PRA RANCANGAN PABRIK DIETIL ETER DENGAN PROSES DEHIDRASI ETANOL KAPASITAS PRODUKSI TON/TAHUN

i

PROSES DEHIDRASI ETANOL KAPASITAS

PRODUKSI 15.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan sebagai salah satu syarat untuk memperoleh Gelar Sarjana Teknik Kimia

Oleh :

Nama : Andi Wibowo No. Mhs : 09521031

KONSENTRASI TEKNIK KIMIA

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

UNIVERSITAS ISLAM INDONESIA

YOGYAKARTA

1 bantuan katalis SiO2 – Al2O3. Alat : Reaktor fixed bed Adiabatis.

1. Reaksi Kimia

Reaksi dehidrasi etanol berlangsung pada suhu 130 - 250 oC dan tekanan 2,5 atm. Reaksi yang terjadi di dalam reaktor adalah :



C2H5



2O H2O k 5 2 1 OH H C 2   ……….(1) O H H C_{2 4 2} k 5 2 2 OH H C   ……….(2)

Umpan terdiri dari 95% etanol dan 5% air. Reaksi merupakan order satu. 2. Sifat-sifat Fisis Campuran Gas

2.1 Kapasitas Panas Gas

Kapasitas masing-masing gas tergantung dari suhu, dan dianggap mengikuti persamaan polinomial :

Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4, Joule/mol.K

Nilai konstanta A, B, C, D dan E untuk masing- masing gas diperoleh dari Yaws, 1999.

4 -12 3 8 2 5 T 46,6.10 10 . 15,046 10 . 957 , 10 0,11055 27,091 5 2        T T T Cp_CHOH ...(3) 4 -12 3 8 2 7 ) ( _{2 52} 35,9790,28444 12,673.10 10,128.10 34,529.10 T   T T T Cp _{CH O} ...(4) 4 -13 3 9 2 6 T 36,934.10 10 . 825 , 17 10 . 906 , 29 0,0084186 933 , 3 3 2        T T T Cp_HO ...(5) 4 -12 3 8 2 5 T 68,274.10 10 . 766 , 23 10 . 774 , 24 0,014831 32,083 4 2        T T T Cp_CH ...(6)

Untuk campuran : 



_i i p mix p C y C . ...(7) dengan :

Cp : kapasitas panas, J/mol.K T : suhu, K

yi : fraksi mol gas dalam campuran 2.2 Panas Reaksi

Untuk menghitung ΔHR pada berbagai suhu digunakan persamaan :







0





0



_tan 0 298 tan 0 298 , 298 , 298 , 298 , reak f produk f R T reak p produk p R R H H H dT C C H H            



..…….(8)

Data-data entalpi pembentukan sebagai berikut : Komponen ΔHf0, 298 (kJ/mol) C2H5OH –234.81 (C2H5)2O –252.21 H2O -241,80 C2H4 52.30 Untuk Reaksi 1 :



C₂H₅



₂O H₂O k 5 2 1 OH H C 2     mol J mol kJ Hf Hf Hf K H R _{CH O HO} / 24390 / 39 , 24 )) 81 , 234 .( 2 ( ) 80 , 241 21 , 252 ( ) 2 ( ) ( 298 , 0 0 _C0_HOH 0 5 2 2 2 5 2 1                



 





C C C



dT K H H T OH H C p O H p O H C p R R  



   298 ) ( 0 5 2 2 2 5 2 1 1 ,298 2. Untuk Reaksi 2 : O H CO CO O H C 2 2 k 2 8 4 5 2 2 4 2      mol J mol kJ Hf Hf Hf Hf Hf K H R _{CO CO HO O CH} / 7800 / 8 , 7 28 , 0 0 ( ) 7979 , 57 .( 4 ) 052 , 94 .( 2 ) 2718 , 26 .( 2 ) 5 ( ) 4 2 2 ( 298 , 0 0 0 0 0 0 8 4 2 2 2 2                     











C C C



dT K H H T OH H C p O H p H C p R R  



   298 0 5 2 2 4 2 2 2 ,298 2 dengan :

∆HR : panas reaksi, kJ/mol

T : suhu, K (Smith and Van Ness,1996)

2.3 Berat Molekul

Berat molekul merupakan fungsi fraksi mol gas penyusun :



i i



Campuran y M

M   . .…...(9)

dengan : yi = fraksi mol

Mi = berat molekul komponen gas penyusun Data berat molekul komponen gas penyusun :

Komponen Berat Molekul, (kg/kmol) C2H5OH 46,069

(C2H5)2O 74,123

H2O 18,015

2.4 Viskositas Gas

Viskositas gas murni dapat diperkirakan dengan persamaan :

2 B A T CT i     ...…...(10) (Yaws, 1999)

Dengan : μi = viskositas gas murni, mikropoise

T = suhu, K

Konstanta A, B, dan C masing- masing gas sebagai berikut (Yaws, 1999):

Komponen A B C

C2H5OH 1,499 3,07.10-1 -4,45.10-5 (C2H5)2O -7,932 3,02.10-1 -7,39.10-5 H2O -36,826 4,29.10-1 1,62.10-5 C2H4 -3,985 3,87.10-1 -1,23. 10-4

Untuk campuran gas : ) μ . ( μ_mix  y_{i i} ...…...(11) 2.5 Densitas Gas

Gas di dalam reaktor dianggap mengikuti persamaan gas ideal. Densitas campuran gas dapat dihitung dengan persamaan :

camp camp T M V n M T R P    ρ n.R.T P.V ...…...(12) Dengan : ρ : densitas campuran gas, kg/m3

T : suhu operasi, K

R : konstanta gas = 0,08206 atm.m3/kgmol.K Mcamp : berat molekul campuran gas, g/gmol

(Perry and Green, 1984) 2.6 Data Katalis Diameter, Dp = 8,20E-04 ft ρp (particle density) = 480,2151074 lb/ft3 ρb (bulk density) = 0,7 gr/cm3 = 43,69957 lb/ft3 Porositas, ϕ = 0,90900001 1-ϕ = 0,09099999 Konstanta gravitasi, gc = 416975040 lb.ft/hr2 3 Perancangan Reaktor

Untuk penyederhanaan lambang dapat dituliskan :

1. 2A B + C 2. A D + C dengan : A = C2H5OH B = (C2H5)2O C = H2O D = C2H4 1. 2A B + C Mula-mula FA0 FB0 FC0

Berekasi -FA0.x ½ FA0.x ½ FA0.x Sisa FA0 - FA0X FB0 + ½ FB0.x Fco + ½ FA0.x

2. A D + C

Mula-mula FA0 FB0 FC0

Berekasi -FA0.x FA0.x FC0.x Sisa FA0 - FA0.x FB0 + FA0.x Fco + FA0.x

Komponen Mula-mula Bereaksi Sisa

A FA0 FA0.x Fa = FA0 - FA0.x

B FB0 ½. FA0.x Fb =Fbo+½. FA0.x

C FC0 ½. FA0.x+ FA0.x Fc = Fco+½. FA0.x+ FA0.x

D FD0 FA0x Fd = Fdo+ FA0.x

Total (FT 0) = FA0 + FB0 + FC0 + FD0

3.1 Menentukan Harga Konstanta Kecepatan Reaksi Data konversi reaksi dari jurnal:

Suhu (K) Konversi Selektivitas Dietil Eter Selektivitas Etilen

523 0,666 0,932 0,068

573 0,856 0,68 0,32

Kondisi operasi reaktor percobaan: Tekanan, P : 1 atm

Laju alir, V0 : 0,0048 m3/jam Berat katalis, W : 0,0005 kg Perhitungan:



 A x A A A C dx k F W 0 0 1 …...(13)

Integral diselesaikan dengan metode Simpson’s Rule:

 

 

 





   





     _{     }  _{n n n} A x f x f x f x f x f x f x k F W 1 2 2 1 0 0 4 2 ... 2 4 3 1 …...(14) n x x A 0  Diambil n32

Konstanta kecepatan reaksi disusun berdasarkan persamaan Arrhenius

_…...(15)

Dimana: FA0 = Laju alir mol A, kmol/jam x = Konversi

CA = Konsentrasi A dalam larutan, kmol/ k = konstanta kecepatan reaksi

A = Faktor tumbukan E = Energi aktivasi pada suhu 523 K

Dari perhitungan komputer dengan metode Simpson’s rule, didapat:



 f x 3 = 29,78706 k1 = 5,668161 m3/kg-cat.jam k2 = 0,413557 m3/kg-cat.jam

pada suhu 573 K

Dari perhitungan komputer dengan metode Simpson’s rule, didapat:



 f x 3 = 152,3947067 k1 = 21,15813302 m3/kg-cat.jam k2 = 9,956768481 m3/kg-cat.jam

nilai k1 dan k2 disusun berdasarkan persamaan Arrhenius kemudian disubsitusikan, didapat:

T e k 50 , 7894 1 20368789,76   …...(16) T e k 85 , 19066 1 2815004243659060   …...(17)

3.2 Perhitungan Neraca Massa Reaktor Asumsi :

1. Keadaan steady state

2. Difusi ke arah radial dan aksial diabaikan

3. Panas berlangsung secara adiabatic non isothermal 4. Kecepatan gas masuk reaktor tetap

5. Aliran plug flow

Neraca massa C2H5OH dalam reaktor pada elemen volume

Fa|z

∆z z+∆z

Fa|z+∆z

Mol C2H5OH pada sembarang waktu:

...(19) Subtitusi ke persamaan (18):

...(20) ...(21) ...(22)

3.3 Neraca Panas Gas Asumsi :

1. Kondisi steady state

2. Perbedaan suhu hanya arah aksial

Neraca panas pada elemen volume: T|z

∆z z

z+∆z

T|z+∆z

Arus panas masuk – arus panas keluar – laju alir panas reaksi = akumulasi ...(23) ...(24)

3.4 Menghitung Pressure Drop

Pressure drop dalam pipa dapat dihitung dengan persamaan Ergun:

(

) [

]

...(25) Dimana : Dengan : P = tekanan (lbf/ft2) z = tinggi bed katalis (ft) 4 Perhitungan Reaktor

Persamaan diferensial diselesaikan secara simultan menggunakan metode Runge Kutta orde 4. Perhitungan dihentikan ketika konversi reaksi 2 mulai mningkat.

Data yang dibutuhkan:

FA0 = 53,31131907 kmol/jam FC0 = 7,175304668 kmol/jam FT 0 = 60,48662374 kmol/jam Cao = 0,066606308 kmol/m3 Menentukan dimensi reaktor:

Stage 1 : Diameter = 1,3 m P masuk = 2,5 atm T masuk = 403,15 K dz = 0,05 m z (m) x1 x2 x T (K) P (atm) 0 0 0 0 403,15 2,5

0,05 0,003832 5,16E-07 0,003832 404,2409 2,499936 0,1 0,00785 1,1E-06 0,007851 405,3824 2,499871 0,15 0,012072 1,77E-06 0,012074 406,579 2,499806 0,2 0,016519 2,53E-06 0,016521 407,836 2,499741 0,25 0,021211 3,41E-06 0,021215 409,1592 2,499675 0,3 0,026176 4,43E-06 0,02618 410,5553 2,499609 0,35 0,031443 5,62E-06 0,031449 412,0323 2,499543 0,4 0,037048 7,02E-06 0,037055 413,5991 2,499476 0,45 0,043031 8,69E-06 0,04304 415,2664 2,499409 0,5 0,049443 1,07E-05 0,049453 417,0469 2,499342 0,55 0,056341 1,31E-05 0,056354 418,9556 2,499274 0,6 0,063797 1,61E-05 0,063813 421,0105 2,499206 0,65 0,071898 1,98E-05 0,071918 423,2338 2,499137 0,7 0,080752 2,45E-05 0,080777 425,6527 2,499068 0,75 0,090496 3,06E-05 0,090527 428,3014 2,498998 0,8 0,101305 3,86E-05 0,101343 431,2232 2,498928 0,85 0,113406 4,94E-05 0,113456 434,4745 2,498856 0,9 0,127107 6,46E-05 0,127171 438,1303 2,498784 0,95 0,142827 8,66E-05 0,142914 442,2923 2,498711 1 0,161167 0,00012 0,161287 447,1038 2,498637 1,05 0,183012 0,000174 0,183186 452,7733 2,498561 1,1 0,209742 0,000268 0,21001 459,6185 2,498484 1,15 0,243636 0,000451 0,244087 468,1495 2,498405

1,2 0,288756 0,000865 0,289621 479,2314 2,498323 1,25 0,352944 0,002037 0,354981 494,3779 2,498238 1,3 0,451593 0,00655 0,458143 515,7576 2,498147

Komposisi gas keluar reaktor stage 1: P = 2,498 atm

T = 515,76 K

Komponen kmol/jam BM kg/jam

C2H5OH 28,88711954 46,069 1330,80071 (C2H5)2O 12,03751068 74,123 892,2564044 H2O 19,56199351 18,015 352,4093131 C2H4 0,349178158 28,054 9,79584405

Total 60,8358019 2585,262272

Gas didinginkan di cooler sampai pada suhu umpan awal dan dialirkan ke reaktor stage 2: Kondisi masuk stage 2:

P masuk = 2,430 atm T masuk = 403,15 K Diameter = 1,3 m dz = 0,05 m z (m) x1 x2 x T (K) P (atm) 1,3 0,451593 0,00655 0,458143 403,15 2,430101 1,35 0,453563 0,00655 0,460113 403,6864 2,430034 1,4 0,455575 0,00655 0,462125 404,2338 2,429967

1,45 0,457631 0,006551 0,464181 404,7925 2,4299 1,5 0,459732 0,006551 0,466283 405,3631 2,429833 1,55 0,461881 0,006551 0,468433 405,9459 2,429765 1,6 0,46408 0,006552 0,470632 406,5416 2,429698 1,65 0,46633 0,006552 0,472882 407,1504 2,42963 1,7 0,468634 0,006552 0,475186 407,7731 2,429562 1,75 0,470994 0,006553 0,477546 408,4102 2,429494 1,8 0,473412 0,006553 0,479965 409,0622 2,429426 1,85 0,475891 0,006554 0,482444 409,7299 2,429358 1,9 0,478433 0,006554 0,484988 410,4138 2,429289 1,95 0,481043 0,006555 0,487598 411,1148 2,429221 2 0,483722 0,006555 0,490277 411,8335 2,429152 2,05 0,486474 0,006556 0,49303 412,5709 2,429083 2,1 0,489302 0,006557 0,495859 413,3277 2,429014 2,15 0,492211 0,006558 0,498769 414,1049 2,428944 2,2 0,495204 0,006558 0,501763 414,9035 2,428875 2,25 0,498286 0,006559 0,504845 415,7245 2,428805 2,3 0,501461 0,00656 0,508022 416,5691 2,428735 2,35 0,504735 0,006561 0,511296 417,4385 2,428665 2,4 0,508112 0,006562 0,514675 418,334 2,428595 2,45 0,511599 0,006564 0,518163 419,257 2,428524 2,5 0,515202 0,006565 0,521767 420,2089 2,428453 2,55 0,518927 0,006567 0,525493 421,1915 2,428382

2,6 0,522782 0,006568 0,52935 422,2065 2,42831 2,65 0,526774 0,00657 0,533344 423,2558 2,428239 2,7 0,530913 0,006572 0,537485 424,3413 2,428167 2,75 0,535207 0,006575 0,541781 425,4654 2,428095 2,8 0,539667 0,006577 0,546244 426,6304 2,428022 2,85 0,544303 0,00658 0,550883 427,839 2,427949 2,9 0,549129 0,006583 0,555712 429,094 2,427876 2,95 0,554156 0,006587 0,560743 430,3984 2,427803 3 0,5594 0,006591 0,565991 431,7557 2,427729 3,05 0,564876 0,006596 0,571472 433,1696 2,427655 3,1 0,570602 0,006601 0,577203 434,644 2,427581 3,15 0,576597 0,006607 0,583204 436,1833 2,427506 3,2 0,582882 0,006614 0,589496 437,7925 2,42743 3,25 0,589479 0,006622 0,596102 439,4767 2,427355 3,3 0,596416 0,006632 0,603048 441,2418 2,427278 3,35 0,60372 0,006643 0,610362 443,0941 2,427202 3,4 0,611421 0,006656 0,618077 445,0404 2,427125 3,45 0,619555 0,006671 0,626226 447,0883 2,427047 3,5 0,62816 0,006689 0,634849 449,246 2,426969 3,55 0,637275 0,006711 0,643986 451,5223 2,42689 3,6 0,646947 0,006738 0,653685 453,9267 2,42681 3,65 0,657223 0,00677 0,663993 456,469 2,42673 3,7 0,668156 0,006809 0,674965 459,1596 2,426649

3,75 0,679798 0,006858 0,686656 462,0088 2,426568 3,8 0,692204 0,006919 0,699123 465,0267 2,426485 3,85 0,705426 0,006995 0,712422 468,2219 2,426402 3,9 0,719511 0,007091 0,726602 471,6009 2,426318 3,95 0,734491 0,007214 0,741705 475,1662 2,426233 4 0,750379 0,007369 0,757748 478,9143 2,426146 4,05 0,767152 0,007567 0,774719 482,8326 2,426059 4,1 0,78474 0,007819 0,792559 486,8967 2,425971 4,15 0,803005 0,008137 0,811142 491,0663 2,425881 4,2 0,82173 0,008532 0,830262 495,2835 2,42579 4,25 0,840609 0,009015 0,849623 499,4726 2,425698 4,3 0,859254 0,009587 0,868841 503,5437 2,425604 4,35 0,877229 0,010243 0,887472 507,4017 2,42551 4,4 0,894096 0,010962 0,905059 510,9585 2,425414 4,45 0,90948 0,011717 0,921197 514,1453 2,425317 4,5 0,923117 0,012472 0,935589 516,9223 2,425219 4,55 0,934884 0,013193 0,948077 519,2805 2,42512 4,6 0,944792 0,013854 0,958646 521,2379 2,425021 4,65 0,952961 0,014438 0,967399 522,8317 2,424921 4,7 0,959577 0,014938 0,974515 524,1089 2,42482 4,75 0,964859 0,015354 0,980213 525,1196 2,42472 4,8 0,969026 0,015694 0,98472 525,9113 2,424619 4,85 0,972283 0,015967 0,98825 526,5267 2,424517

4,9 0,974812 0,016183 0,990995 527,0023 2,424416 4,95 0,976764 0,016353 0,993116 527,3681 2,424314 5 0,978264 0,016484 0,994748 527,6484 2,424212

Komposisi gas keluar reaktor stage 1: P = 2,425 atm

T = 524,11 K

Komponen kmol/jam BM kg/jam

C2H5OH 1,358641792 46,069 62,59126871 (C2H5)2O 25,57816169 74,123 1895,930079 H2O 33,54982026 18,015 604,400012 C2H4 0,796353905 28,054 22,34091244

Total 61,28297764 2585,262272

Bed Katalis : Panjang stage 1 = 1,3 m

Panjang stage 2 = 3,4 m

Panjang Total = 4,7 m

Konversi : Konversi total = 0,9745

Konversi 1 = 0,9596

Konversi 2 = 0,0149

Selektivitas DEE = 0,9847

5 Mechanical Design Reaktor 5.1 Shell

Tebal minimum dinding reaktor (ts) dihitung dengan persamaan :

c P E f r P t i shell _  . 6 , 0 . . 2 . …...(26) dengan :

tshell : tebal minimum dinding reaktor , in P : design pressure, psi

f : tegangan maksimum yang diijinkan untuk bahan, psi E : efisiensi sambungan

c : corrosion allowance, in

Dipilih bahan shell Stainless Steel SA 212 Grade B dengan tegangan maksimum yang diijinkan untuk suhu maksimum 600 °F adalah 6500 psi (Brownell and Young, 1959). Faktor keamanan untuk “design pressure” sebesar 10-20%, diambil 20%.

f = 12.650 lb/in2

Tekanan Operasi = 2,5 atm = 36,24 psi

Tekanan untuk perancangan = 1,2. (Tekanan Operasi) = 44,09 psi Diameter dalam shell = 1,3 m = 51,18 in

r1 = 0,5. (IDS)

= 0,5 .(51,18) in = 25,59 in

Corrosion allowance = 0,125 in

Efisiensi sambungan = 0,8 (double welded butt joint)



 



 





0,125 0,237in 09 , 45 . 6 , 0 8 , 0 . 12650 59 , 25 . 09 , 44     s t

Dipilih tebal standar 1/4 in.

Diameter luar shell (ODS) = IDS + 2 tshell = 51,18 + 2 (0,25) = 51,68 in = 1,3127 m 5.2 Head

Dipilih bentuk Torispherical Dished Head (untuk tekanan sampai dengan 225 psi). a = IDS/2 = 51,18/2 = 25,59 in 0,65 m OD sf ID t OA r a b

Gambar 1. Hubungan Dimensional untuk Torispherical Dished Head Keterangan :

t : tebal head, in sf : straight flange, in r : jari-jari dish, in OD : diameter luar head, in ID : diameter dalam head, in b : tinggi head, in

a : jari-jari head,in Tabel 5.7 Brownell and Young :

AB = IDS/2 – (icr) = 25,59 - 3 ¼ = 22,34 in BC = r - (icr) = 54 – 3 ¼ = 51,75 in

   



 

2



2 2 2 34 , 22 75 , 51 54      b AB BC r b = 8,43 in Flange head = sf = 2,5 in Tebal Head

Tebal head dihitung dengan persamaan :

c P E f IDs P t_h    2 , 0 . . 2 . …...(27) dengan : th : tebal head, in

P : internal pressure, psi IDs : diameter dalam shell, in

f : tegangan maximum yang diijinkan, psi E : efisiensi sambungan

c : corrosion allowance, in

Dipilih bahan head Stainless Steel SA 212 Grade B dengan tegangan maksimum yang diijinkan untuk suhu maksimum 500 °F adalah 6500 psi (Brownell and Young, 1959). Efisiensi sambungan 80% (double welded butt joint) dan corrosion allowance 0,125 in f = 6500 lb/in2

Tekanan untuk perancangan = 1,2. (Tekanan Operasi) = 44,09 psi Diameter dalam shell = 1,3 m = 51,18 in













0,125 0,224in 09 , 44 . 2 , 0 8 , 0 . 12650 . 2 18 , 51 . 09 , 44     h t

Dipilih tebal standar ¼ in. Tinggi Head

Tinggi head = b + sf + th …...(28)

Untuk tebal head 0,875 in, nilai sf standar berkisar antara 11/2 - 21/2 in (Brownell and Young, 1959). Berdasarkan data tersebut dipilih sf 21/2 in.

Tinggi head = 8,43 + 21/2 + ¼ = 11,18 in 5.3 Spesifikasi Nozzle

Dipilih jenis pipa Carbon Steel karena harga lebih murah dan komponen yang melewati pipa tidak bersifat korosif.

…...(29) Jumlah gas keluar (Ft) = 2585,26 kg/jam

G = 0,7181 kg/s

5.3.1 Diameter saluran gas umpan masuk reaktor ρ = 3,23 kg/m3

Dopt = 293. (0,7181)0,53. (3,23)-0,37 Dopt = 159,31 mm = 6,27 in

Dipilih pipa dengan spesifikasi:  Nominal Pipe Size (NPS) : 8 in

 Sch No. : 80  ID : 7,625 in 37 0 53 0 293 , - , opt G ρ D 

 OD : 8,625 in 5.3.2 Diameter saluran gas keluar stage 1

ρ = 2,51 kg/m3

Dopt = 293. (0,7181)0,53. (2,51)-0,37 Dopt = 174,81 mm = 6,88 in

Dipilih pipa dengan spesifikasi:  Nominal Pipe Size (NPS) : 8 in

 Sch No. : 80

 ID : 7,625 in

 OD : 8,625 in

5.3.3 Diameter saluran gas masuk stage 2 ρ = 3,12 kg/m3

Dopt = 293. (0,7181)0,53. (3,12)-0,37 Dopt = 161,35 mm = 6,35 in

Dipilih pipa dengan spesifikasi:  Nominal Pipe Size (NPS) : 8 in

 Sch No. : 80

 ID : 7,625 in

 OD : 8,625 in

5.3.4 Diameter saluran gas keluar reaktor ρ = 2,38 kg/m3

Dopt = 293. (0,7181)0,53. (2,38)-0,37 Dopt = 178,41 mm = 7,02 in

 Nominal Pipe Size (NPS) : 8 in

 Sch No. : 80

 ID : 7,625 in

 OD : 8,625 in

5.4 Empty Space

Empty space adalah ruang kosong di atas dan di bawah tumpukan katalisator. Emty space di atas tumpukan katalisator stage 1 = 20 in

Emty space di bawah tumpukan katalisator stage 1 = 27,625 in

Emty space antara plate pemisah = 2 in

Emty space di atas tumpukan katalisator stage 2 = 27,625 in

Emty space di bawah tumpukan katalisator stage 2 = 20 in +

Total = 97,25 in

5.5 Plate Pemisah

Plate pemisah adalah plate yang diletakkan diantara stage 1 dan stage 2 Digunakan 2 Plate dengan spasi antar plate 2 inchi.

5.6 Tinggi Reaktor

Tinggi reaktor (L) = tinggi katalis + 2 tinggi head + Empty Space + Plate Pemisah

…...(30)

Tinggi reaktor (L) = 4,7 meter.(39,37 meter/in) + 2.(11,18 in) + 97,25 in + 2 in

= 306,469 in

= 7,78 m

5.7 Volume Reaktor

Volume Head, Vh = 0,000049 (di)3 = 0,000049. (47,976)3

= 6,5694 in3

= 0,000108 m3

Volume shell, Vs = π/4. (IDs)2. LS = π/4. (1,3)2 . 7,22 = 9,58 m3 Volume reaktor,VR = Vs + 2 Vh . …...(31) = 9,58 + 2. (0,000108) = 9,58 m3 5.8 Wire Screen

Wire screen terletak diatas dan dibawah tumpukan katalisator berupa anyaman kawat

berukuran 80 x 80 mesh x 0,131 wire screen 5.9 Penyangga Tumpukan Katalisator

Penyangga tumpukan katalis yang dipakai berupa piringan berlubang-lubang (perforated

plate).

5.10 Menghitung Tebal Isolasi Reaktor

Perhitungan tebal isolasi dilakukan dengan meninjau proses transfer panas yang terjadi dari dinding dalam reaktor sampai udara luar.

Proses transfer panas yang terjadi adalah :

 Transfer panas konduksi melalui dinding reaktor  Transfer panas konduksi melalui isolasi

 Transfer panas konveksi dan radiasi dari dinding luar isolasi ke udara Tebal isolasi dihitung dengan menggunakan asumsi :

1. Perpindahan panas pada keadaan steady state Sehingga q1 = q2 = q3 = q4

2. Suhu pada permukaan shell sebelah dalam (T1) adalah sama dengan suhu rata-rata gas dalam shell, yaitu:

2 1 out c in c T T T   …...(32)

dimana : Tc in = suhu gas masuk Tc out = suhu gas keluar

Keterangan :

R1 = jari-jari dalam shell

R2 = jari-jari luar shell

R3 = jari-jari luar setelah diisolasi

xs = tebal dinding

xis = tebal isolasi

Ta = suhu udara luar  30 o

C

T1 = suhu dinding dalam shell

T2 = suhu dinding luar shell

T3 = suhu dinding isolator  50 o

C

Gambar 2. Profil Perpindahan Panas pada Dinding Reaktor Tahap-tahap perpindahan panas dari cairan dalam reaktor ke lingkungan sekitar : 1. Konveksi dari cairan ke dinding dalam reaktor

…...(33) Dengan:

hc1 = Koefisien perpindahan panas konveksi dari cairan ke dinding dalam reaktor, Btu/jam.ft2.R Asumsi: hc1 >> sehingga T1 ~ T2 xs xis R1 R2 q1 R3 q2 q3 Ta ) ( _{1 2} 1 1 h A T T Q  _{c i} 

2. Konduksi dari dinding dalam reaktor ke dinding luar reaktor

...(33)

Dengan: ks = Konduktifitas bahan reaktor (steel), Btu/jam.ft2.(R/ft) 3. Konduksi melalui dinding isolasi

...(34)

Dengan : kis = Konduktifitas bahan isolator, Btu/jam.ft2.(R/ft) 4. Konveksi bebas dan radiasi dari dinding luar isolasi ke sekitar

...(35) Dengan:

hc2 = Koefisien perpindahan panas konveksi dari dinding luar isolasi ke sekitar, Btu/jam.ft^2.R

hr = Koefisien perpindahan panas radiasi dari dinding luar isolasi ke sekitar, Btu/jam.ft^2.R

Aois = Luas permukaan dinding luar isolasi, ft2 Asumsi : Tidak ada akumulasi panas (steady state) Sehingga, Qloss = Q1 = Q2 = Q3 = Q4

Dipilih isolasi dengan spesifikasi sebagai berikut :

* Bahan = Asbes

* Konduktifitas, kis = 0,114 Btu/jam.ft2.(R/ft)

* Emisifitas, eis = 0,9375 (kisaran e untuk asbes = 0.93 - 0.945) Sifat fisis dinding reaktor :

* Konduktifitas, ks = 26 Btu/jam.ft2.(R/ft)         1 2 3 2 2 ln ) .( . . 2 r r T T k z Q  p s         2 3 4 3 3 ln ) .( . . 2 r r T T k z Q  p is ) ( ) ( _{2 4 3} 4 h h A T T Q  _c  _{r ois} 

Algoritma Perhitungan :

1. Trial tebal isolasi, tis = 0,3469788 ft = 4,163745606 in 2. Jari-jari luar isolasi = r3 = r2 + tis = 2,500351571 ft 3. Perhitungan luas permukaan luar isolasi

Aois = phi.(ID + 2.tp + 2.tis).zp = 399,0051774 ft2 4. Trial suhu permukaan luar isolasi

T4 = Tw = 39,975 C = 103,955 F = 563,955 R

5. Perhitungan koefisien perpindahan panas konveksi bebas dan radiasi dari dinding luar isolasi ke sekitar

Menentukan koefisien perpindahan panas konveksi asbestos-udara Tf = (T4+Tu)/2 = 34,9875 oC = 307,9875 K

Sifat-sifat udara suhu 104 oF (Holman) v = 1,70082E-05 m2/s β = 0,003246885 K-1 k = 0,0272254 W/mC Pr = 0,70514 ρ = 1,130756 kg/m3 = 3,58494E+11 ...(36)

GrL Pr > 10E+09 maka aliran turbulen digunakan rumus dr Holman hc=1.31 (ΔT)1/3 Koefisien perpindahan panas konveksi bebas

hc = 1,31 (ΔT)1/3 ...(37) Dengan: ΔT = Tw - Tu = 17,955 R Diperoleh: hc2 = hc = 3,430307863 Btu/jam.ft2.R Pr υ L Tu) -(T β g Pr ₂ 3 3  L Gr

Koefisien perpindahan panas radiasi

...(38) Diperoleh : hr = 1,109218561 Btu/jam.ft2.R

6. Perhitungan panas hilang setelah diisolasi (persamaan 35) Qloss = 32521,79358 Btu/jam

7. Perhitungan suhu dinding luar reaktor

Persamaan (33) diatur kembali sehingga diperoleh persamaan berikut :

Kemudian dengan menganggap Q2 = Qloss dan T2 = T1 maka diperoleh : T3 = 831,0287319 R

8. Perhitungan panas dinding isolasi (persamaan 34)

Q3 = 32521,79358 Btu/jam

Kemudian dengan menganggap Q3 = Qloss maka diperoleh : Qloss - Q3 = 3,70092E-08 Btu/jam

) ( ) ( 4 4 u w u w r T T T T h                _        s pk z r r Q T T  2 ln 1 2 2 2 3         2 3 4 3 3 ln ) ( 2 r r T T k z Q  p is

C D E G B F 7,625 in 7,625 in Keterangan :

A : Pipa pemasukan gas

B : Pipa pengeluaran gas ke pendingin C : Katalis

D : Dinding reaktor E : Isolasi

F : Ruang kosong

G : Pipa peMasukan gas dari pendingin H : Plate pemisah

I : Pipa pengeluaran gas A I 133,86 in 11,18 in 51,18 in 20 in 51,18 in 27,625 in 7,625 in 7,625 in H

Gambar 4. Hubungan Panjang Reaktor dengan Suhu Gas

Gambar 5. Hubungan Panjang Reaktor dengan Tekanan

Gambar 6. Hubungan Panjang Reaktor dengan Konversi

0 100 200 300 400 500 600 0 1 2 3 4 5 6 7 Suhu , K

Panjang Reaktor, meter

T 2.4 2.45 2.5 2.55 0 1 2 3 4 5 6 7 Te ka na n , at m

Panjang Reaktor, meter

P 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 0 1 2 3 4 5 6 7 K onv e rs i

Panjang Reaktor, meter

x1 x2 x

iii

PROSES DEHIDRASI ETANOL KAPASITAS

PRODUKSI 15.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

oleh :

Nama : Andi Wibowo No.Mhs : 09521031

Yogyakarta, 20 Oktober 2014 Pembimbing,

iv

PRODUKSI 15.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

oleh :

Nama : Andi Wibowo No.Mh : 09521031

Telah Dipertahankan di Depan Sidang Penguji Sebagai Salah Satu Syarat untuk Memperoleh Gelar Sarjana Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri

Universitas Islam Indonesia Yogyakarta, November 2012 Tim Penguji

Diana, ST., M.Sc ………..

Ketua

Asmanto Subagyo, Ir.,M.Sc ………..

Anggota I

Bachrun Sutrisno, Ir.,M.Sc ………..

Anggota II

Mengetahui,

Ketua Program Studi Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri

Universitas Islam Indonesia

ii

Saya yang bertanda tangan di bawah ini,

Nama : Andi Wibowo

No. Mahasiswa : 09521031

Yogyakarta, November 2014

Menyatakan bahwa seluruh hasil Tugas Penelitian/ Pra Rancangan Pabrik ini adalah hasil karya sendiri. Apabila di kemudian hari terbukti bahwa ada beberapa bagian dar karya ini adalah bukan hasil karya sendiri, maka saya siap menanggung

resiko dan konsekuensi apapun.

Demikian surat pernyataan ini saya buat, semoga dapat dipergunakan sebagaimana mestinya.

v

Assalamu’alaikum Wr., Wb.

Puji syukur atas kehadirat Allah SWT yang telah melimpahkan rahmat, taufik dan karunia-Nya, sehingga Tugas Akhir ini dapat diselesaikan dengan baik. Shalawat dan salam semoga selalu tercurahkan atas junjungan kita Nabi Muhammad S.A.W, sahabat serta para pengikutnya.

Tugas Akhir Pra Rancangan Pabrik yang berjudul “PRA RANCANGAN PABRIK DIETIL ETER DENGAN PROSES DEHIDRASI ETANOL KAPASITAS PRODUKSI 15.000 TON/TAHUN”, disusun sebagai penerapan dari ilmu teknik kimia yang telah didapat selama dibangku kuliah, dan merupakan salah satu syarat untuk mendapatkan gelar Sarjana Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri, Universitas Islam Indonesia, Yogyakarta.

Penulisan laporan Tugas Akhir ini dapat berjalan dengan lancar atas bantuan berbagai pihak. Oleh karena itu, penyusun ingin menyampaikan terima kasih kepada :

1. Ibu Diana, ST., M.Sc selaku Dosen Pembimbing Tugas Akhir yang telah memberikan pengarahan dan bimbingan dalam penyusunan dan penulisan Tugas Akhir ini.

2. Bapak Asmanto Subagyo, Ir.,M.Sc dan Bachrun Sutrisno, Ir.,M.Sc selaku dosen penguji, yang telah memberikan saran dan masukan dalam Tugas Akhir ini.

vi

Teknologi Industri, Universitas Islam Indonesia.

5. Teman – teman Teknik Kimia 2009 yang selalu memberi warna.

6. Saudara Ageng Pidaksa, A.Md. T dan Bayu Handoko, S. Hut yang telah memberi dorongan untuk segera menyelesaikan pendidikan tinggi saya. Semoga laporan Tugas Akhir ini dapat memberikan manfaat bagi semua pihak, Amin.

Wassalamu’alaikum Wr.,Wb.

Yogyakarta, November 2014