Etilen Etilen 1-Butena

(1)

LAMPIRAN F

TUGAS KHUSUS REAKTOR (R-01)

Fungsi : Mereaksikan Etilen (C2H4) menjadi 1- Butena (C4H8) dengan proses dimerisasi Etilen

Tipe alat : Reaktor gelembung

Kondisi operasi : Isotermal Isotermal pada 67 C, 8 atm

Katalisator : Ti(OC4H9)4 dan Al(C2H5)3 yang dilarutkan dalam pelarut cair n-Heptana (C7H16)

Sistem pendingin : Koil yang dicelupkan, dengan air pendingin di dalam pipa

Asumsi :

a. Operasi berjalan kontinyu.

b. Reaktor gelembung cocok untuk reaksi gas – cair, dengan jumlah gas yang relatif sedikit yang direaksikan dengan cairan yang jumlahnya besar.

c. Di dalam reaktor gelembung, aliran gas di anggap Plug Flow, tetapi cairan teraduk sempurna oleh aliran gelembung gas yang naik ke atas, sehingga suhu cairan di dalam reaktor selalu seragam

Kondisi operasi (Ali dan Al-humaizi, 2000) :

- Temperatur : Isotermal pada suhu 67oC - Tekanan : 8 atm

- X (konversi) : 95,7 % Persamaan reaksi utama :

C2H4(g) + C2H4(g) C4H8(g) X = 95,7 % Etilen Etilen 1-Butena

(2)

Persamaan reaksi samping :

C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g) X = 100 % Etilen 1-Butena 3-Metil-1-Pentena

C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g) X = 100 % Etilen 1-Butena 1-Heksena

C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g) X = 100 % Etilen 1-Butena 2-Etil-1-Butena

Gambar.F.1. Reaktor (R-01)

A. Neraca Massa

Neraca Massa Total pada R-01 = Input R-01 = Output R-01 2 + 6 = 7 + 8 8 6 7 R-01 2

(3)

Aliran Output (7+8) :

Tabel F.1. Selektivitas produk reaktor

Komponen Komposisi (%vol ≈ % mol) 1- Butena 3-Metil 1-pentena 1-Heksena 2-Etil 1-Butena 99,4 % 0,2 % 0,1 % 0,3 % (Sumber : U.S Patent No. 5.037.997)

Tabel F.2. Berat molekul komponen :

Komponen BM (kg/kgmol) 1- Butena 56,1080 Etilen 28,0540 3-Metil 1-pentena 84,1610 1-Heksena 84,1610 2 Etil 1-Butena 84,1610 n-Heptana 100,2040 Katalis Ti (OC4H9)4 340,33 Katalis Al (C2H5)3 114

 Kapasitas Produksi 1-Butena =

jam hari x hari tahun x ton kg x tahun ton 24 1 330 1 1000 000 . 30 = 3.787,8788 kg/jam

 Produksi 1-Butena = 3.787,8788 kg/jam = 67,5105 kgmol/jam  Total Aliran Produk = 67,5105kgmol/jam

4 , 99100 

= 67,9180 kgmol/jam = 3822,1751 kg/jam  Produk samping yang terbentuk :

3-Metil 1-pentena = 67,9180kgmol/jam 100

2 , 0 

(4)

1-Heksena = 67,9180kgmol/jam 100 1 , 0  = 0,0679 kgmol/jam = 5,7160 kg/jam 2-Etil 1-Butena = 67,9180kgmol/jam

100 3 , 0  = 0,2038 kgmol/jam = 17,1481 kg/jam Aliran input (2+6):

Stokiometri reaksi pada R-01 sebagai berikut : Basis : 1 jam

 Reaksi Utama :

C2H4(g) + C2H4 (g) C4H8(g)

Awal : FAO FAO - Reaksi : -FAO . X -FAO . X + FAO . X Sisa : FAO (1-X) FAO (1-X) FAO.X

Diketahui =

Produk 1-Butena yang dihasilkan = 67,5105 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 95,7 % = 0,957 Maka FAO = X X F_AO. = 957 , 0 5105 , 67 = 70,5439 kmol FAO (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol

Sehingga : C2H4(g) + C2H4 (g) C4H8(g)

Awal : 70,5439 70,5439 0,0000

Reaksi : -67,5105 -67,5105 67,5105

Sisa : 3,0334 3,0334 67,5105

Tabel F.3. Neraca Massa Reaksi Utama

Komponen Reaktan Produk Kmol kg Kmol Kg C2H4 141,0878 3958,0761 6,0668 170,1973 C4H8 0,0000 0,0000 67,5105 3787,8788 Total 141,0878 3958,0761 73,5773 3958,0761 Katalis(l)

(5)

 Reaksi Samping 1 :

3-Metil-1-Pentena yang terbetuk = 0,1358 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 % Maka FAO = X X FAO. _{= 0,1358 kmol} FAO (1-X) = 0,1358 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g) Awal : 0,1358 0,1358 0,0000 Reaksi : -0,1358 -0,1358 0,1358 Sisa : 0,0000 0,0000 0,1358 Tabel F.4. Neraca Massa Reaksi Samping 1

Komponen Reaktan Produk Kmol Kg Kmol Kg C2H4 0,1358 3,8107 0,0000 0,0000 C4H8 0,1358 7,6215 0,0000 0,0000 C6H12 (3M1P) 0,0000 0,0000 0,1358 11,4321 Total 0,2717 11,4322 0,1480 11,4321  Reaksi Samping 2 :

1-Heksena yag terbentuk = 0,0679 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 %

Maka FAO =

X X

FAO. _{= 0,0679 kmol} FAO (1-X) = 0,0679 kmol (1-1) = 0 kmol

Sehingga :

C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g)

Awal : 0,0679 0,0679 0,0000 Reaksi : -0,0679 -0,0679 0,0679 Sisa : 0,0000 0,0000 0,0679

(6)

Tabel F.5. Neraca Massa Reaksi Samping 2 Komponen Reaktan Produk Kmol Kg Kmol Kg C2H4 0,0679 1,9054 0,0000 0,0000 C4H8 0,0679 3,8107 0,0000 0,0000 C6H12 (1Heksena) 0,0000 0,0000 0,0679 5,7160 Total 0,1358 5,7161 0,0740 5,7160  Reaksi Samping 3 :

2-Etil-1-Butena yang terbentuk = 0,2038 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 %

Maka FAO =

X X

FAO. _{= 0,2038 kmol} FAO (1-X) = 0,2038 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga :

C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g)

Awal : 0,2038 0,2038 0,0000 Reaksi : -0,2038 -0,2038 0,2038

Sisa : 0,0000 0,0000 0,2038

Tabel F.6. Neraca Massa Reaksi Samping 3

Komponen Reaktan Produk Kmol Kg Kmol Kg C2H4 0,2038 5,9730 0,0092 0,2568 C4H8 0,2038 11,9459 0,0092 0,5137 C6H12 (2E1B) 0,0000 0,0000 0,2038 17,1481 Total 0,4076 17,9189 0,2221 17,9187

Total reaktan yang dibutuhkan dan produk yang dihasilkan pada reaksi utama dan samping pada R-01 adalah sebagai berikut :

Tabel F.7. Neraca Massa Reaksi Total dan Samping

Komponen Reaktan Produk Kmol Kg Kmol Kg C2H4 141,4953 3.969,5083 6,0668 170,1973 C4H8 0,4075 22,8645 67,5105 3.787,8788 C6H12 (3M1P) 0,0000 0,0000 0,1358 11,4321 C6H12 (1-Heksena) 0,0000 0,0000 0,0679 5,7160 C6H12 (2E1B) 0,0000 0,0000 0,2038 17,1481 Total 141,9028 3.992,3728 73,9848 3.992,3724

(7)

Aliran Input 2 :

Aliran 2 = Aliran 1 + Aliran 12

Jumlah total Etilen yang dibutuhkan berdasarkan stokiometri reaksi di reaktor (aliran 2) sebesar = 141,4953 kmol

Tabel F.8. Komposisi Aliran 12 (recycle dari produk atas MD-01) :

Komponen Kmol Kg

Etilen 6,0788 170,5349

Etana 0,0001 0,0043

Total 6,0790 170.5392

Aliran 1 (Umpan Fresh Feed Etilen) :

Make-up etilen yang dibutuhkan = (141,4953 – 6,0788) kmol

= 135,4165 kmol = 3.798,9745 kg Kemurnian fresh feed Etilen 99,9 % dan 0,1 % Etana (%mol)

sehingga :

Total make-up fresh feed dari = 

9 , 99

100

135,4165 kmol = 135,5521 kmol Jumlah etana dalam fresh feed = (135,5521 - 135, 4165) kmol

= 0,1356 kmol = 4,0774 kg Aliran Input 6

Aliran 6 = Pelarut + Katalis

= (n-Heptana + 1-Heksena) + (Ti (OC4H9)4 + Al (C2H5)3) Berdasarkan U.S Patent No. 5.037.997 :

Konsumsi katalis terhadap produk = 872 g produk/g Ti.jam

= 872 kg produk/kg Ti.jam

Perbandingan pelarut n-Heptane terhadap katalis : n – Heptana : Ti (OC4H9)4 : Al (C2H5)3 200 ml : 1,6 x 10-3 mol : 6,4 x 10-3 mol 0,2 liter : 0,5445 gram : 0,7296 gram Total Aliran Produk = 67,9180 kgmol = 3822,1751 kg

(8)

Jumlah katalis Ti (OC4H9)4 = Ti.jam produk/kg kg 872 produk/jam kg 3822,1751 = 4,3832 kg Ti = 4383,2 gram Ti = 0,0129 kgmol Ti /jam

Jumlah katalis Al (C2H5)3 = 0,0129kgmolTi /jam Ti mol 10 x 1,6 Al mol 10 x 6,4 3 --3 

= 0,0515 kgmol Al/jam = 5,8730 kg Al /jam Volume pelarut n- Heptana = 4383,2gramTi

Ti gram 0,5445 liter 0,2 _ = 1610,0012 liter

Densitas n-Heptana ( Tabel 2-30, Perrys ) = 5,3364 kmol/m3

= 0,5347 kg/liter (T=67oC=340,15 K) Jumlah pelarut n- Heptana = Densitas n-Heptana x Volume pelarut n- Heptana

= 0,5347 kg/liter x 1610,0012 liter = 860,9137 kg = 8,5916 kmol Kemurnian n-Heptana 99,9% berat 0,1 % 1-Heksena Jumlah pelarut (n-Heptana dan 1-Heksena) yang masuk =

9 , 99 100 _{x total n-Heptana} = 9 , 99 100 _{x 860,9137 kg} = 861,7755 kg Jumlah 1-Heksena pada pelarut = Jumlah pelarut - total n-Heptana

= 861,7755 kg - 860,9137 kg

= 0,8618 kg

Untuk proses kontinyu juga terdapat etana terlarut yang di-recycle dari adsorber AD-01, sebesar = 0,0114 kg = 0,0004 kmol

(9)

Aliran Output (7+8) : Etilen:

Jumlah Etilen yang tidak bereaksi = 6,0668kmol

= 170,1973kg (aliran 7 dan 8)

Kelarutan Etilen dalam n-Heptana = 0,0624 mol/liter (Fig.1 Kim & Woo, 1991) Etilen yang terlarut dalam n-Heptana = volume n-Heptana x kelarutan etilen

= 1610,0012 liter/jam x 0,0624 mol/liter = 100,4641 mol/jam = 0,1005 kmol/jam = 2,8184 kg/jam (aliran 8)

Etilen yang tidak terlarut dalam n-Heptana = total output etilen – etilen terlarut = 170,1973 kg - 2,8184 kg

= 167,3789 kg (aliran 7) 1-Butena

Produksi 1-Butena = 3787,8788 kg = 67,5105 kgmol/jam (aliran 7 dan 8) Kelarutan 1-Butena dalam n-Heptana = 0,86 mol/liter (Fig.1 Kim & Woo,1991) 1-Butene yang terlarut dalam n-Heptana :

1-Butene (aliran 8) = vol n-Heptana x kelarutan 1-Butena = 1610,0012 liter/jam x 0,8600 mol/liter = 1384,6010 mol/jam = 1,3846 kmol/jam

= 77,6872 kg/jam

1-Butene yang tidak terlarut dalam n-Heptana :

1-Butene (aliran 7) = total output 1-Butene – 1-Butene terlarut = 3.787,8788 kg - 77,6872 kg

(10)

Etana :

Jumlah keluaran Etana = Jumlah Etana fresh feed + Recycle AD-01 = 0,1361 kmol = 4,093 kg (aliran 7 dan 8) Kelarutan Etana dalam n-Heptana = 0,0140 mol etana/mol n-Heptana (Tabel 2.Temperature Effect Solubility in Heptane, Hayduk W,1970) Etana yang terlarut dalam n-Heptana :

Etana (aliran 8) = kelarutan etana x BM etana x mol n-Heptana = Heptana -n kmol 1 etana kmol 0,0140 x 30,07 x 8,5916 kmol nHeptana/jam = 3,6169 kg/jam

Etana yang tidak terlarut dalam n-Heptana

Etana (aliran 7) = total keluaran etana – etana terlarut = 4,093 kg - 3,6169 kg = 0,4761 kg

Untuk katalis Ti(OC4H9)4, katalis Al(C2H5)3 dan pelarut n-Heptana Jumlah masukan pada aliran 6 = keluaran aliran 8

Tabel F.9. Neraca Massa Reaktor (R-01)

Komponen

Input (kg) Output (kg)

Aliran 2 Aliran 6 Aliran 7 Aliran 8

1-Butena 22,864 0,000 3.710,192 77,687 Etilen 3.969,508 0,000 167,379 2,818 Etana 4,093 0,000 0,476 3,617 3-Metil 1-Pentena 0,000 0,000 0,000 11,432 1-Heksena 0,000 0,862 0,000 6,578 2-Etil 1-Butena 0,000 0,000 0,000 17,148 Katalis Ti(OC4H9)4 0,000 4,383 0,000 4,383 Katalis Al(C2H5)3 0,000 5,873 0,000 5,873 n-Heptana 0,000 860,914 0,000 860,914 Total 3.996,465 872,032 3.878,047 990,451 4.868,497 4.868,497

(11)

Q7+Q8+Qloss

Q6+Q2 B. Neraca Energi

Reaktan pada Produk pada

T = 340,15 K T = 340,15 K

Ho

R HoP Ho_{f 25}o_C

Gambar.F.2. Profil neraca energi di reaktor

a. Panas Aliran Masuk dan Keluar

Tabel F.10. Aliran 6 + Aliran 2 ( Q6 dan Q2)

Komponen Fi (kmol) ∫ CpdT (kJ/kmol) Fi.∫ CpdT (kJ) 1-Butena 22,8645 0,4075 3.896,8397 1.587,9934 Etilen 3.969,5083 141,4953 1.914,1100 270.837,5139 Etana 4,0929 0,1361 2.338,0021 318,2285 3-Metil 1-Pentena 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1-Heksena 0,8618 0,0102 7.725,7861 79,1090 2-Etil 1-Butena 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Katalis Ti(OC4H9)4 4,3832 0,0129 20.945,9366 269,7700 Katalis Al(C2H5)3 5,8730 0,0515 10.692,7313 550,8616 n-Heptane 860,9137 8,5916 9.928,5820 85.302,5087 Total 4.868,4971 150,7051 358.945,9852

R‐01

Fi(kg)

(12)

Tabel F.11 Aliran 7 (Q7)

Komponen Fi (kmol) ∫ CpdT (kJ/kmol) Fi.∫ CpdT (kJ)

1-Butena 3.710,1916 66,1259 3.896,8397 257.682,0063 Etilen 167,3789 5,9663 1.914,1100 11.420,1732 Etana 0,4761 0,0158 2.338,0021 37,0177 3-Metil 1-Pentena 0,0000 0,0000 6.412,9193 0,0000 1-Heksena 0,0000 0,0000 5.984,8234 0,0000 2-Etil 1-Butena 0,0000 0,0000 6.067,6189 0,0000 Katalis Ti(OC4H9)4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Katalis Al(C2H5)3 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 n-Heptane 0,0000 0,0000 7.493,3792 0,0000 Total 3.878,0466 72,1080 269.139,1972 Tabel F.12. Aliran 8 (Q8)

Komponen Fi (kmol) ∫ CpdT (kJ/kmol) Fi.∫ CpdT (kJ)

1-Butena 77,6872 1,3846 5.800,4272 8.031,2776 Etilen 2,8184 0,1005 5.857,4281 588,4611 Etana 3,6169 0,1203 5.380,5046 647,1808 3-Metil 1-Pentena 11,4321 0,1358 8.607,5102 1.169,2098 1-Heksena 6,5778 0,0782 7.725,7861 603,8290 2-Etil 1-Butena 17,1481 0,2038 8.047,4978 1.639,7099 Katalis Ti(OC4H9)4 4,3832 0,0129 20.945,9366 269,7700 Katalis Al(C2H5)3 5,8730 0,0515 10.692,7313 550,8616 n-Heptane 860,9137 8,5916 9.928,5820 85.302,5087 Total 990,4505 10,6791 98.802,8085

b. Panas Reaksi Standar Reaksi :

C2H4(g) + C2H4 (g) C4H8(g)

Data entalpi standar pada 25oC: ΔHf C2H4 = 52330 kJ/kmol ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol

ΔHR 25 = (n. ΔHF produk - n. ΔHF reaktan) = -104.786 kJ/kmol

Katalis(l)

Fi(kg)

(13)

Panas reaksi pada T = 25 oC, ΔHR 25 total

ΔHo

R 25 = mol bereaksi x konversi x (n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan) ΔHoR 25 = FAO . X . { (n C4H8 x ΔHf C4H8) - (n C2H4 x ΔHf C2H4) }

ΔHoR 25 = 67,5105 x { (1 x -126) – (2 x 52.330 )} ΔHoR 25 = 67,5105 kmol . -104.786 kJ/kmol = -7.074.154,6292 kJ

c. Menghitung panas yang harus diserap oleh air pendingin

Q = panas yang harus diserap untuk menurunkan temperatur reaktor (R-01) agar suhu tetap 67 °C = 340,15 K

Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K)

Panas reaksi utama pada 340,15 K, ∆HR (T)

ΔHR (T) = ΔHoR(TR) +



 T T p ref dT

C (Pers. 8.26, Fogler, edisi kedua, 1992)

Panas reaksi standar, ∆HRo(TR) = -104.786 kJ/kmol

Menghitung



 T T p refo dT C : ΔA = -39,251 ΔB = 0,236142 ΔC = -0,000435652 ΔD = 3,337E-07 ΔE = -8,9495E-11 Maka :



T T p ref dT C = 68,6197kJ/kmol











3





4 4





5 5



R 3 2 R 2 R T TR i . 5 T T 4 D T T 3 C T T 2 B T T . R T TR E A dT Cp             



(14)

ΔHR (340,15 K) = ΔHoR(TR) +



T T p ref dT C = -104.786 kJ/kmol + 68,6197 kJ/kmol = -104.717,380 kJ/kmol Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 67,5105 kmol . -104.717,380 kJ/kmol = -7.069.522,0809 kJ

Panas reaksi samping 1 pada 340,15 K, ∆HR (T)

ΔHR (T) = ΔHoR(TR) + T



 T

p

ref

dT

Menghitung



T T p refo dT C : ΔA = 2,575 ΔB = 0,067101 ΔC = -0,000118118 ΔD = 7,94E-08 ΔE = -1,9253E-11



T  T p ref dT C = 601,9696 kJ/kmol

Menghitung Panas Entalpi Standar ∆HRo(TR) : C2H4(g) + C4H8 (g) C6H12(g)

Data entalpi standar pada 25oC (Hysys): ΔHf C2H4 = 52330 kJ/kmol

ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol

ΔHf C6H12 = -45.010 kJ/kmol (3-Metil-1-Pentena)

ΔHoR 25 = n. ΔHF produk - n. ΔHF reaktan = -97.214 kJ/kmol











3





4 4





5 5





(15)

Maka: ΔHR (340,15 K) = ΔHoR(TR) +



T T p ref dT C = -97.214 kJ/kmol + 601,9696 kJ/kmol = -96.612,0304 kJ/kmol Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 0,1358 kmol . -96.612,0304 kJ/kmol = -13.123,3922 kJ Panas reaksi samping 2 pada 340,15 K, ∆HR (T)



 T T p ref dT

Menghitung



T T p refo dT C : ΔA = -24,481 ΔB = 0,160661 ΔC = -0,000284597 ΔD = 2,135E-07 ΔE = -5,6817E-11



T  T p ref dT C = 173,8737 kJ/kmol

Data entalpi standar pada 25oC (Hysys): ΔHf C2H4 = 52.330 kJ/kmol

ΔHf C6H12 = -41.700 kJ/kmol (1-Heksena)

ΔHoR 25 = n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan = -93.904 kJ/kmol











3





4 4





5 5





(16)

Maka : ΔHR (340,15 K) = -93.904 kJ/kmol + 173,8737 kJ/kmol

= -93730,1263 kJ/kmol

Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K)

= 0,0679 kmol . -93730,1263 kJ/kmol = -6.365,9629 kJ Panas reaksi samping 3 pada 340,15 K, ∆HR (T)



 T T p ref dT

Menghitung



 T T p refo dT C : ΔA = -30,114 ΔB = 0,204011 ΔC = -0,000361435 ΔD = 3,869E-07 ΔE = -6,986E-11



 T T p ref dT C = 256,6691kJ/kmol

Data entalpi standar pada 25oC (Hysys): ΔHf C2H4 = 52.330 kJ/kmol

ΔHf C6H12 = -41.700 kJ/kmol (2-Etil-1-Butena)

ΔHoR 25 = n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan = -103.754kJ/kmol











3





4 4





5 5



R 3 2 R 2 R T TR i ₄ T T ₅ . D T T 3 C T T 2 B T T . _R E T T_R A dT Cp             



(17)

Maka : ΔHR (340,15 K) = -103.754kJ/kmol + 256,6691kJ/kmol

= -103.497,3309 kJ/kmol

Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K)

= 0,2038 kmol . -103.497,3309 kJ/kmol = -21087,9958 kJ Total panas yang harus diserap oleh air pendingin (QR total) =

QR Total = Q rx utama+Q rx samping 1 + Q rx samping 2 + Q rx samping 3

= -7.069.522,0809 + (-13.123,3922) + ( -6.365,9629) + (-21087,9958) = -7.110.099,4318 kJ

d. Beban panas pendingin di R-01 (QP)

Pendingin yang digunakan adalah air dengan temperatur : Twi = 30 oC = 303,1500 K

Two = 45 oC = 318,1500 K Cpw = 4,1810 kJ/kg.K

Jumlah air pendingin yang dibutuhkan m )K T -(T kJ/kg.K 4,1810 kJ Q wi wo Total  = 113.371,5926 kg

e. Menghitung Panas hilang (Qloss)

Neraca Energi R-01 =

Panas Input = Panas Output

Q2 + Q7 + ∆Hr,25 = Q8 + Q9 + QR Total + Qloss Qloss = Q2 + Q7 + ∆Hr,25 - Q8 - Q9 - QR Total

(18)

Tabel F.13. Neraca Panas Reaktor (R-01)

Panas Masuk Panas Keluar

Keterangan kJ Keterangan kJ Q2+Q7 _358.945,9852 Q8 _269.139,1972 ΔHr,25 _{-7.074.154,6292} Q9 _98.802,8085 QR Total _{-7.110.099,4318} Qloss _26.948,7821 TOTAL _{-6.715.208,6440} TOTAL -6.715.208,6440

C. Data Kinetika Reaksi

a. Data konstanta laju reaksi

Berdasarkan hasil penelitian yang dilakukan oleh Woo & Woo (1991) diperoleh data sebagai berikut :

Konstanta laju reaksi, k = 0,0158 detik-1 = 0,9480 menit-1 = 56,88 jam-1

Holding time, t = 200 detik = 0,0556 jam (Al/Ti molar ratio = 4)

b. Mencari komposisi reaktan

Tabel F.14. Komposisi Reaktan (Fase Liquid)

Komponen Fi (kg) Ni (kmol) wi 1-Heksena 0,862 0,010 0,001 Katalis Ti (OC4H9)4 4,383 0,013 0,005 Katalis Al (C2H5)3 5,873 0,052 0,007 n-Heptana 860,914 8,592 0,987 Total 872,032 8,666 1,000

(19)

Nilai Densitas dan Viscositas Campuran (Fase Liquid) : Tabel F.15. Densitas Liquid (ChemCAD)

Komponen A B C D

ρi

(kmol/m3₎ _{ρi (kg/m}3_{) wi vi}_(m3₎

C6H12 7,57E-01 3,86E-01 5,04E+02 2,86E-01 2,6883 138,7231 0,0010 7,124E-06 Ti(OC4H9)4 7,73E-01 2,63E-01 6,38E+02 2,73E-01 1,6199 551,3104 0,0050 9,117E-06 Al (C2H5)3 2,09E+00 4,80E-01 7,20E+02 6,56E-01 2,6227 298,9881 0,0067 2,253E-05 C7H16 6,03E-01 2,60E-01 5,40E+02 2,79E-01 1,3192 132,1867 0,9873 0,0074686

Total 1,0000 0,0075074                  D i C T B A 1 1 .

 _{(T=Kelvin ; ρ = kmol/m}3_{,eq.105 ChemCAD)}



vi



_wi_i_ 



 vi mix 1  = 0075 , 0 1 = 133,2024 kg/m3 = 8,3155 lb/ft3

Tabel F.16. Viskositas Liquid (ChemCAD)

Komponen A B C μ (pa.s) μ (cP) Wi wi/μ C6H12 -7,7434 0,258 -4,73E-05 1,767E-04 0,1767 0,0010 0,0056 Ti(OC4H9)4 -9,9324 831,7900 0 5,603E-04 0,5603 0,0050 0,0090 Al (C2H5)3 -2,9929 1.214,3000 -1,2358 1,324E-03 1,3242 0,0067 0,0051 C7H16 -24,4510 1.533,1000 2,01E+00 2,654E-04 0,2654 0,9873 3,7203 Total 1,0000 3,7399

(20)

μ =     _ _ _ E DT T C T B A .ln( )

exp (T=Kelvin ; μ = pa.sec, eq.101 ChemCAD)



 i i i w   1 = 3,7399 cP-1 μmix = 0,2674 cP

Tabel F.17. Komposisi Reaktan (Fase Gas)

Komponen Fi (kg) Ni (kmol) Wi Yi

1-Butena 22,864 0,408 0,0057 0,0029

Etilen 3.969,508 141,495 0,9933 0,9962

Etana 4,093 0,136 0,0010 0,0010

Total 3.996,465 142,039 1,0000 1,0000

Tabel F.18. Densitas Gas (Yaws, 1999)

Komponen Tc (o_C) Tc (K) Pc (Kpa) Pc

(atm) ω yi yi . Tci yi. Pci yi.ωi yi.BMi

1-Butena _{146,450 419,600 4.022,60 39,700 0,187 0,0029 1,2038 0,1139 0,0005 0,1610} Etilen _{9,210 282,360 5.031,79 49,660 0,085 0,9962 281,2793 49,4698 0,0847 27,9466} Etana _{32,280 305,430 4.883,85 48,200 0,099 0,0010 0,2927 0,0462 0,0001 0,0288} Total 1,0000 282,7758 49,6299 0,0853 28,1364 T R Z BM y P i i mix



 . 

(21)

Poperasi = 8 atm Σ yi.BMi = 28,1364 kg/kgmol R = 0,08206 m3 atm / kgmol K T = 340,15 K Tr =



i i avg Tc y T . =282,7758K K 340,15 = 1,2029 Pr =



i i op Pc y P . = atm atm 49,6299 8 = 0,1612

Z (Pr,Tr) = 1 (Compressibility factor, Fig 3.8 Couldson) , maka ;

= 8,0641 kg/m3

Tabel F.19. Viskositas Gas (Yaws, 1999)

Komponen A B C μ(μP) μ(cP) wi wi/μ 1-Butena _{-9,1429 0,3156} _-8,42E-05 _{88,470 0,0088 0,0057} _0,6467 Etilen _{-3,9851 0,3873} _{-1,12E-04 114,765 0,0115 0,9933 86,5467} Etana _{0,5142 0,3345} _{-7,11E-05 106,071 0,0106 0,0010} _0,0965 Total 1,0000 87,2900 μ= A + BT + CT2 (T = Kelvin ; μ = μP)



 i i i w   1 = 87,29 cP-1 Maka : μmix = 0,0115 cP K kgmolK atm m kgmol kg atm mix 15 , 340 . / 08206 , 0 . 1 / 28,1364 . 8 3  

(22)

Sehingga Densitas Campuran total = G + L

= 8,0641 + 133,2024

= 141,2665Kg/m3

Laju Alir Volumetrik, vo = Flow rate total / Camp

= 3 Kg/m 2665 , 41 1 Kg/Jam 4.868,4971 = 34,4632 m3_/jam Diketahui :

Produk 1-Butena (FAo.X) = 3.787,8788 kg/jam = 67,5105 kmol Konversi (X) = 95,7 % = 0,957

Sehingga : C2H4(g) + C2H4 (g) C4H8(g) Awal : 70,5439 70,5439 0,0000 Reaksi : -67,5105 -67,5105 67,5105 Sisa : 3,0334 3,0334 67,5105 Konsentrasi mol Etilen mula-mula, FAo =

X .X FAo ₌ 957 , 0 5105 , 67 = 70,5439 kmol/jam

Konsentrasi Awal Etilen, CAo = FAo / vo

= jam m jam kmol 3 34,4632 5439 , 70 = 2,0469 kmol/m3 CA = CA0 ( 1 – X ) = 2,0469 ( 1 - 0,957 ) = 0,0880 kmol/m3 FA = FAo. (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol/jam

(23)

c. Menghitung kecepatan laju reaksi Reaksi :

C2H4(g) + C2H4(g) C4H8(g) Etilen Etilen 1-Butena

Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen) , maka : -ra = k.CA1

= 56,88 jam-1 . 0,0880 kmol/m3 = 5,0065 kmol/m3 jam

D. Menghitung Parameter Design Reaktor Gelembung a. Menentukan Koefisien Diffusivitas (DAL)

Proses difusi terjadi didalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah Wilke – Chang method (pers. 8.22 coulson 1999:332)





0,6 m 0,5 13 AL V μ T M 10 . 173 , 1 D       (Coulson 1983, vol 6 : 332) Keterangan :

Φ : Association parameter =1 (Coulson 1983, vol 6 : 332) M : Berat molekul pelarut = 100,2040 kg/kmol

T : Temperatur = 340,15 K

μ : Viskositas pelarut = 2,6537.10-4 pa.s = 0,265 cp = 0,265 mN s/m2 Vm : Volume molal zat terlarut, m3/kgmol

(24)

Diketahui :

Berdasarkan Tabel 8.6, hal. 256, Coulson (1983), diperoleh : Vm Etilen = 0,0444 m3/kmol

Vm Etana = 0,0518 m3/kmol Vm 1-Butena = 0,0888 m3/kmol Difusifitas Etilen dalam larutan :





_9,7527.10 _m _/s ) 0,0444 ( ) 0,265 ( 15 , 340 100,2040 1 1,173.10 D -9 2 0,6 0,5 13 4 2 AL _      H C

Difusifitas Etana dalam larutan





_8,8911.10 _m _/s ) 0,0518 ( ) 0,265 ( 15 , 340 100,2040 1 1,173.10 D -9 2 0,6 0,5 13 6 2 AL _      H C

Difusifitas 1-Butena dalam larutan





_6,4344.10 _m _/s ) 0,0888 ( ) 0,265 ( 15 , 340 100,2040 1 1,173.10 D -9 2 0,6 0,5 13 6 2 AL _      H C

Difusifitas campuran dapat dihitung berdasarkan Azas Blanc : 1                



mc j mix o D X D (pers.5-205, Perrys 1999 : 5-50)

Dengan Xj : fraksi mol campuran Xetilen = 0,9962

Xetana = 0,0010 X1-Butena = 0,0029 Domix = 9,7374.10-9 m2/s

(25)

b. Menghitung Surface Tension Pelarut (n-Heptana) :





12 4 10         M P_ch _L _G L    Keterangan : L

 = surface tension, dyne/cm

Pch = sudgen’s parachor n-Heptana = 307,2 (Coulson, 1983 : 335) ρL = densitas cairan = 133,2024 kg/m3

ρv = densitas gas = 8,0641 kg/m3 M = berat molekul = 100,2040 kg/kmol

Maka : L  =





12 4 10 2040 , 100 2935 , 0 1867 , 132 2 , 307 _        = 0,0217 dyne/cm = 0,00002166 kg/s2 c. Menghitung Diameter Gelembung (dB)

dB = 8 / 1 4 3 2 / 1 4 . 25 , 6 .                             _L L L L L sg L L g g u g        Keterangan : Densitas cairan, ρL = 133,2024 kg/m3 Viskositas pelarut, μL = 0,2674 cp = 0,2674 kg/m.s

(26)

Superficial Gas Velocity (usg) = 0,03 m/s

( 0,03<usG<0,4 m/s; Froment,1979: 726) Tetapan gravitasi, g = 9,81 m/s2

Surface tension pelarut, _L = 0,0217 dyne/cm = 0,00002166 kg/s2

Dari Persamaan 14.3.f-2 Froment, 1979 halaman 737 diperoleh : dB = 0,00154 m = 1,5369 mm= 0,1537 cm

d. Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (kL)

Untuk db



_{2 mm, persamaan yang digunakan untuk menghitung kL adalah} sebagai berikut : 2 1 L AL L 3 1 L L L μ D ρ ρ g μ 0,42 ) 2 ( k _               mm (Pers.14.3.f-4, Froment, 1979 : 726) = 0,000250 m/s

Sedangkan db < 2 mm, berlaku persamaan :

kL = kL (2 mm) x 500 x dB = 0,00025 x 500 x 0,00154 = 0,000192 m/s = 0,0192 cm/s (memenuhi)

Dari Tabel 2-39, Perry 1999 halaman 23-43 diketahui :

Range kL untuk bubble column = 0,01-0,04 cm/s e. Menentukan Bilangan Hatta

Untuk menentukan faktor yang berpengaruh dapat diketahui dengan Hatta Number (Ha) :

(27)

Ha = ₂ L mix o Eo k D C k  (Perry,1999, hal. 23-42) Dimana :

Konsentrasi etilen mula-mula, CAo = NAO / vo = 2,0469 kmol/m3

Ha = ₂ -9 0,0002 9,7374 0469 , 2 0158 , 0   = 0,0085

Ha < 0,3 ; reaksi membutuhkan bulk volume yang besar Kesimpulan : Bubble Column cocok digunakan

f. Gas hold up (є)

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

ε = 3/4 8 / 1 4 / 1 2 , 1 _sg L L L L u g                    _{(Pers.14.3.f-1, Froment 1979: 725)} ε = 0,3627

g. Interfacial Area (Av’)

Untuk menghitung interfacial area digunakan persamaan sebagai berikut:

Av’ = B d   6 (Pers.14.3.f-3, Froment 1979: 725) = m 0,00154 3627 , 0 6 = 1.415,9120 m-1

(28)

E. Perancangan Reaktor Bubble a. Menentukan Dimensi Reaktor Perhitungan volume fase liquid :

Volume liquid = holding time

liquid densitas liquid massa alir Laju  Dimana :

Laju alir massa liquid = 872,032 kg/jam Densitas liquid = 133,2024 kg/m3

Holding time, t = 200 detik = 0,0556 jam

Maka :

Volume liquid = 0,0556 jam

kg/m 133,2024 kg/jam 2 872,03 3  = 0,3637 m 3

Perhitungan volume fase gas (Plug flow) : Reaksi :

C2H4(g) + C2H4(g) C4H8(g) Awal : FAO FAO - Reaksi : -FAO . X -FAO . X + FAO . X Sisa : FAO (1-X) FAO (1-X) FAO.X F C2H4 = FAO (1-X) = FA F C2H4 = FAO (1-X) = FA F C4H8 = FAO.X + F Total = FAO (2-X) yA = Total F F A

(29)

yA X X X F X F AO AO       2 1 ) 2 .( ) 1 .(

CAO = yAO . CTO CAO = yAO . o o T R P

. (Pers. E2-3.1 Fogler, 1992:41) CA = yA . o o T R P . X X    2 1 . o o T R P .

Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen) , maka : -ra = k.CA1

Untuk Plug flow digunakan persamaan :



_  X A AO r dX F V 0 (Pers. 2-16 Fogler, 1992:34) Maka :



 X AO dX F V 0 1 A k.C =



            X o o T R P dX 0 . . X -2 X -1 . k = . . . o o P k T R



X dX 0 (1-X)/(2-X) = . . . o o P k T R



X dX 0 . X) -(1 X) -(2 = . . . o o P k T R



 X dX 0 . X) -(1 1 X) -(1 = . . . o o P k T R             



X dX 0 . X) -(1 1 1 = . . . o o P k T R             



X X dX dX 0 0 . X) -(1 1 V = FAO . . . . o o P k T R

_

_

) 1 ln( X X  

(30)

Dimana =

Tekanan, P = 8 atm Temperatur, T = 340,15 K

Gas Constant,R = 0,08206 m3 atm / kgmol. K

Konversi, X = 0,957

Konstanta Laju reaksi,k = 56,88 jam-1

Molar flowrate, FAO = 70,5438 kmol/jam







0,957 ln1 0,957



atm 8 jam 56,88 K 15 , 340 K kgmol. / atm m 0,08206 kmol/jam 70,5438 1 -3        V Maka : Volume gas = 17,7571 m3

Volume total fluida dalam reaktor gelembung : Volume total = Volume liquid + volume gas = 0,3637 m3 + 17,7571 m3

= _{18,12080 m}3

Safety factor 20 %

Vts = 21,745 m3

Maka volume total reaktor = 21,745 m3

Untuk ε< 0,45, 0,03 < usG < 0,4 m/s , maka 0,3 < Z/Dr < 3 (Fromen,1979:726) Dipilih Z/dr = 1,5, sehingga Z = H = 1,5 x Dr Vr = 4 2 Z D    ₌ 4 ) 5 , 1 ( 2 D D   

(31)

D3 =    5 , 1 4 _V_r D = 2,6428 m = 104,0457 in = 8,6705 ft Z = H = 1,5 x D = 3,9642 m = 156,0686 in = 13,0057 ft Dipilih standar (Brownel, 1959: 90-91) :

D = 108 in = 2,7432 m = 9 ft H = 156 in = 3,9624 m = 13 ft

Maka volume shell aktual = 4 2 H D    _{= 23,4189 m}3_{= 6.186,6282 galon}

b. Menentukan Sparger Ring

Ditetapkan diameter sparger ring, Ds = 40 % Dr Ds = 0,4 x 2,7432 m = 1,0973 m = 43,2 in Luas plate sparger (Ls) :

4 Ds π Ls 2   4 m) 1,0973 ( π_ 2  = 0,9456 m2

c. Menghitung Diameter Hole Sparger (Do)

Berdasarkan Perry (1984) hal. 18 - 58, diameter hole plate = 0,004 - 0,95 cm. Diameter hole plate dapat ditentukan dengan persamaan :

Do =        028 , 6 ) ( 3 g dB L G _{(Perry, 1999 : 18-58)} Keterangan : Diameter bubble, dB = 0,1537 cm

(32)

Densitas liquid, ρL = 133,2024 kg/m3 = 0,1332 gr/cm3

Densitas gas, ρG = 8,0641 kg/m3 = 0,008064117gr/cm3 Tegangan permukaan liquid, = 0,0217 dyne/cm

Percepatan gravitasi, g = 980,6650 cm/det2

Maka : Do = 0267 , 0 028 , 6 665 , 980 ) 0081 , 0 1322 , 0 ( ) 0764 , 0 ( 3     = 3,4115 cm = 1,3431 in = 0,0341 m = 34,1150 mm

Dipilih hole diameter standard = 1,5 in = 3,81 cm (Couper, 2010: 452) Jadi luas tiap hole :

Luas tiap hole = 4 3,812 

 _{= 11,4009 cm}2

Direncanakan triangular pitch dengan jarak ke pusat : Pt = 1,2 × Do C = 1,2 × 3,81 cm = 4,5720 cm = 1,8 in Tinggi (h) = 0,5 Pt.Tan 60oC = 3,9595 cm = 1,5588 in Luas Pitch = 0,5 . Pt . h = 9,0513 cm2 pitch Luas lubang Luas luas Ratio  = 9,0513 4009 , 11 = 1,2596 Maka :

Luas hole seluruhnya = 1,2596 x luas plate sparger

= 1,2596 x 0,9456 m2

(33)

hole hole hole tiap Luas total Luas

Jumlah  = 1.044,7548 hole = 1045 hole

Clearance, C =Pt-Do = 1,8 in - 1,5 in = 0,3 in (memenuhi)

maximum clearance adalah 0,32 in (Couper, 2010: 452)

d. Penentuan Tekanan desain V fluida = D2H_L 4  _{= 18,1208 m}3 18,1208 m3 =  (2,7432m )2H_L 4  HL / h = 3,066 m= 10,059 ft

Densitas Campuran total, tot = 141,2665 kg/m3_{= 8,8190 lb/ft}3

Ptotal = Poperasi + Phidrostatis

= 117,5676 psi + 144 ) 1 (h  _{(pers 3.17. Brownell, 1959:46)}

= 117,5676 psi + 0,5548 psi = 118,1224 psi = 8,0378 atm Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1999:807) Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya.

Pdesain = 1,1 × Ptotal

= 1,1 × 118,1224 psi = 129,9346 psi = 8,8415 atm e. Penentuan Tebal Dinding Shell Reaktor

C P E f r P ts    6 , 0 . .

(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)

Bahan yang dipakai : Stainless steel AISI 410 (C=0,15%max, Mn=1%max, Cr=12,5%)

(34)

Alasan pemilihan Material (Tabel. 4 Timmerhaus,1991 : 427) :

Cocok untuk bubble tower, bahan petroleum hidrokarbon, harga yang murah ts = tebal shell, in

P = tekanan design = 129,9346 psi

f = allowable stress = 16.250 psi (App.D Item 4, Brownell,1959:342) E = efisiensi single welded butt joint = 0,80 (tabel 13.2 Brownell,1959:254) C = corrosion allowance = 0,125 in/10 thn (tabel 6, Timmerhaus,1991:542) ri = Jari-jari shell = 54 in

Diperoleh ts = 0,668 in diambil ts standar = 11/16 in f. Perhitungan diameter shell :

ODstandar = 108 in = 2,7432 m (Tabel 5.7 Brownell,1959:90) IDshell =ODshell - 2 ts= 106,625 in = 2,7083 m

g. Perhitungan Head :

Bentuk tutup yang digunakan adalah torispherical flanged head. Biasa digunakan untuk merancang vessel dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689 atm) – 200 psig (13,60919 atm). Tekanan operasi pada reaktor (R-01) yaitu 8 atm (102,872 psig) sehingga dipilih untuk menggunakan bentuk

torispherical flanged head.

Untuk OD = 108 in dan ts = 11/16 in (Tabel 5.7 Brownell and Young, 1959):

Inside corner radius, icr = 6 1/8 in Radius of dish , r = 96 in

(35)

Stress intensification factor for torispherical dished head (W) W = (3 / ) 4 1 1 r rc

x  (Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959:138)

r1 = Knuckle radius = 0,06 ID (Tabel 10-65 Perry’s,1999:10-140) = 0,06. 106,625 in = 6,3975 in

W = _ 3 96_6,3975_ 4

1

x = 1,718

Menghitung tebal head :

th = C P fE W r P _c _    2 , 0

2 (Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959) th = 0,95 in ; Diambil tebal shell standar th = 1 in Menghitung tinggi head (Brownell and Young, halaman 87)

Dari tabel 5.8 hal 93, Brownel & Young untuk ts = 9/16 , sf adalah 1 ½ - 3 ½ Dipilih sf = 3 in a = ID / 2 = 53,3125 in AB = ID icr 2 = 47,1875 in BC = r – icr = 89,875 in AC = 2 2 AB BC  = 76,4909 in

Tinggi dari dished, b = r - ₍ ₎2 ₍ ₎2

AB

BC  = r – AC = 19,5091 in

Tinggi head , OA = t + b + sf = 23,5091 in = 0,5971 m = 1,9591 ft Tinggi total tangki = H+ 2.OA= 203,0182 in = 5,1567 m

(36)

Gambar.F.3. Torispherical flanged and dished head F. Merancang Pendingin Reaktor

Reaktor beroperasi secara isotermal. Karena reaksi eksotermis, maka panas yang lepaskan dari reaksi harus ditransfer (diserap) dari reaktor untuk mencegah kenaikan temperatur. Untuk menjaga temperatur reaktor pada 67 oC dapat digunakan jaket pendingin atau koil pendingin, sehingga dilakukan pengecekan terhadap luas transfer panas yang dapat disediakan oleh jaket dan koil pendingin. Sifat Fisis :

Pendingin : Air pendingin

Massa Pendingin : 113.371,5926 kg/jam = 249.941,2805 lb/jam Temperatur in : 30 oC = 303,15 K = 86 oF

Temperatur out : 45 oC = 318,15 K = 113 oF Pada Tav (37,5 oC)

(37)

cp = 1 Btu/(lb). oF = 4,1810 kJ/kg.K (Fig. 2, Kern, 1950) k = 0,3620 Btu/jam. ft. o_F _{(Tabel 4, Kern, 1950)} μ = 0,71 cp = 1,7182 lb/ft.jam (Fig. 14, Kern, 1950) Tabel F.20. LMTD

Hot Fluid oF Cold Fluid oF Temp. diff

152,6000 Higher temp. 113,00 39,6000 Δt2 152,6000 Lower temp. 86,00 66,6000 Δt1 0,0000 Temp diff 27,00 -27,0000 Δ(t2 – t1) Sehingga :





           1 2 1 2 LMTD t t Ln t t Δ ΔT = 51,9355 oF = 11,0753 oF

Perhitungan Jaket Pendingin

Luas perpindahan panas yang tersedia

A = luas selimut reaktor + luas penampang bawah reaktor

A =        _. 2 4 . .ODH_L  OD  Diketahui: OD = 108 in = 9 ft HL = 3,0660 m = 10,0590 ft Sehingga: A =          _.92 4 π ) 10,0590 9 (π = 304,6608 ft2

(38)

Dipilih Trial UD = 100 Btu/jam.ft2.oF Q = 7.110.099,4318 kJ/jam = 6.739.073,8241 Btu/jam ΔTlmtd = 51,9355 oF A = lmtd Dx T U Q  A = 9355 , 51 100 8241 6.739.073,  = 1297,5849 ft2

Akebutuhan > Atersedia (1297,5849 Btu/jam.ft2.oF > 304,6608 ft2) Sehingga jaket pendingin tidak bisa digunakan.

Perhitungan Koil Pendingin Pertimbangan penggunaan koil :

 Luas transfer panas yang disediakan jaket pendingin tidak mencukupi, sedangkan luas transfer panas koil dapat diatur

 Koil langsung bersinggungan dengan fluida, sehingga transfer panas efektif  Panas tercampur lebih homogen di dalam fluida

 Harga relatif murah (Kern, 1950:720)

Trial pemilihan pipa tube standar (Tabel. 13, Timmerhaus, 1991) : Dipilih tube :

NPS = 2 in = 0,1667 ft OD = 2,38 in = 0,1983 ft ID = 2,067 in = 0,1722 ft at” = 0,622 ft2/ft

(39)

Fluks Massa Pendingin Total (Gc, tot) Gc, tot = ' atw = 0,0233 ft lb/jam 05 249.941,28 2 = 10.743.745,2841 lbm/ft 2_.jam

Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi)

Gi = _cv_c

Kecepatan medium pendingin di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-2,5 m/s, dan maksimal 4 m/s (Coulson, hal. 534)

Dipilih : Vc = 4 m/s = 13,1233 ft/s.

Gi = 2.929.015,6239 lb/jam.ft2

Jumlah Set Koil (Nc)

i tot c c G G N  , koil set koil set Nc 3,668 4 6239 2.929.015, ,2841 10.743.745 _ _ 

Koreksi Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi,kor)

c tot c kor i N G G,  , 2 , 2.685.936, 321 / . 4 ,2841 10.743.745 ft jam lb Gikor  

Cek Kecepatan Medium Pendingin (Vc,cek)

c i cek c G V   , s m jam ft Vccek 43.323,2157 / 3,668 / 61,9976 321 2.685.936, ,    (memenuhi)

(40)

Beban Panas Tiap Set Koil (Qci)

Asumsi : beban panas terbagi merata pada tiap set koil

Qc = 7.110.099,4318 kJ/jam c c ci N Q Q  Btu/jam 456 , 768 . 684 . 1 kJ/jam 8579 1.777.524, 4 kJ/jam 4318 7.110.099, _ _  ci Q

Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil (Aci)

LMTD D ci ci T U Q A   

Berdasarkan Tabel 8 hal. 840 Kern :

Untuk light organics - water, UD = 75 – 150 Btu/jam.ft2.oF Dipilih Trial UD = 100, maka :

Aci = 9355 , 51 100 456 , 768 . 684 . 1  = 324,3962 ft 2

Menghitung panjang satu putaran heliks koil, Lhe

AB = Dhe BC = Jsp AC =

   

2 2 BC AB  =

   

2 2 Jsp Dhe 

Gambar F.4. Putaran heliks koil A B J sp C

(41)

Keliling busur AB = ½ π Dhe ( ½ putaran miring )

Keliling busur AC = ½ π AC ( ½ putaran datar )

Jarak Antar Pusat Koil (Jsp)

Jsp = 2 x ODkoil

Jsp = 2 x 0,1983 = 0,3967 ft = 4,7604 in Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe)

Keliling 1 lingkaran koil, Lhe = keliling busur AB + keliling busur AC

= ½ π Dhe + ½ π AC

= ½ π Dhe + ½ π

   

Dhe 2 Jsp 2

Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 ODshell (Rase, 1977) Dspiral (Dhe) = 0,8 x 2,7432 m = 2,1946 m = 7,2 ft = 86,4 in

Lhe = 22,6366 ft

Panjang Koil Tiap Set (Lci)

" t ci ci a A L  ft Lci 521,5373 622 , 0 324,3962  

Jumlah Putaran Tiap Set Koil (Npc)

he ci pc L L N  putaran putaran ft ft Npc 24 23,0395 22,6366 521,5373   

(42)

Koreksi Panjang Koil Tiap Set (Lci,kor) Lci,kor = Npc x Lhe Lci,kor = 24 x 22,6366 ft = 543,2788 ft Tinggi Koil (Lc) Lc = Jsp x Npc Lc = 0,3967 x 24 = 9,52 ft = 114,24 in

Gambar.F.5. Dimensi koil

Volume Koil (Vc) Vc = Nc (/4(OD)2 Lci) Vc = 4 x _/₄ _0,19832 ₅₄₃_,₂₇₈₈ _67,1373 3 _1,9011 3 m ft     

Cek tinggi cairan setelah ditambah koil (HL)

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

(43)

HL =



₂



4 / _vessel koil cair D V V   = ₂ ) m 2,7083 ( 4 / 14 , 3 9011 , 1 1208 , 18  = 3,4756 m = 11,4028 ft

HL = 11,4028 ft > Lc = 9,52 ft, berarti semua koil tercelup di dalam cairan. Cek Dirt Factor (Rd)

Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube (hi)

Untuk air heat transfer coefficient (hi) dapat diperoleh dari figure 25 Kern hal 835 : Dimana :

velocity through tube = 43.323,2157 ft/h = 12,0342 ft/s

Temperatur Average = 99,5 oF

Correction factor = 0,78 ( Untuk tube ID 2,067 in)

Maka :

heat transfer coefficient,hi = 2.432,3382 Btu/jam.ft2.oF

koreksi hi: hi terkoreksi = 0,78 . 2.432,3382 Btu/jam.ft2.oF = 1.897,2238 Btu/jam.ft2.oF        OD ID hi hio hio =   2,38 2,067 1.897,2238 1.647,7149

(44)

Maka hio koil = hio pipa ( 1 + 3,5       spiral D koil D _{(Kern, 1950:721)} = 1.647,7149. ( 1 + 3,5       7,2 0,1722 ) = 1.785,6824 Btu/jam.ft2.oF Koefisien transfer fluida sisi luar koil : ΔT = (152,6 – 86) oF = 66,6 °F tf = (152,6 + 86)/2 = 119,3 oF OD T  = 66,6/0,1983 = 335,7983 oF/ft ho = 116 25 , 0 2 3                       OD T x C x x kf f f    (Pers 10.14 Kern, 1950)

Dari Fig 10.4 Kern (1950) diperoleh

   xCx x k3 2 = 0,05 Maka ho = 116 (0,05 x 335,7983)0,25 = 234,8119 Btu/jam.ft2.oF Menghitung clean overall coefficients (Uc) :

Uc = io o io o h h h x h  = 1.785,6824 234,8119 1.785,6824 234,8119   = 207,5232 Btu/jam.ft2_.o_F

Dari Tabel 12 Kern (1950), Rdmin untuk air = 0,002 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003 hr.ft2.oF/Btu

(45)

UD = Rd Uc) / 1 ( 1 = 0030 , 0 ) 207,5232 / 1 ( 1  = 127,8979 Btu/jam.ft2.oF Luas perpindahan panas yang dibutuhkan (A) : A = T U Q D = 9355 , 51 127,8979 8241 , 073 . 739 . 6  = 1.014,5476 ft 2

Luas permukaan perpindahan panas yang sebenarnya = luas koil Luas koil = Lci,kor x Nc x at”

= 543,2788 ft/set x 4 set x 0,622 ft2/ft = 1.351,6777 ft2 UD aktual : UD = t A Q   = 1.351,6777 51,9355 8241 , 073 . 739 . 6  = 95,9981 Btu/jam.ft 2_.o_F

Batasan UD untuk light organic - water adalah 75 - 150 Btu/jam.ft2.oF, maka nilai UD yang didapat dari hasil hitungan memenuhi batas.

Dari Tabel 12 Kern (1950), Rdmin untuk air = 0,002 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003

Syarat : Rdhitung > Rddiperlukan

Rd = D C D C U U U U   = 95,9981 207,5232 95,9981 207,5232   = 0,0056 hr.ft2.oF/Btu (memenuhi)

Cek Pressure Drop

Syarat : Pressure drop < 10 psi NRe =

μ .G

ID _t _{= 1.077.467,5084}

(46)

ID g L G f P c i i . . 2 . . . 4 2 2    psi x P 0,6353 ) 0,1722 )( 61,9976 )( 10 18 , 4 ( 2 (9,52) ) 2841 , 745 . 743 . 10 )( 00008 , 0 ( 4 2 8 2   

G. Desain perpipaan dan Nozle

Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube dari bahan stainless steel dihitung dengan menggunakan persamaan :

diopt = 260.G0.52.ρ-0,37 (Coulson, 1999:220) dengan :

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

Pengecekan bilangan Reynold (NRE)

a'.μ G.ID NRE 

dengan :

G : kecepatan alir massa fluida (kg/jam) ID : diameter dalam tube (m)

µ : viskositas fluida (kg/m. jam) a’ : flow area per pipe (m2)

(47)

Saluran umpan liquids Diketahui : G = 872,0317 kg/jam = 0,2422 kg/s ρ = 133,2024 kg/m3 µ = 0,2674 cp = 0,2674 kg/m.s = 962,5888 kg/m .jam diopt = 260. ( 0,2422 ) 0.52. (133,2024 )-0,37 = 17,6945 mm (0,6966 in) Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 3/4 in Schedule number = 40 OD =1,05 in (0,02667 m) ID = 0,824 in (0,02093 m) a’ = 0,534 in2 (0,000345 m2) Bilangan Reynold NRE = ₂ m 0,000345 . kg/m.s 0,2674 m 0,02093 . kg/s 0,2422 = 55,0356 Saluran umpan Gas

Diketahui : G = 3996,465 kg/jam = 1,1101 kg/s ρ = 8,0641 kg/m3 µ = 0,011456 cp = 0,011456 kg/m.s = 41,24186 kg/m .jam diopt = 260. (1,1101) 0.52. (8,0641)-0,37 = 126,8065 mm (4,992368 in)

(48)

Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 6 in Schedule number = 40 OD = 6,625 in (0,16827 m) ID = 6,065 in (0,154051 m) a’ = 28,9 in2_{(0,018645 m}2₎ Bilangan Reynold NRE = ₂ m 0,018645 . kg/m.s 0,011456 m 0,154051 . kg/s 1,1101 = 800,6396

Saluran keluaran liquid Diketahui : G = 990,4505 kg/jam = 0,2751 kg/s ρ = 133,9611 kg/m3 µ = 0,2066 cp = 0,2066 kg/m.s = 743,8847 kg/m .jam diopt = 260. (0,2751) 0.52. (133,9611)-0,37 = 18,86609 mm (0,7428 in) Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 3/4 in Schedule number = 40

OD =1,05 in (0,02667 m)

ID = 0,824 in (0,02093 m)

a’ = 0,534 in2 (0,000345 m2)

(49)

Bilangan Reynold NRE = ₂ m 0,000345 . kg/m.s 0,2066 m 0,02093 . kg/s 0,2751 = 80,88712 Saluran keluaran Gas

Diketahui : G = 3878,047 kg/jam = 1,0772 kg/s ρ = 18,1342 kg/m3 µ = 0,0089 cp = 0,0089 kg/m.s =32,16814 kg/m .jam diopt = 260. (1,0772) 0.52. (18,1342)-0,37 = 92,4976 mm (3,6416 in) Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 4 in Schedule number = 40 OD = 4,5 in (0,1143 m) ID = 4,026 in (0,10226 m) a’ = 12,7 in2 (0,008194 m2) Bilangan Reynold NRE = ₂ m 0,008194 . kg/m.s 0,0089 m 0,10226 . kg/s 1,0772 = 1504,6082 Saluran masuk dan keluar air pendingin

Diketahui :

G = 113.371,6 kg/jam = 31,49211 kg/s ρ = 993,106 kg/m3

(50)

Dari perhitungan koil pendingin diperoleh : Nominal pipe size = 2 in

Schedule number = 40 OD = 2,38 in (0,060452 m) ID = 2,067 in (0,052502 m) a’ = 3,35 in2_{(0,002161 m}2₎ Bilangan Reynold , NRE = ₂ m 0,002161 . kg/m.s 0,71 m 0,052502 . kg/s 31,49211 = 1077,47 Desain Nozzle

Berdasarkan perhitungan saluran pemasukan dan keluaran pada reaktor diatas maka dapat ditentukan jenis nozzle yang digunakan sebagai berikut :

Nozzle Umpan Liquid

Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350)

Size = ¾ in

OD of pipe = 1,313 in

Flange nozzle thickness (n) = coupling

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 1 7/16 in

Length of side reinforcing plate (L) = -

Width of reinforcing plate (W) = -

Distance, shell to flange face, outside (J) = -

Distance, shell to flange face, inside (K) = -

Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H = 4 in

(51)

Weld A in shop = 1 1/16 in

Weld in field = 5/8 in

Size of fillet weld A =5/16 in

Size of fillet weld B =3/4 in

Nozzle Umpan Gas

Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350):

Size = 6 in

OD of pipe = 6 5/8 in

Flange nozzle thickness (n) = 0,432 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 6 ¾ in

Length of side reinforcing plate (L) = 16 1/4 in

Width of reinforcing plate (W) = 20 ¼ in

Distance, shell to flange face, outside (J) = 8 in

Distance, shell to flange face, inside (K) = 6 in

Distance from bottom of tank to center of nozzle :

Regular, Type H = 11 in Low, Type C = 8 1/8 in Weld A in shop = 1 ¼ in

Weld in field = ¾ in

(52)

Nozzle Keluaran Liquid

Size = ¾ in

OD of pipe = 1,313 in

Flange nozzle thickness (n) = coupling

Length of side reinforcing plate (L) = -

Width of reinforcing plate (W) = -

Distance, shell to flange face, outside (J) = -

Distance, shell to flange face, inside (K) = -

Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H = 4 in

Low, Type C = 3 in Weld A in shop = 1 1/16 in

Weld in field = 5/8 in Size of fillet weld A =5/16 in

Size of fillet weld B =3/4 in

Nozzle Keluaran Gas

Size = 4 in

OD of pipe = 4 ½ in

(53)

Width of reinforcing plate (W) = 15 1/8 in

Distance, shell to flange face, inside (K) = 6 in

Distance from bottom of tank to center of nozzle :

Regular, Type H = 9 in Low, Type C = 6 in Weld A in shop = 1 ¼ in

Weld in field = ¾ in

Size of fillet weld B =1 in

Nozzle Pendingin

Size = 2 in

OD of pipe = 2 3/8 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2 ½ in

Length of side reinforcing plate (L) = - in

Width of reinforcing plate (W) = - in

(54)

Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H = 7 in Low, Type C = 3 ½ in (a) OD Q J T t n Weld B Weld B Weld B (b)

(55)

Tabel F.21. Spesifikasi nozzle standar reaktor Nozzle NPS OD N L DR J Aliran 2 6 6 5/8 0,432 16 ¼ 6 ¾ 8 Aliran 6 ¾ 1,313 Coupling - 1 7/16 - Aliran 7 4 4 ½ 0,337 12 4 5/8 6 Aliran 8 ¾ 1,313 Coupling - 1 7/16 - Cooling in 2 2 3/8 0,218 - 2 ½ 6 Cooling out 2 2 3/8 0,218 - 2 ½ 6 H. Penentuan Manhole

Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau

pemeriksaan pada bagian dalam kolom. Direncanakan manhole di pasang pada kolom bagian atas reaktor dengan ukuran standar 20 in berdasarkan rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, Ap. F item 4), dengan spesifikasi :

Tebal shell = 0,3125 in Jumlah = satu Ukuran potongan : Weld A = 0,1875 in Weld B = 0,3125 in Panjang sisi = 45,25 in Lebar reinforcement (W) = 54 in Diameter manhole, ID = 20 in Maksimum diameter lubang,

(56)

Diameter plat penutup

cover plate = 28,75 in

Diameter bolt circle, DB = 26,25 in

(57)

I. Perancangan flange (head dan bottom) Data perancangan:

Tekanan desain =129,9346 psi

Material flange = ASTM-201, GRADE B (Brownell and Young, 1959)

Tegangan material flange = 15.000 psi

Bolting steel = ASTM-198, GRADE B7

(Brownell and Young, 1959)

Tegangan material bolt = 20.000 psi

Material gasket = Steel (Asbestos filled) Diameter luar shell = 108 in

Diameter dalam shell = 106,625 in Ketebalan shell = 11/16 in Gasket hG t hT HG HT G h W R hD C go g1 g1/2

Gambar F.8. Tipe flange dan dimensinya

Perhitungan lebar gasket

i o d d = 1) p(m y p.m y   

(58)

Dimana :

do = diameter luar gasket, in di = diameter dalam gasket, in y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11) m = faktor gasket (Fig. 12.11)

Digunakan gasket dengan tebal 1/8 in, dari Fig. 12.11 (Brownell and Young, 1959), diperoleh: y = 3700 lb/in2 m = 2,75 Sehingga diperoleh: i o d d ) 1 75 , 2 .( 129,9346 3700 75 , 2 . 129,9346 3700     = 1,02

asumsi bahwa diameter dalam gasket, di sama dengan diameter luar shell (OD) sehingga: di =108 in do= i o d d x di = 1,02 x 108 = 110,1623 in

Lebar gasket minimum, N :

N =        2 i o d d =       2 108 -110,1623

= 1,0812 in (digunakan lebar gasket minimum 1 in) Diameter rata-rata gasket, G

G = di + N

= 108 + 1 = 109 in

(59)

Berat beban bolt maksimum, Wm2

Dari Fig 12.12, Brownell and Young,1959: kolom 1 , type 1.a bo =

2

N = 0,5 2

1  = in Karena bo > ¼ in, maka:

b = 2 o b = 0,3536 in Wm2 = Hy

=  x b x G x y (B & Y,1959, pers. 12.88) = 3,14 x 0,3536 x 109 x 3700

= 447.953,6722 lb Keterangan :

Hy = Berat beban bolt maksimum (lb) b = Effective gasket (in)

G = Diameter gasket rata-rata (in)

Beban untuk menjaga joint tight saat operasi, Hp

Hp = 2 b π G m p (B & Y,1959, pers. 12.90) = 2 x 0,3536 x 3,14 x 109 x 2,75 x 129,9346

= 86.520,4975 lb Keterangan :

Hp = Beban join tight (lb)

m = Faktor gasket (fig.12.11) b = Effective gasket (in)

G = Diameter gasket rata-rata (in) P = Tekanan operasi (psi)

Beban dari tekanan internal, H

p

4 π.G H

2

(60)

9346 , 129 4 π.109 H 2  H = 1.212.461,1133 lb Keterangan :

H = Total joint contact surface (lb)

G = Diameter gasket rata-rata (in) P = Tekanan operasi (psi)

Beban operasi total, Wm1

Wm1 = H + Hp (Pers. 12.91, B & Y,1959:240) = 1.212.461,1133+ 86.520,4975

= 1.298.981,6108 lb

Karena Wm1 > Wm2, sehingga Wm1 sebagai beban pengontrol Keterangan :

Wm1 = Beban berat bolt (lb)

H = Total joint contact surface (lb)

Hp = Beban join tight (lb)

Perhitungan luas baut minimum (minimum bolting area)

Am1 =

b m1

f

W _{(Pers. 12.92, B & Y,1959:240)}

= 000 . 20 6108 1.298.981, = 64,9491 in2 Keterangan :

Wm1 = Beban berat bolt pada kondisi operasi (lb) Am1 = Total luas bolt pada kondisi operasi (in2)

(61)

E d

r

R Perhitungan ukuran baut optimum

Berdasarkan Tabel 10.4 (Brownell and Young, 1959) : Tabel F.22. perhitungan ukuran baut optimum

Bolt Size (d) Root Area Min. No Of Bolt Actual No of bolt R Bs E r  Bs N C [ID+2(1,415go + R)] 1 3/4 1,744 37,2414 40 2 1/4 3 3/4 1 3/4 5/8 47,7465 113,0706 1 7/8 2,049 31,69794 32 2 3/8 4 1 7/8 5/8 40,7437 113,3206 2 2,3 28,2387 28 2 1/2 4 1/4 2 11/16 37,8789 113,5706 2 1/4 3,02 21,5063 24 2 3/4 4 3/4 2 1/4 11/16 36,2873 114,0706

Digunakan baut berukuran 2 in sebanyak 28 baut dengan bolt circle diameter yang digunakan, C = 113,5706 in

Gambar F.9. Gambar detail dimensi baut

Perhitungan diameter flange luar

Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E

= 113,5706 in + 2 (2) in = 117,5706 in Koreksi lebar gasket :

Ab actual = jumlah baut x root area = 28 x 2,3 = 64,4 in2

(62)

Lebar gasket minimun : Nmin = G π y 2 f A_b_actual _allaw = 109 . 14 , 3 . 700 . 3 . 2 000 . 20 . 4 , 64

= 0,5083 in < 1 in, lebar gasket memenuhi Perhitungan momen

 Untuk kondisi tanpa tekanan dalam

W = ½ (Ab + Am1) fa (Pers. 12.94, B & Y,1959:242) = ½ (64,4 + 64,9491).20.000

= 1.293.490,8054 lb Keterangan :

W = Berat beban (lb)

Am1 = Luas baut minimum (in2) Ab = Luas aktual baut (in2) fa = Allowable stress (psi)

Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959: hG = ½ (C – G)

= ½ (113,5706 – 109)

= 2,2853 in Keterangan :

hG = Tahanan radial circle bolt (in)

BC = Bolt circle diameter (in)

(63)

Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :

Ma = W x hG

= 1.293.490,8054 lb x 2,2853 in = 2.956.030,7062 lb-in

 Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)

HD = 0,785 B2 p (Pers. 12.96, B & Y,1959:242) = 0,785.(108)2. 129,9346

= 1.189.72,7312 lb Keterangan :

HD = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb) B = Diameter dalam flange / OD shell (in)

p = Tekanan operasi (psi)

The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :

hD = ½ (C – B)

= ½ (113,5706 in – 108 in) = 2,7853 in

The moment, MD (dari pers. 12.96):

MD = HD x hD

= 1.189.72,7312 lb x 2,7853 in = 3.313.721,7417 lb-in

HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

HG = Wm1 – H = 1.298.981,6108 lb – 1.212.461,1133 lb

= 86.520,4975 lb

Momen MG, pers. 12.98 (B & Y, 1959) :

MG = HG x hG

= 86.520,4975lb x 2,2853in = 197.726,3744 lb-in

(64)

HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

HT = H – HD = 1.212.461,1133 lb – 1.189.72,7312 lb

= 22.748,3820 lb

Hubungan lever arm, hT pers. 12.102 (B & Y, 1959) :

hT = ½ (hD + hG ) = ½ (2,7853 in + 2,2853 in) =2,5353 in

Flange moments, MT diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) :

MT = HT x hT

= 22.748,3820lb x 2,5353in = 57.674,2574 lb-in

 Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo

Mo = MD + MG + MT (Pers. 12.99, B & Y,1959:242) = 3.313.721,7417lb-in + 197.726,3744 lb-in + 57.674,2574lb-in = 3.569.122,3735 lb-in

Sehingga moment saat tanpa tekanan dalam yang berfungsi sebagai pengontrol adalah :

Mmax = 3.569.122,3735 lb-in Perhitungan tebal flange : K = B A = 108 117,5706 = 1,0886

Pada Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238, untuk K = 1,0886, maka diperoleh Y = 22,775 t = B f M Y _max = in 108 x psia 20.000 in lb 3735 3.569.122, x 22,775  = 7,0836 in

(65)

Keterangan :

t = Ketebalan flange (in)

A = Diameter luar flange (in)

B = Diameter dalam flange (in)

K = Rasio diameter luar terhadap diameter dalam flange

(66)

J. Perhitungan Penyangga Reaktor

Menghitung berat total reaktor

 Berat Shell

ID shell = 106,625 in (8,8854 ft) OD shell = 108 in (9 ft)

Tinggi shell = 156 in (13 ft)

Densitas Stainless Steel AISI 410 , ρ = 481lb/ft3 (www.substech.com) Berat shell = ¼.π.(ODs2 – IDs2).Ls.ρstell

= ¼.π.(( 9 ft)2– (8,8854 ft)2)( 13 ft)(481 lb/ft3) = 10.064,6522 lb  Berat Head ODdish = 108 in sf = 3 in icr = 6 1/8 in th = 1 in (0,0833 ft) ρsteel = 481 lb/ft3

Untuk th ≤ 1 in perkiraan blank diameter (bd) adalah :

bd = OD +

42 OD

+ 2 . Sf + 2/3 . icr (B & Y. Eq.5-12,p.88)

= 108 + (108/42) + (2. 3) + (2/3. 6 1/8 ) = 120,6548 in = 0,0546 ft