LAMPIRAN D REAKTOR

Lampiran Lampiran DD

PERHITUNGAN REAKTOR PERHITUNGAN REAKTOR

Kode : R-01

Fungsi : Mereaksikan asetaldehida menjadi parasetaldehida dengan katalis asam sulfat

Tujuan Perancangan : A. Menentukan jenis reaktor

B. Menentukan bahan konstruksi reaktor C. Menentukan jumlah reaktor optimal D. Menentukan dimensi reaktor

E. Menentukan dimensi pengaduk dan daya pengaduk F. Menentukan dimensi koil pendingin

G. Menentukan pipa inlet dan outlet reaktor Reaksi : 3C2H4O(l) C6H12O3(l) Kapasitas = 30.000 ton/tahun × ton 1 kg 1000 × hari 330 tahun 1 × jam 24 hari 1 = 3.878,7878 kg/jam Konversi = 72 %

Waktu reaksi = 25 menit

(Baer & Manan, 1954)

H2SO4

A.

A.Menentukan Jenis ReaktorMenentukan Jenis Reaktor

Tipe: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk Alasan Pemilihan :

1. Reaksi dijalankan dalam kondisi isotermal sehingga suhu dan komposisi

campuran dalam reaktor yang harus selalu sama bisa dipenuhi dengan pemakaian reaktor jenis RATB karena ada pengaduknya.

2. Fase reaktan adalah cair-cair sehingga baik digunakan RATB.

3. Menghindari adanya ”hot spot” (bagian dalam reaktor yang suhunya sangat

tinggi) karena dengan adanya pengadukan diharapkan suhu dan komposisi di semua titik di reaktor sama.

(Agra, halaman 10)

B.

B. Menentukan Konstruksi ReaktorMenentukan Konstruksi Reaktor

Dalam perancangan reaktor dipilih bahan stainless steel SA 302 grade A dengan alasan:

a. Cukup kuat dan tahan terhadap korosi

b. Mudah difabrikasi c. Harga relatif murah

(Timmerhaus, tabel 4 halaman 426)

C.

C.Menentukan Jumlah Reaktor OptimalMenentukan Jumlah Reaktor Optimal

Tujuan Optimasi : Mendapatkan jumlah dan volume optimal ditinjau dari konversi dan harga reaktor

Reaksi yang terjadi dalam reaktor :

3C2H4O C6H12O3

mula-mula CAO

reaksi CAO.XA 1/3.CAO.XA

setimbang CAO.(1-XA) 1/3.CAO.XA

Reaksi merupakan reaksi orde 1 ,dimana : V = F F_{( r}(1₎ X ) A A AO AO − − − dimana : FAo = CAo.Vo (-rA) = k.CAO(1-XA) V = ) X 1 .( o C . k X . vo . o C A A A A − vo V = ) X 1 .( k X A A − dimana : τ = vo V Sehingga :

τ = waktu tinggal = 25 menit Xa = konversi = 72% (U.S. Patent 468874, 1954) k = ) x 1 .( x A A − τ k = ) 72 , 0 1 .( menit 25 72 , 0 − = 0,1029 /menit = 6,1714 /jam

Komponen kmol/jam kg/jam xi ρi (kg/L) ρi.xi (kg/L)

H2SO4 0,269 26,438 0,005 1,810 0,009 C6H12O3 0,000 0,000 0,000 0,965 0,000 Total 122,060 5314,480 1,000 4,534 0,756 vo = M_ρ = 5314,480_{0,756 k}kg_g//_Ljam = 7068,708 L/jam CAO = _vo n

= 118₇₀₆₈,826_,708 kmol _L//_jamjam×1000_{1 kmol} mol = 16,018 mol/L XA = 72% 1 Tangki Reaktor FAO CAO XAO FA1 CA1 XA1

Persamaan Neraca Massa :

) X 1 .( k X X .( vo V 1 A ) AO 1 A − = −  XA1 = 0,720 τ = ) 72 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 0 72 , 0 ( − − = 0,417 jam 2 Tangki Reaktor Lampiran D

FAO CAO XAO FA1 CA1 XA1 FA2 CA2 XA2 Reaktor 1 Reaktor 2 Asumsi : ρ1 = ρ2

Persamaan Neraca MassaUntuk Tangki 1 :

) X 1 .( k X X .( vo V 1 A ) AO 1 A − = −  XA1 = 0,471 τ = ) 471 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 0 471 , 0 ( − − = 0,144 jam

Persamaan Neraca MassaUntuk Tangki 2 :

) X 1 .( k X X .( vo V 2 A ) 1 A 2 A − = −  XA2 = 0,720 τ = ) 72 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 471 , 0 72 , 0 ( − − = 0,144 jam 3 Tangki Reaktor

FAO CAO XAO FA1 CA1 XA1 FA2 CA2 XA2 Reaktor 1 Reaktor 2 FA3 CA3 XA3 Reaktor 3 Asumsi : ρ1 = ρ2 = ρ3

Persamaan Neraca MassaUntuk Tangki 1 : ) X 1 .( k X X .( vo V A ) AO 1 A − = −  XA1 = 0,346 τ = ) 346 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 0 346 , 0 ( − − = 0,086 jam

Persamaan Neraca MassaUntuk Tangki 2 : ) X 1 .( k X X .( vo V 2 A ) 1 A 2 A − = −  XA2 = 0,573 τ = ) 573 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 346 , 0 573 , 0 ( − − = 0,086 jam

Persamaan Neraca MassaUntuk Tangki 3 :

) X 1 .( k X X .( vo V 3 A ) 2 A 3 A − = −  XA3 = 0,720 τ = ) 72 , 0 1 .( /jam 1714 , 6 ) 573 , 0 72 , 0 ( − − = 0,086 jam Lampiran D

Analog dengan perhitungan di atas, diperoleh konversi untuk 4 Reaktor, 5 Reaktor , dan 6 Reaktor sebagai berikut :

4 Tangki Reaktor  XA1= 0,270 , τ1 = 0,060 jam  XA2= 0,470 , τ2 = 0,060 jam  XA3= 0,615 , τ3 = 0,060 jam  XA4= 0,720 , τ4 = 0,060 jam 5 Tangki Reaktor  XA1= 0,225, τ1= 0,047 jam  XA2= 0,400, τ2 = 0, 047 jam  XA3= 0,535, τ3 = 0, 047 jam  XA4= 0,640, τ4 = 0, 047 jam  XA5= 0,720, τ5 = 0, 047 jam 6 Tangki Reaktor  XA1= 0,195, τ1 = 0,039 jam  XA2= 0,350, τ2 = 0,039 jam  XA3= 0,475, τ3 = 0,039 jam  XA4= 0,576, τ4 = 0,039 jam

 XA5= 0,658, τ5 = 0,039 jam

 XA6= 0,720, τ6 = 0,039 jam

Tabel Hubungan Antara Jumlah Reaktor, Konversi, Kecepatan Reaksi, Waktu Tinggal, Dan Volume Reaktor

N XA CA=CA0(1-X) rA=k. CA τ (jam) Volume (L)

1 0,72 4,707 29,048 0,417 2945,295 2 0,471 8,891 54,869 0,144 1020,220 3 0,346 10,994 67,848 0,086 605,972 4 0,270 12,271 75,732 0,060 423,638 5 0,225 13,028 80,400 0,047 332,533 6 0,195 13,532 83,513 0,039 277,455

Perbandingan Harga Alat 0,6 Cb = Ea Ca Eb _ _   0,6 0,6 Ea = . Cb Ca Eb 0,6 = . Cb Eb α

Dimana: Ea, Eb = harga pembelian alat A dan B Ca, Cb = Kapasitas alat A dan B 0,6

Ea =

Ca

α

Tabel Hubungan antara Jumlah Reaktor dengan Harga Alat

n V (L) V^0.6 Harga

1 2.945,295 120,636 120,636 α 2 1.020,220 63,858 127,716 α 3 605,972 46,717 140,150 α 4 423,638 37,687 150,750 α 5 332,533 32,591 162,956 α 6 277,455 29,236 175,415 α

Dari grafik di atas, dapat dilihat bahwa penggunaan 1 reaktor paling ekonomis, sehingga reaktor optimum yang digunakan adalah 1 reaktor.

D.

D.Penentuan Dimensi ReaktorPenentuan Dimensi Reaktor a. Neraca Massa Reaktor

Komponen BM

Input Output

arus 2 arus 3 arus 4

kmol kg kmol kg kmol kg

C2H4O 44,053 118,826 5234,63 8 0,000 0,000 33,271 1465,670 H2O 18,015 2,935 52,875 0,029 0,528 2,964 53,404 H2SO4 98,079 0,0000 0,000 0,269 26,43 8 0,269 26,438 C6H12O3 132,159 0,0000 0,000 0,000 0,000 28,518 3768,939 Jumlah 5287,51 3 26,96 6 5314,479 5314,479 5314,479

1. Perhitungan Volume ReaktorPerhitungan Volume Reaktor

Waktu tinggal dalam reaktor : τ = 25 menit (Baer & Manan, 1954)

•Menentukan Densitas Campuran (ρcamp)

x C2H4O = kg/jam 5314,479 kg/jam 5234,638 = 0,985 ρC2H4O =A . B -(1-T/Tc)^n = 0,2820 × 0,2600-(1-322,039 /460)_^0,2776 = 0,748 kg/L Lampiran D

x C2H4O . ρC2H4O = 0,985 ×0,745 kg/L

= 0,736 kg/L

Perhitungan komponen lain analog dari perhitungan di atas.

Komponen kg/jam xi ρ (kg/L) xi. ρi Fvi

C2H4O 5234,638 0,985 0,748 0,736 7001,257 H2O 53,404 0,010 1,011 0,010 52,847 C6H12O3 0,000 0,000 0,965 0,000 0,000 H2SO4 26,438 0,005 1,810 0,009 14,604 Jumlah 5314,480 1,000 7068,708 camp ρ = 0,752 kg/L 708 , 7068 480 , 5314 Fvi Fvi . i _{= =} ρ

∑

∑

=751,832 kg/m3 _× 3 3 kg/m 1 lbm/ft 0,0624 = 46,934 lbm/ft3

• Menentukan Volume Operasi

Voperasi = _{751,832 kg/m}3 g/jam k 5314,479 = 7,069 m3_{/jam × 0,4167 jam} = 2,945 m3 _× 3 3 m 1 ft 35,3147 = 104,012 ft3

Over design 10-20% (diambil 20%) Vperancangan= Voperasi.(1 + over design)

= 3,5344 m3 _× 3 3 m 1 ft 35,3147 = 124,815 ft3

Perhitungan Ukuran Reaktor Perhitungan Ukuran Reaktor

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan head torispherical dished head

Alasan : mampu menahan tekanan 15-200 psia dan relatif ekonomis

Asumsi : H = D (Rase, tabel 8.3 halaman 342)

V head (ft3) = 0,000049. D3 (Brownell, pers 5.11 halaman 88)

Vreaktor = Vsilinder + 2.Vhead

124,815 ft3 _{= ¼ π.D}3 _{+ 2.0,000049. D}3 D3 _{= 131,772 ft}3 D = 5,089 ft × t f 1 m 0,3048 = 1,551 m × t f 1 n i 39,3701 = 61,065 in H = 5,089 ft = 1,551 m = 61,065 in

2. Perhitungan Ketinggian Cairan dalam ReaktorPerhitungan Ketinggian Cairan dalam Reaktor

Volume cairan merupakan volume reaktor sebelum overdesign. Vcairan = 104,012 ft3

Vhead dasar = 0,0809.D3

= 0,0809.( 5,089 ft)3

= 10,660 ft3

Vcairan di shell = Vcairan – Vhead dasar

= 104,012 ft3 _{+ 10,660 ft}3 = 93,352 ft3 Vcairan di shell = ¼.π.D2.ZL 93,352 ft3 _{= ¼ . 3,14 . (5,089 ft)}2 _{. Z} L ZL = 4,592 ft × t f 1 m 0,3048 = 1,400 m

3. Perhitungan Tekanan Perancangan ReaktorPerhitungan Tekanan Perancangan Reaktor

Pperancangan = Poperasi.(1+over design)

= 3 atm . (1+0,1) = 3,3 atm × atm 1 psia 14,6959 = 48,496 psia

4. Perhitungan Tebal Dinding Reaktor (ts)Perhitungan Tebal Dinding Reaktor (ts)

ts =

0,6.P -f.E

P.ri

+ C (Brownell, pers 13.1 hal 254)

ts = tebal dinding reaktor

P = tekanan perancangan = 48,4965 psia

E = welded joint efficiency = 80% (Brownell, tabel 13.2 hal 254) f = tekanan maksimum yang diijinkan = 18.750 psia

ri = jari-jari reaktor

= ½.D

= ½ . 61,065 in = 30,532 in

C = corrosion allowance = 0,125 in (Brownell, halaman 344)

ts = 0,6.P -f.E P.ri + C = psia 48,4965 × 0,6 -0,8 × psia 18750 in 30,532 × psia 48,4965 + 0,125 in ts = 0,224 in

diambil tebal shell standar =1_/

4 in = 0,25 in (Brownell, tabel 5.6 hal 88)

5. Perhitungan Tebal Alas dan Perhitungan Tebal Alas dan HeadHead Reaktor (th) Reaktor (th)

OD = ID + 2.ts = 61,065 in + 2.(1_/ 4 in) = 61,565 in Dipilih OD standar = 66 in Untuk ts = 3_/

16 in dan OD = 66 in, maka: (Brownell, tabel 5.7 hal 90)

r = 66 inch

icr = 4

icr/r = 0,061 (icr > 6%)

W = 4 1

(

)

icr / r

3+ _{(Brownell, pers 7.76 hal 138)}

= 4 1

×

(

3+ 66/4

)

= 1,765

W = stress-intensificationfactor untuk torispherical dish head

th =

0,2.P -2.f.E

P.r.W

+ C (Brownell, pers 7.77 hal 138)

dengan :

th = tebal head reaktor

P = tekanan perancangan = 48,4965 psia

E = welded joint efficiency = 80% (Brownell, tabel 13.2 hal 254) f = tekanan maksimum yang diijinkan = 18750 psia

r = jari-jari reaktor = ½ . 61,065 in = 30,532 in th = 0,2.P -2.f.E P.r.W + C = psia 48,4965 × 0,2 -0,8 × psia 18750 × 2 1,765 × in 30,532 × psia 48,4965 + 0,125 in th = 0,313 in

diambil tebal head standar = 3_/

8 in = 0,375 in (Brownell, tabel 5.6 hal 88)

6. Perhitungan Tinggi Reaktor TotalPerhitungan Tinggi Reaktor Total

Lampiran D Lampiran D b icr sf OA a r t ID OD A B

Dari tabel 5.8 Brownell & Young untuk t = 3_/

8 in maka sf = 1,5 − 3 in.

Dipilih sf = 2,5 in, sehingga diperoleh :

icr = 15_/ 16 a = 2 ID ₌ 2 in 61,280 _{= 30,532 in} AB = a – icr = (30,640 - 15_/ 16) in = 29,595 in BC = r – icr = (66 - 15_/ 16) in = 65,063 in AC = _BC2 _−AB2 = _{(65,062 in)}2 _{−(29,703 in)}2 _{= 57,942 in} b = r-AC = (66 - 57,887) in = 8,058 in OA = th + b + sf = (0,375 + 8,113 + 2,5) in = 10,933 in × n i 39,3701 m 1 = 0,278 m Lampiran D

Tinggi reaktor total = H + 2.OA

= (1,551 + 2 × 0,278) m = 2,106 m

E.

E. Perhitungan Dimensi Dan Daya PengadukPerhitungan Dimensi Dan Daya Pengaduk

Jenis pengaduk : turbin 6 flatblade turbine dengan 4 baffle 1.

1. Perhitungan Dimensi PengadukPerhitungan Dimensi Pengaduk

E/Dt = 1/3 Da = diameter pengaduk

Da/Dt = 1/3 Dt = diameter dalam reaktor

L/Da = 1/4 E = jarak pengaduk dari dasar reaktor

W/Da = 1/5 H = tinggi cairan dalam reaktor

W = tinggi blade L = lebar blade (McCabe, halaman 243) Da = Dt/3 = 1,696 ft = 0,517 m Dt = 3 × Da = 5,089 ft = 1,551 m E = 1,3 × Dt = 1,696 ft = 0,517 m

L = 0,25 × Da = 0,424 ft = 0,129 m

H = ZL = 4,592 ft = 1,400 m

2.Perhitungan Kecepatan PengadukanPerhitungan Kecepatan Pengadukan

ρcamp = 0,752 kg/L × ₃ m L 1000 =751,832 kg/m3 _× 3 3 kg/m 1 lbm/ft 0,0624 = 46,935 lbm/ft3

Densitas air pada 43,333 o_C

Komponen A B n Tc H2O 0,3471 0,274 0,28571 647,13 ρair = A . B -(1-T/Tc)^n = 0,3471 × 0,274-(1-316,48/647,13)^0,28571 = 1,010 gr/cm3 sg = ₃ 3 gr/cm 1,010 gr/cm 0,752 = 0,744 Di . 2 WELH = (π.Di.Ni/600)2 dengan :

WELH = water equivalent liquid height (ft)

Di = diameter impeller = 1,696 ft

N = kecepatan pengadukan (rpm)

(Rase, persamaan 8.8 hal 345) WELH = z.sg

= 4,592 ft × 0,744 = 3,417 ft × t f 1 m 0,3048 = 1,041 m × m 1 n i 39,3701 = 41,000 in Jumlah turbin = Dt WELH = ft 5,089 ft 3,417 = 0,671 ≈ 1 turbin Putaran pengaduk (N) = Di 2 WELH Di 600

π (Rase, persamaan 8.9 hal 345)

= ) ft / in 12 ( ) ft 1,696 ( 2 ) in 41,000 ( ) ft 1,696 ( 600 π = 112,995 rpm

Digunakan power standar = 125 rpm (Walas, halaman 288)

= 125 rpm× jam 1 menit 60 = 7500 rpj 3.

3. Perhitungan Bilangan ReynoldPerhitungan Bilangan Reynold

NRe =

µ ρ_.N.Di2

N = kecepatan pengadukan (rpm) Di = diameter impeller = 1,696 ft

μ = viskositas campuran (lbm/ft.jam)

Penentuan Viskositas Campuran

Komponen kg/jam wi μi wi.μi

C2H4O 1465,699 0,276 0,199 0,055 H2O 53,404 0,010 0,623 0,006 H2SO4 26,438 0,005 12,802 0,064 C6H12O3 3768,939 0,709 0,759 0,539 Jumlah 5314,479 1,000 14,383 0,663 μcamp = 0,663 cP × cP 1 s . ft / lbm 10 . 72 , 6 −4 = 0,0004 lbm/ft.s × am j 1 s 3600 = 1,604 lbm/ft.jam NRe = µ ρ_.N.Di2 = lbm/ft.s 0,0004 ft) (1,696 × rps 2,0833 × lbm/ft 46,935 3 2 = 631288

Np = 5,5 (Rase, figure 8.8 halaman 345)

4.

4. Perhitungan Daya PengadukanPerhitungan Daya Pengadukan

P= 5 3 3 12 Di . 60 N . 43 , 62 . Np . 10 . 52 , 3                   ρ − _{(Rase halaman 349)} dengan:

Np = tenaga pengadukan = 5,5 (Rase, figure 8.8 halaman 345) P = power pengadukan

ρ = densitas campuran = 46,935 lbm/ft3

N = kecepatan putaran pengadukan = 125 rpm Da = diameter impeller = 1,696 in P = 1,848 hp Efisiensi pompa = 80 % P = 80 , 0 hp 1,848 = 2,310 hp × p h 3410 , 1 kW 1 = 1,723 kW

Dipilih power standar = 3 hp (Rase, halaman 358)

F.

F. Perancangan Koil PendinginPerancangan Koil Pendingin 1.

1. Perhitungan Neraca Panas ReaktorPerhitungan Neraca Panas Reaktor

Fungsi : sebagai tempat reaksi asetaldehida menjadi parasetaldehida

Reaksi : 3C2H4O(l) C6H12O3(l) asetaldehida parasetaldehida Lampiran D Lampiran D Tin = 309,820 K Tout = 316,48 K ∆HR

Perhitungan Panas yang Dibawa Umpan (∆H1)

a. Umpan asetaldehida (arus 2) Tin = 36,670 oC = 309,820 K T = 25 o_{C = 298,15 K} Komponen kmol/jam xi ∫ Cp dT ∆H = m.∫ Cp.dT C2H4O 118,826 0,976 -1.211,246 -143.927,450 H2O 2,935 0,024 -880,237 -2.583,549 Jumlah 121,761 1,0000 -146.510,999

b. Katalis asam sulfat (arus 3)

Tin = 35 oC = 308,15 K adalah: T = 25 o_{C = 298,15 K} Komponen kmol/jam xi ∫ Cp dT ∆H = m.∫ Cp.dT H2SO4 0,270 0,902 -1.407,026 -379,269 H2O 0,029 0,098 -754,461 -22,144 Jumlah 0,299 1,0000 -401,413 ∆H1 = ∆H2 + ∆H3 = [-146.510,999 + (-401,413)] kJ/jam = -146.912,412 kJ/jam Lampiran D 309,82 298,15 298,15 309,82 308,15 298,15 298,15 308,15 ∆H1 ∆H2 To = 298,15 K

Perhitungan Panas Reaksi Standar (∆HR) Reaksi yang terjadi di reaktor

3C2H4O(l) C6H12O3(l) Mula-mula 118,826 0,000 Reaksi 85,555 28,518 Setimbang 33,271 28,518 ∆HR° = Σ∆Hf°produk - Σ∆Hf°reaktan = [-520,023 + (3 × (-166,400))] kJ/mol ∆HR° = -21,030 kJ/mol

Komponen kmol/jam ∆Ho_{f (kJ/mol)}

C2H4O 85,555 -166,400 C6H12O3 28,518 -520,023 Jumlah 114,073 -21,030 ∆HR° = 21,030 kJ/mol × 28,518 kmol/jam × kmol 1 ol m 1000 ∆HR° = -599.738,160 kJ/jam

Perhitungan Panas yang Dibawa Produk (∆H2)

Tout = 43,333 oC = 316,480 K

Komponen kmol/jam xi ∫ Cp dT ∆H = m.∫ Cp.dT C2H4O 33,271 0,512 3169,153 63.695,367 H2O 2,964 0,046 2258,665 4.095,494 C6H12O3 28,518 0,438 7910,362 698,175 H2SO4 0,270 0,004 4263,477 136.849,098 Jumlah 65,023 1,000 205.338,134 ∆H2 = 205.338,134 kJ/jam ∆HR = ∆H1 + ∆HRo + ∆H3 = [-146.912,412 + (-599.738,160 ) + 205.338,134] kJ/jam = - 541.312,438 kJ/jam Qp = 541.312,438 kJ/jam

Neraca Panas Total :

Keterangan Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Panas yang dibawa umpan 146.912,412

Panas yang dibawa produk 205.338,134

Panas reaksi 599.738,160

Panas yang diserap pendingin 541.312,438

Jumlah 746.650,572 746.650,572

Kebutuhan pendingin berdasarkan jumlah panas yang diserap ( Qp ) Qp =541.312,438 kJ/jam × kJ 1 kkal 0,24 × s 3600 jam 1 = 35,910 kkal/s =512.997,890 Btu/jam

Untuk pendingin, dipakai air yang masuk pada suhu 30 o_{C dan keluar pada}

suhu 40 o_C. T1 = 30 oC = 303,15 K = 86 oF Lampiran D 298,15 316,480 298,15 316,480

T2 = 40 oC = 313,15 K = 104 oF

Trata-rata = 35 oC = 308,15 K = 95 oF

Sifat fisis air pada Trata-rata:

Cp = 4,183 kJ/kg.K = 0,999 Btu/lbm.o_F

ρ = 1010,537 kg/m3 _{= 63,086 lbm/ft}3

μ. = 0,733 cp = 1,774 lbm/ft.jam

k = 1,093 W/m.K = 0,631 Btu/jam.ft.o_F

2.

2. Kebutuhan Pendingin yang DibutuhkanKebutuhan Pendingin yang Dibutuhkan

M = _CpQp_.∆T = _{4,183 kJ}541.312,43_{/kg.K×(313,15}8 kJ/jam _-303,15)K = 12.642,348 kg/jam = 3,595 kg/s V = M_ρ = _{1010,537 kg/m}3 kg/jam 12.642,348 = 12,8074 m3_/jam = 0,004 m3_/s

3. Penentuan Pipa Koil PendinginPenentuan Pipa Koil Pendingin

Ukuran nominal pipa (IPS) = 2 in

Diameter luar (OD) = 2,38 in = 0,0605 m

Schedule Number (SN) = 40

Diameter dalam (ID) = 2,067 in = 0,0525 m

Flowarea tiap pipa (ao) = 3,35 in2 _{= 0,0022 m}2

Surface area per lin ft (Ao) = 0,622 ft2_{/ft = 0,1896 m}2_/m

Susunan koil = helix

Diameter helix (DH) = 0,6 – 0,8 IDr (Rase, hal 361)

Dipilih DH = 0,8 IDr

IDr = 1,551 m

DH = 1,086 m

Jarak antar lilitan (l) = (1 – 2) × OD

Dipilih l = 1,5 × OD

Jarak antar lilitan (l) = 0,091 m

4. Perhitungan Koefisien Transfer Panas Dalam Koil (Data Pendingin) Perhitungan Koefisien Transfer Panas Dalam Koil (Data Pendingin)

(Kern, pers 6.2 halaman 103)

Dengan: hi = koefisien transfer panas konveksi dalam koil (Btu/hr.ft2_.F)

ID = diameter dalam koil (ft) = 0,172 ft

k = konduktivitas panas pendingin

Lampiran D     + = DH ID 5 , 3 1 . Pr . Re . 027 , 0 k ID . hi 0,8 ₃1 (Kern, halaman 721)

= 0,631 Btu/hr.ft.o_F DH = diameter helix (ft) = 3,562 ft Gt = o air a M = _{0,0022 m}2 kg/s 3,595 = 1663,408 kg/m2_.s Re= Gt_µ.ID= kg/m.s 0,0007 m 0,0525 × s m / kg 1663,408 2 = 119.096 Pr = bilangan Prandtl Pr = k . cpµ = F . ft . jam / Btu 0,631 jam . ft / lbm ,774 1 × F . lbm / tu B 0,999 o o = 2,806     + = DH ID 5 , 3 1 . Pr . Re . 027 , 0 k ID . hi 0,8 ₃1 0,6314 0,0525 . hi ₌       + 562 , 3 0,0525 5 , 3 1 . 2,8065 . 119096 . 027 , 0 0,8 13 hi = 1877,290 Btu/jam.ft2_.o_F = 2,545 kkal/s.m2_.o_C

5. Perhitungan Koefisien Transfer Panas pada Bagian Dalam Koil Perhitungan Koefisien Transfer Panas pada Bagian Dalam Koil

hio =

OD ID

= 2,545 kkal/s.m2_.o_{C ×} m 0,0604 m 0,0525 = 2,210 kkal/s. m2_.o_C

6. Perhitungan Koefisien Transfer Panas di Luar Koil (Data Fluida)Perhitungan Koefisien Transfer Panas di Luar Koil (Data Fluida)

Dengan:

ho = koefisien transfer panas konveksi di luar koil (Btu/hr.ft2_.F)

k = konduktivitas panas cairan = 0,108 Btu/jam.ft.o_F

Di = diameter impeller = 1,696 ft

OD = OD koil = 0,198 ft

ρ = densitas cairan = 46,935 lb/ft3

N = kecepatan putar impeller = 7500 rpj

cp= panas jenis cairan = 0,579 Btu/lbm.o_F

μ= viskositas cairan = 1,604 lbm/ft.jam

μw= viskositas air = 1,774 lbm/ft.jam

L = panjang impeller = 1,696 ft

(

7358,996

) (

× 2,051

) (

× 0,986

)

× 87 , 0 F . Btu/jam.ft 0,108 ft 1,696 . ho _o =     ho = 822,275 Btu/jam.ft2.oF = 1,115 kkal/s.m2_.o_C

7. PerhitunganPerhitungan Clean Overall Coefficient Heat Transfer (Uc) Clean Overall Coefficient Heat Transfer (Uc)

Uc = ho hio ho × hio

+ (Kern, pers 6.7 halaman 106)

Lampiran D 14 . 0 3 / 1 3 / 2 2 w k c N L 87 , 0 k Di . ho     µ µ       µ     µ ρ

= C . m kkal/s. 1,115) (2,210 C . m kkal/s. 1,115 × C . m kkal/s. 2,210 o 2 o 2 o 2 + = 0,741 kkal/s. m2_.o_C = 546,602 Btu/jam.ft2_.o_F

8. PerhitunganPerhitungan Dirt overall coefficient heat transfer (Ud) Dirt overall coefficient heat transfer (Ud) Ud = hd Uc hd . Uc

+ (Kern, pers 6.10 halaman 107)

hd = 1/Rd

Rd = 0,001 ft2_.jam.o_{F/Btu (Kern, tabel 8)}

hd = 1/0,001 hd = 1000 Btu/hr.ft2_.o_F = 5678 J/s.m2_.o_C = 0,525 kkal/s. m2_.o_C Ud = C . m kkal/s. ) 525 , 0 (0,741 C) . m kkal/s. 525 , 0 ( × C) . m kkal/s. (0,741 o 2 o 2 o 2 + = 0,307 kkal/s. m2_.o_C 9. Perhitungan ΔTPerhitungan ΔTLMTDLMTD Tin = 36,670 oC = 97,996 oF Tout = 43,333 oC = 110 oF t1 = 30 oC = 86 oF t2 =40 oC = 104 oF ∆T1 = Tin - t1 = 6,665 oC ∆T = T - t = 3,33 o_C

ΔTLMTD = _      ∆ ∆ ∆ − ∆ 2 T 1 T ln 2 T 1 T = _      − 33 , 3 665 , 6 ln 33 , 3 665 , 6 = 4,806 o_{C = 40,651} o_F 10.

10.Luas kontak perpindahan panasLuas kontak perpindahan panas

At = LMTD T . Ud Q ∆ = F) (40,651 × F) . Btu/jam.ft (226,573 Btu/jam 0 512.997,89 o o 2 = 55,703 ft2 = 5,175 m2 11.

11.Perhitungan Jumlah KoilPerhitungan Jumlah Koil

Surface area per lin ft (Ao) = 0,622 ft2_{/ft = 0,1896 m}2_/m

Keliling helix = π . [(1,086 m)2 _{+ (0,091 m)}2₎0,5 = 3,422 m Panjang koil = At / Ao = /m m 0,1896 m 5,175 2 2 Lampiran D

= 27,290 m

Jumlah putaran = Lt/keliling helix

= m 3,422 m 27,290 = 7,973≈ 8 putaran

12. Menentukan Tinggi Koil dan Volume Koil Menentukan Tinggi Koil dan Volume Koil

tinggi koil = Nt . OD + (Nt-1) . l

= 8 . 0,0605 + (8-1) . 0,091 = 1,118 m

Volume koil 1 lilitan = .OD .Lc 4 2 π = .(0,0604 ).27,290 4 2 π = 0,0783 m3

Volume koil 8 lilitan = (0,0783 m3)_{. 8 putaran}

= 0,626 m3

13.

13. Menghitung Tinggi Cairan Dalam Tangki (Z)Menghitung Tinggi Cairan Dalam Tangki (Z)

V total = Vcairan + Vkoil

Volume cairan = 2,945 m3

Volume total = 3,024 m3

Volume bottomhead = 0,276m3

ID reaktor = 1,551m3

volume cairan dalam shell = volume cairan - volume head dasar = 2,669m3

Tinggi cairan dalam shell = _{( /4).D}2 shell dalam cairan Vol π = ₂ 3 m) 551 ,14/4).(1, 3 ( m 2,669 = 1,413 m Tinggi reaktor = 1,551 m

% tinggi cairan dalam reaktor =

m 1,551 m 1,413 × 100% = 91,0872 % G.

G. Perancangan Pipa Inlet Dan Outlet ReaktorPerancangan Pipa Inlet Dan Outlet Reaktor

1.Ukuran Pipa Cairan Pemasukan Umpan

Komponen kg/jam xi ρ (kg/L) xi. ρi Fvi

C2H4O 5234,638 0,985 0,748 0,736 7001,257 H2O 53,404 0,010 1,011 0,010 52,847 C6H12O3 0,000 0,000 0,965 0,000 0,000 H2SO4 26,438 0,005 1,810 0,009 14,604 Jumlah 5314,480 1,000 7068,708 F = 5314,480 kg/jam camp ρ = 0,752 kg/L 708 , 7068 480 , 5314 Fvi Fvi . i _{= =} ρ

∑

∑

Lampiran D

Q = kg/m 751,832 kg/jam 5314,480 3 = 7,069 m3_{/jam ×} 3 m 1 ft 3,2808       _× s 3600 jam 1 = 0,069 ft3_/s

Diopt = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, persamaan 6.32 hal 100)

= 3,9 × (0,069 ft3_/s)0,45 _{× (46,936 lbm/ft}3₎0,13

= 1,936 in Dipilih pipa standar:

Diameter dalam pipa (ID) = 2,067

Diameter luar pipa (OD) = 2,38

Nominal Pipe Size (IPS) = 2 in

Schedule Number (SN) = 40

(Kern, tabel 11 halaman 844) 2. Ukuran Pipa Cairan Pengeluaran Reaktor

Komponen kg/jam xi ρi (kg/L) xi.ρi Fvi

C2H4O 1465,699 0,276 0,748 0,206 1960,352 H2O 53,404 0,010 1,0011 0,010 52,847 H2SO4 26,438 0,005 1,810 0,009 14,604 C6H12O3 3768,939 0,709 0,965 0,684 3906,502 Total 5314,480 1,000 5934,305 F = 5314,480 kg/jam camp ρ = 0,896 kg/L 305 , 5934 480 , 5314 Fvi Fvi . i _{= =} ρ

∑

∑

Q = 5314,480_{895,552 kg/m}kg/jam3

= 5,934 m3_{/jam ×} 3 m 1 ft 3,2808       _× s 3600 jam 1 = 0,058 ft3_/s

Diopt = 3,9 × Q0,45 × ρ0,13 (Walas, persamaan 6.32 hal 100)

= 3,9 × (0,058 ft3_/s) 0,45 _{× (55,908 lbm/ft}3₎0,13

= 1,830 in Dipilih pipa standar:

Diameter dalam pipa (ID) = 2,067

Diameter luar pipa (OD) = 2,38

Nominal Pipe Size (IPS) = 2

Schedule Number (SN) = 40

(Kern, tabel 11 halaman 844)

2,106 m Ø 1,551 m 0,051 m 1 2 3 5 6 0,051 m ₄ 1,118 m 0,006 m 0,051 m

Gambar Penampang Reaktor Keterangan :

1. Pipa pemasukan umpan asetaldehida

2. Motor Pengaduk

3. Pipa pemasukan katalis asam sulfat

4. Koil pendingin