_Product H2_Rich_Gas Rich_Water Lean_Water Mixed_Product
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.039 0.000 0.000 0.000 0.007Comp Mole Frac (Acetone) 0.611 0.048 0.019 0.000 0.125
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.618 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 0.350 0.334 0.980 1.000 0.868
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000
EG_from_Storage Water Vapor EG_pure cool_EG pressurized_wate
11
r
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.000 0.008 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (Acetone) 0.000 0.001 0.000 0.000 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 0.000 0.971 0.000 0.000 1.000
Comp Mole Frac (EGlycol) 1.000 0.020 1.000 1.000 0.000
Cool_AcetoneAcetone_to_Storag
e Fresh_EG RoomT_Ace EG_Pure_Cool
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (Acetone) 0.997 0.997 0.000 0.997 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 0.003 0.003 0.000 0.003 0.000
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000 1.000 0.000 1.000
Water_In_2 Water_Out_2
Comp Mole Frac (2-Propanol) 0.000 0.000Comp Mole Frac (Acetone) 0.000 0.000
Comp Mole Frac (Hydrogen) 0.000 0.000Comp Mole Frac (H2O) 1.000 1.000
Comp Mole Frac (EGlycol) 0.000 0.000
Tabel Neraca Energi
Unit Heat Flow ( kW)Feed_Pump 0,403Feed_Heater 2984,28
Reactor -1458,33Cond MF 4001,13Q Reb MF 7440,24
Q Reboiler Absorber 8736,81Q EG Cooler 111,31
Q EG Recycle Pump 1,26Q_Lean_Water_Pump 0,33
Q EG Pump 0,02Q Quench 153,37
Q Product Cooler 29,21
Tabel Utilitas
Daya Total 23383,041 kWKonsumsi Air Pendingin 276176,29 kg/jam
Tabel Dimensi Alat Utama
12
a. Tabel Dimensi Reaktor
total volume (m3) 30
length (m) 4.5
diameter (m) 2.913
number of tubes 1
wall thickness (mm) 5
void fraction 0.6
void volume (m3) 18
b. Tabel Dimensi Absorber
internals sieve
sieve hole pitch (mm) 19.05
sieve hole diameter (mm) 6.35
% hole area 10.08
side wire typestraigh
tweir height (mm) 50.8
max weir loading (m3/h-m) 89.42
downcomer typevertica
ldowncomer clearance 38.1
maximum DC backup 50
foaming factor 1
max flooding (%) 80
max delta P (ht of liq) (mm) 203.2
tray spacing (m) 0.6096
tray thickness (mm) 3.175
c. Tabel Dimensi Main Fractionator
Section diameter (m) 2.134
X-Sectional Area (m2) 3.575
hole area (m2) 0.293
active area (m2) 2.93
DC area (m2) 0.3228
tray spacing (m) 0.6096
section height (m) 21.34
d. Tabel Dimensi Regenerator EG
13
Max Delta P (Ht Of Liq) (mm) 203.2
Max Flooding (%) 80
Tray Spacing (m) 0.6096
Tray Thickness (mm) 3.175
Hole Area (%) 10
Weir Height (mm) 50.8
Max Weir Loading (m3/h-m) 89.42
Downcomer Type vertical
Downcomer Clearance (mm) 38.1
Maximum DC Backup (%) 50
5. DAFTAR PUSTAKA
Gorman, Mel. The History of Acetone Vol 8 . University of Califormia Press: 1962
Hoffman, Edward Jack, Azeotropic and Extractive Distillation, Interscience Publisher: 1964.
14