Lampiran 4A (reaktor dehidrasi)

(1)

LAMPIRAN A REAKTOR DEHIDRASI

Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitube

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi dehidrasi gliserol menjadi akrolein dan air

Kondisi operasi :

Suhu = 320℃

Tekanan = 1 atm Konversi = 98,5%

Sistem Reaksi = Endoermis

Tujuan :

1. Menetukan Jenis Reaktor 2. Menghitung Stoikiometri 3. Neraca Massa Reaktor (R-101) 4. Menghitung Densitas

5. Menghitung Viskositas 6. Menghitung Laju Reaksi 7. Menghitung Berat Katalis 8. Desain Tube Reaktor 9. Dimensi Shell 10. Head dan Bottom 11. Tinggi Total Reaktor 12. Volume Reaktor

(2)

Gambar A.1 Reaktor Dehidrasi 1. Menentukan Jenis Reaktor

Dipilih reaktor fixed bed multitube dengan pertimbangan sebagai berikut (Hill, 1997).

a. Zat pereaksi berupa gas dengan katalis padat.

b. Fixed bed reactor cenderung memberikan kontak antara padat dan gas yang baik.

c. Reaksi bersifat eksotermis sehingga memerlukan luas perpindahan panas.

yang bersar agar kontak dengan pendingin optimal.

d. Tidak diperlukan pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor.

e. Umur katalis Panjang 12 – 24 bulan.

f. Membutuhkan sedikit perlengkapan bantu.

g. Pengendalian suhu relatif mudah karena menggunakan tipe shell and tube.

h. Konstruksi reaktor fixed bed multitube lebih sederhana jika dibandingkan reaktor fluidized bed sehingga biaya pembuatan, operasional, dan perawatannya relatif murah.

Laporan IV A

(3)

2. Menghitung Stoikiometri

Laju alir massa (FA0) = 149,739 kmol/jam Untuk menghitung stoikometri dari reaksi oksidasi yaitu:

C3H3O3 (g) → C3H4O (g) + 2H2O

M 162,282 – –

B

147,493 147,493 294,985

S 2,246 147,493 294,985

δ =

(

^ca−b a−1

)

=

(

²1+1 1−1

)

= 2 ε = yA0 δ

= 0,9995 × 2

= 1,999

3. Neraca Massa Reaktor (R-101) Tabel A.1 Neraca Massa Reaktor (R-101)

Kompone n

BM (kg/kmol)

Input Output

F¹¹ N¹¹ W¹¹ F¹² N¹² W¹²

kg/h Kmol/h kg/h Kmol/h

C3H8O3 92 13775,962 149,739 0,999 206,639 2,246 0,005

C3H4O 56 – – – 8259,588 147,493 0,332

H2O 18 1,348 0,075 0,001 5311,083 295,060 0,663

Total 13777,311 13777,311

149,814 444,799

4. Menghitung Densitas

Densitas campuran gas dapat ditentukan dengan persamaan sebagai berikut.

ρ=P x Mr R x T

ρC3H8O3 = P x Mr R x T =

1atm ×92 kg kmol 0,08205 L . atm ×593,15K

= 1,890 kg m³

(4)

ρH2O = P x Mr R x T =

1atm ×18 kg kmol 0,08205 L . atm

mol . K×593,15K

= 0,370 kg m³ Tabel A.2 Densitas Umpan Masuk Gas

Komponen Mr(kg/kmol) Yi ρ (kg/m³) Yi/ρ (kg/m³)

C3H8O3 92 0,999 1,890 0,529

H2O 18 0,001 0,370 0,001

Total 1,000 2,260 0,530

ρumpan = 1,886 kg/m³

5. Menghitung Viskositas

Untuk menentukan viskositas gas dengan persamaan berikut (Yaws, 1999).

μ=A+B . T+C .T²

Tabel A.3 Data Viskositas Gas

Komponen A B C

C3H8O3 -23,1190 0,28879 -0,000034277

H2O -36,8260 0,42900 -0,000016200

 Viskositas C3H8O3

µC3H4O = −23,1190+(0,28879×593,15)+

(

−0,000034277×593,15²

)

= 136,117 µP

= 0,014 cP

µ × y = 0,014 cP × 0,999

= 0,014 cP

 Viskositas H2O

µH2O = −36,8260+(0,429×593,15)+(−0,0000162)×593,15²

= 223,335 µP

= 0,022 cP

µ × y = 0,022 cP × 0,001

= 0,000002 cP Tabel A.4 Viskositas Gas Umpan

Komponen Mr(kg/kmol) wi µ (cP) µ × wi

C3H8O3 56 0,999 0,014 0,014

H2O 18 0,001 0,022 0,000002

Laporan IV A

(5)

Total 1,000 0,036 0,014

µtotal = 0,049 kg/m.jam

6. Menghitung Laju Reaksi 6.1 Menghitung Konstanta Reaksi

Menurut Amin Talebian-Kiakalaieh & Nor Aishah Saidina Amin (2017), nilai konstanta kinetika reaksi untuk oksidasi akrolein sebagai berikut.

K1 = 1,86.10^-3

6.2 Laju Alir Volumetrik QA = ^W^A

ρA

= 13775,962kg/jam 1,890kg/m³

= 7288,024 kg/m³ QF = W_T

ρ_Cam

= 13777,311kg/jam 1,886kg/m³

= 7303,720 kg/m³ 6.3 Konsentrasi Umpan

Laju alir massa, Wa = 13775,962 kg/jam Laju alir mol, FA0 = 149,739 kmol/jam Densitas, ρA = 1,886 kg/m³ CA0 = ^F^A0

Q_F

= 13775,962kmol/jam 7303,720kg/m³

= 0,998 kmol/m³ CA = CA0

(

1−εX^1−x

)

(6)

= 0,998 kmol/m³

(

¹⁻⁽1,999)∗(0,985)^1−0,985

)

= 0,008 kmol/m³

6.3 Menghitung Laju Reaksi – rA = ^{k . C}A

= k^'C_A₀

(

1−εX¹⁻^x

)

7. Menghitung Berat Katalis 7.1 Spesifikasi katalis

Spesifikasi katalis sebagai berikut.

Bahan katalis : Alumunium Oxide (Al2O3)

Bentuk : padat

Umur katalis : 12 – 24 bulan

Diameter katalis : 0,2 mm = 0,0002 m Densitas (ρ) : 1010 kg/m³

Bulk density (ρB) : 500 kg/m³ 7.2 Menghitung Porositas Katalis (ε)

Berdasarkan fogler (2016), nilai porositas katalis dapat dihitung dengan persamaan berikut.

ρB = ρ (1 – ε) 500 = 1010 ( 1 – ε) 500 = 1010 – 1010 ε

ε = 0,505

7.3 Menentukan Massa Katalis

Menentukan Massa katalis dapat menggunakan persamaan berikut.

W = F_A₀

∫

0

x dX

−r^'A – rA = k . C_A

Laporan IV A

(7)

CA = C_A₀( 1−x 1−εX) W = ^F^A⁰

∫

0

x dX

k^'C_A₀( 1−x 1−εX)

= F_A₀

∫

0

x (1−εX)

k^'C_A₀(1−X)dX

= F_A₀ k^'C_A0

∫

0

x (1−εX) (1−X) dX

(Brownel and Young,1959) Kemudian diselesaikan menggunakan metode simpson’s Rule 1/3 sehingga didapatkan hasilnya sebagai berikut.

ΔX (1−εX)

(1−X)

Simps’ I

0 2,617 1 2,617

0,099 0,347 4 1,390

0,197 0,545 2 0,908

0,296 0,591 4 2,364

0,394 0,772 2 1,544

0,493 1,023 4 4,094

0,591 1,396 2 2,792

0,690 2,005 4 8,019

0,788 3,179 2 6,359

0,887 6,393 4 25,271

0,985 51,808 1 51,808

Total 107,464

Simpson’s Rule 1/3

∫

0

X (1−εX)

(1−X) dx = ∑I

Maka : 0,0985

3 x107,464 = 3,528

(8)

Jadi massa katalis pada reaksi oksidasi akrolein adalah W = F_A₀

k^'C_A0

∫

0

x (1−εX) (1−X) dX

= 528,340 kg

7.4 Menentukan Volume Katalis

Adapun persamaan yang digunakan untuk menghitung volume katalis sebagai berikut.

Vcat = Massa Katalis Densitas Katalis

= 528,340kg 1010kg/m³

= 0,523 m³

7.5 Menghitung Tinggi Katalis Keseluruhan

Adapun tinggi katalis keseluruhan dihitung dengan persamaan berikut.

Tinggi katalis keseluruhan = 4x W π x ID²x ρ_katalis

= 4x528,340 π x0,007²x1010

= 14274,113 m 8. Desain Tube Reaktor

8.1 Menghitung Diameter Tube

Diameter pipa dipilih berdasarkan perpindahan panas berjalan dengan baik. Perpindahan panas dipengaruhi oleh koefisien perpindahan panas. Semakin besar koefisien perpindahan panas, maka semakin baik perpindahan panas. Dp/Dt adalah rasio diameter partikel katalis dengan diameter tube, sedangkan hw/h adalah koefisien perpindahan panas dalam pipa. Berikut tabel Dp/Dt dan hw/h:

Dp/d 0,05 0,10 0,15 0,2 0,25 0,3

hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0 6,6

(Sumber: Smith,1970) Keterangan:

Laporan IV A

(9)

Dp = Diameter katalis (m) Dt = Diameter tube (m)

hw = Koefisien transfer panas pipa berisi katalis Hi = Koefisien transfer panas pipa kosong

Pada tabel tersebut dapat dilihat bahwa nilai hw/h paling besar adalah 7,8 sehingga Dp/Dt yang dipilih yaitu 0,15. Sehingga diperoleh:

Dp = 0,0003 m Dp

Dt = 0,15

0,0003

Dt = 0,15

Dt = 0,001 m

= 0,052 inch

Berdasarkan nilai Dt yang diperoleh, agar koefisien perpindahan panas yang baik maka diambil ukuran pipa standar dari tabel 11 (Kern, 1965) dengan spesifikasi sebagai berikut:

(10)

Gambar A.2 Dimensions of Steel Pips (IPS) Nominal Pipe Size : 0,125 in = 0,003 m

Outside Diameter : 0,405 in = 0,010 m Schedul Number : 40

Inside Diameter : 0,269 in = 0,007 m Flow Area per Pipe : 0,058 in² = 0,0000374 m² Surface per lin ft : 0,106 ft²/ft

Weight per lin ft : 0,25 lb steel

Jumlah pipa yang digunakan berdasarkan buku chemical reactor design for process plant, jumlah pipa standar untuk fixed bed multitube reactor berkisar dari 3.000 – 20.000. Jadi jumlah pipa yang dipilih adalah 7.000.

8.2 Menentukan Susunan Tube

Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch, dengan pertimbangan sebagai berikut:

1. Pada susunan triangular pitch, jarak antara tube sempit sehingga laju alir di shell menjadi kecil yang menyebabkan koefisien perpindahan panasnya menjadi besar.

2. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih besar dibandingkan dengan susunan persegi. Hal ini dikarenakan fluida yang mengalir di antar pipa yang letaknya berdekatan akan langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya.

3. Dapat dibuat jumlah tube yang lebih banyak karena susunannya yang rapat.

Laporan IV A

(11)

Gambar A.3 Triangular Pitch 8.3 Menghitung Tebal Tube

Tebal tube dapat dihitung dengan persamaan berikut:

Tebal tube = (OD−ID) 2

= (0,405−0,296) 2

= 0,068 inch

= 0,002 m

8.4 Menghitung Jarak Antar Pusat pipa (Pitch) Pt = 1,25 OD

= 1,25 × 0,405 in

= 0,506 in

= 0,013 m

8.5 Menghitung Jarak Antar Pipa (Clearence) C’ = Pt – OD

= 0,506 – 0,405

= 0,101 in

= 0,003 m

8.6 Menghitung Flow Area Tube At = π × ID tube × Nt

4

= π ×0,007×7.000 4

(12)

= 397,624 in²

= 0,257 m²

8.7 Menghitung Tinggi Tube Tinggi tube yang dipilih = 10 m 8.8 Tinggi Tumpukan Katalis Per Tube

Tinggi tumpukan katalis = 80% dari tinggi tube yang dipilih

= 80% x 10 m

= 8 m 8.9 Jumlah Tube

Nt = Tinggi katalis keseluruhan tinggikatalis per tube

= 14274,113m 8m

= 1784 tube 9. Dimensi Shell

9.1 Menghitung Diameter Shell (IDShell) IDShell =

(

⁴^x^0,866π^{x Nt x Pt}²

)

^0,5

=

(

⁴^x^0,866^x⁷⁰⁰⁰π ^x^0,506²

)

^0,5

= 88,975 in

= 2,260 m

9.2 Menghitung Jari-Jari shell (r) r = ID shell

2

= 88,975 2

= 44,488 in

= 1,130 m

9.3 Menghitung Baffle Space Laporan IV A

(13)

Didalam shell agar pendingin lebih optimal dalam menyerap panas yang dihasilkan oleh reaksi didalam reaktor sehingga jarak baffle dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut:

BS = 1

5 x ID_Shell

= 1

5 x88,975

= 22,243 in

= 0,565 m

9.4 Menghitung Diameter Ekuivalen (De)

Diameter ekuivalen dapat dIhitung dengan persamaan berikut:

De

=

⁴^{x Pt}

2x0,5x0,86−1

8x π x OD_Tube² 0,5x π x OD_Tube

= 4x0,506²x0,5x0,86−1

8x π x0,405² 0,5x π x0,405

= 0,592 in

²

= 0,0004 m

²

9.5 Menghitung Flow Area Shell

Flow Area Shell dapat dihitung dengan persamaan berikut:

As = ID_Shellx C^'x B

Pt

= 88,975x0,101x22,243 0,506

= 395,828 in²

= 0,255 m²

9.6 Menghitung Tebal Shell

Tebal shell dapat dihitung dengan persamaan berikut.

Ts = P x r

f x E−0,6P+C

(14)

= 16,166x44,488

1600x0,8−0,6×16,166+0,125

= 0,181 in

Dari Tabel 5.6 dipilih tebal shell standar yaitu.

Gambar A.4 Dimension Of Flanged And Standard Dished Heads (Brownell and young, 1959)

TS standar = 0,1875 in

9.7 Menghitung Diameter Luar Shell (ODShell)

Diameter luas shell dapat dihitung dengan persamaan berikut:

ODShell = IDshell + 2 TS

= 88,975 + 2 (0,1875)

= 89,350 in

9.8 Menghitung koefisien transfer panas overall

Shell side Tube side

Menghitung Laju Alir Massa Gs = ^W^s

A_s

= 385941,617 0,255

= 1511287,071 kg/jam.m²

Gt = ^W^t A_t

= 13777,311 0,257

= 53706,137 kg/jam.m² Menentukan bilangan reynold

Res = D_e.G_s μ

= 0,0004×1511287,071 0,049

= 11779,057

Ret = D_e.G_t μ

= 0,0004×53706,137 0,049

= 219,185 Menentukan koefisien heat transfer

ho = hi =

Laporan IV A

(15)

0,36

(

De^k^s

)(

^CpPt^s^{x μ}^s

)

¹³^ℜ^0,55

=

0,36

(

0,0004^0,105

)(

^011,3470,013^x^0,085

)

¹³^×¹¹⁷⁷⁹^0,55

= 318554,552 kj/m^2.jam.K

0,813

(

IDT^k^t

)

^exp

(

^{−6× Dp}IDT

)

^ℜ^0,95

=

0,813

(

^0,00040,007

)

^exp

(

⁻⁶0,007^x^0,0002

)

¹³^×^219,185^0,94

= 4,539 kj/m^2.jam.K Menentukan nilai clean overall coefficient (Uc)

ho = ^h^io^{x h}^o hio+ho

= 4,539x318554,552 4,539+318554,552

= 3,015 kJ/m².jam.K Menentukan faktor pengotor (Rd) Rdmin = 0,003 m².jam.K

Ud = Uc

1+Rd × Uc

= 3,015 1+0,003+2,015

= 2,987 kJ/ m².jam.K 10. Head and Bottom

Jenis head yang dipilih adalah torispherical flanged and dished head. Hal ini karena torispherical head merupakana jenis head yang cocok digunakan untuk vessel dengan tekanan 15-200 lb/in² gage (1-13,6 atm). Jenis bahan yang digunakan adalah Carbon steel SA 240 grade S type 304.

(16)

Gambar A.5 Dimensions of ASME Code Flanged and Dished Heads (Brownell

& Young, 1959) Icr = 5,5

rc = 90

w = 1

4

(

³⁺

√

^icr^rc

)

= 1

4

(

³⁺

√

^5,5⁹⁰

)

= 1,761 in th = P. r_c. w

2f . E−0,2.P+c

= 16,166×8×1,761

2×16000×0,8−0,2(16,166)+0,125

= 0,125 in

= 0,003 m th standar = 0,1875 in

Untuk tebal head 0,1875 in, dari tabel 5.8 Brownell and Young maka diambil:

sf = 2

AB = ri – icr

= 44,488 – 5,5

= 38,988 in BC = rc - icr

= 90 – 5,5

= 84,5 in

AC =

AB

¿

¿ (BC)²−¿

√¿

=

38,988

¿

¿ (84,5)²−¿

√¿ Laporan IV A

(17)

= 74,968 in

b =

ID 2 −icr

¿

¿ (rc−icr)²−¿

r_c−√¿

=

44,488–5,5

¿

¿ (90–5,5)²−¿

90−√¿

= 15,032in OA = th + b + sf

= 0,1875 in + 15,032 in + 2 in

= 17,219 in

11. Menghitung Tinggi Total Reaktor

Adapun tinggi total reaktor menggunakan persamaan sebagai berikut:

Tinggi reaktor = Tinggi Shell + 2.OA

= 393,700 + 2 (17,219)

= 428,139 in

= 10,874 m

12. Menghitung Volume Reaktor

12.1

Menghitung Volume Head dan Bottom Total

Untuk menghitung volume total head, diperlukan volume head (Vh) dan volume head pada sf (Vh(sf)) sebagai berikut.

 Vh = 0,000049D³

=

88,975

¿ 0,000049.¿ ¿

= 34,514 in³

= 0,002 ft³

 V = π D²sf

(18)

= π .(88,975).²(2) 4

= 12428,994 in³

= 7,193 ft³

 Vh,b total = V_h+V_h_(sf₎ 2x¿ )

= 2 × (0,002 ft³ + 7,193 ft³)

= 14,425 ft³

= 0,405 m³

12.2

Menghitung Volume Shell

Volume shell dapat dihitung dengan persamaan berikut:

Vshell = π

4 x ID Shell²x Tinggi Tube

= π

4 x88,975²x393,700

= 2446647,543 in³

= 40,093 m³

12.3 Menghitung Volume Total

Volume total reaktor dapat dihitung dengan persamaan berikut:

Vreaktor = Vh,b total + Vshell

= 0,405 + 40,093

= 40,498 m³ 13. Pressure drop

Adapun menghitung pressure drop reaktor yaitu:

ΔP = f ×G²× DS(N+1) 2× g × De ×∅s Keterangan:

f = shell side friction factor G = kecepatan massa (lb/jam²) Ds = Diameter Shell (ft)

g = Percepatan gravitasi, 4,17.10⁸ ft/jam² Laporan IV A

(19)

De = Diameter ekivalen (ft) Øs = koefisien koreksi, 1,0

 Menghitung shell side friction factor

Gambar B.6 shell side friction factor (Kern, 1950) Dengan Res = 11779,057

Maka, f = 0,002

 Menghitung Kecepatan Massa

Adapun persamaan untuk menghitung kecepatan massa (G) sebagai berikut.

G = F input A tube

= 13777,311kg/jam 0,257m²

= 53706,135 kg/m².jam

= 11001,675 lb/ft².jam ΔP = f ×G²× D_S(N+1) 2× g × De ×∅s

(20)

= ^0,002×(11001,675)²×0,002×16,301 2×4,17.10⁸×0,0041×1

= 0,219 psi 14. Jaket Pemanas

Berdasarkan perhitungan neraca energi di Laporan 2, didapat:

Q = 9.341.936,843 Kj/Jam Dengan kondisi sebagai berikut:

Berdasarkan buku geankoplis App A.2-5 didapat data Cp air yaitu

T (C) Cpdt ∆H (kJ/kg)

623,150 4,181 1358,825

622,394 4,181 1355,664

Rumus:

Q = m x c x ∆T

Q = m x [(c x ∆T2) - (c x ∆T1)]

Dimana, c x T = ∆H

Q = m x (∆H2 - ∆H1)

m = Q

(∆ H2−∆ H1)

= −1225596199 (1358,825−1355,664)

= 385941,62 kg/jam 15. Nozzle

Gambar A.5 Nozzle (Brownell and Young, 1959) Laporan IV A

(21)

Diameter optimum untuk pipa carbon steel dapat dihitung dengan persamaan berikut: (Coulson and Richardson’s,2005)

D optimum = 293 x G^-0,53 x ρ^-0,37

Gambar A.6 Dimension of Steel Pipe (Brownell and Young, 1959)

Gambar A.7 Flange (Brownell and Young, 1959)

(22)

 Nozzle Umpan

Pada Nozzle umpan diperoleh do sebagai berikut:

G = 13777,3108 kg/jam = 3,827030764 kg/s

ρ = 1886,341522 kg/m3 d optimum = 293 x G^-0,53 x ρ^-0,37

= 293 x 3,827030764^-0,53 x 1886,341522^-0,37

= 36,13901539 mm

= 1,422795882 in Berdasarkan Tabel 11 Kern (1959), maka :

Nonimal pipe Size (IPS) 1,5 in

OD 1,9 in

ID 1,61 in

Flow area per pipe 2,04 in²

Spesifikasi nozzle standar dapat dilihat di appendix F item 1 buku Brownell and Young (1959)

Size of nozzle 1,5 in

OD of pipe 1,9 in

Flange nozzle thickness (n) 0,2 in

Diameter of hole in reinforcing plate (Dg) 2 in Length of side of reinforcing plate (L) in

Width of reinforcing plate (W) in

Distance, shell to flange, outside (J) 6 in Distance, shell to flange, inside (K) 6 in Distance from bottom of tank to canter of nozzle

Reguler, type H 6 in

Low, type C 3 in

Spesifikasi flange dapat dilihat pada fig 12.2 brownell and young (1959)

Nominal pipe size (IPS) 1,5 in

Outside diameter of flange (A) 5 in

Thickness of flange minimum (T) 0,6875 in Laporan IV A

(23)

Ouside diameter of raised face (R) 2,875 in Diameter of hub at base (E) 2,5625 in Diameter of hub at point of welding (K) 1,9 in

Length through hub (L) 2,4375 in

Inside diameter of standard wall pipe (B) 1,61 in

 Nozzle Produk

Pada Nozzle umpan diperoleh do sebagai berikut:

G = 13777,3108 kg/jam = 3,827030764 kg/s

ρ = 1886,341522 kg/m3 d optimum = 293 x G^-0,53 x ρ^-0,37

= 293 x 3,827030764^-0,53 x 1886,341522^-0,37

= 36,13901539 mm

= 1,422795882 in Berdasarkan Tabel 11 Kern (1959), maka :

Nonimal pipe Size (IPS) 1,5 in

OD 1,9 in

ID 1,61 in

Flow area per pipe 2,04 in²

Size of nozzle 1,5 in

OD of pipe 1,9 in

Diameter of hole in reinforcing plate (Dg) 2 in Length of side of reinforcing plate (L) in

Width of reinforcing plate (W) in

Low, type C 3 in

(24)

Nominal pipe size (IPS) 1,5 in

Outside diameter of flange (A) 5 in

Thickness of flange minimum (T) 0,6875 in Ouside diameter of raised face (R) 2,875 in Diameter of hub at base (E) 2,5625 in Diameter of hub at point of welding (K) 1,9 in

Inside diameter of standard wall pipe (B) 1,61 in

 Nozzle Pemanas Masuk

Pada Nozzle Pemanas Masuk diperoleh do sebagai berikut:

G = 385941,6171 kg/jam = 107,2060 kg/s

ρ = 717,4 kg/m3

d optimum = 293 x G^-0,53 x ρ^-0,37

= 293 x 107,2060^-0,53 x 717,4^-0,37

= 292,376 mm

= 11,511 in

Berdasarkan Tabel 11 Kern (1959), maka :

Nonimal pipe Size (IPS) 12 in

OD 12,7

5 in

ID 12,0

9 in Flow area per pipe 115 in²

Size of nozzle 12 in

OD of pipe 12,75 in

Diameter of hole in reinforcing plate (Dg) 12,875 in Length of side of reinforcing plate (L) 28,5 in

Width of reinforcing plate (W) 35 in

Laporan IV A

(25)

Low, type C 14,25 in

Nominal pipe size (IPS) 12 in

Outside diameter of flange (A) 19 in Thickness of flange minimum (T) 1,25 in Ouside diameter of raised face (R) 15 in Diameter of hub at base (E) 14,375 in Diameter of hub at point of welding (K) 12,75 in

Inside diameter of standard wall pipe (B) 12 in

 Nozzle Pemanas Keluar

Pada Nozzle Pemanas Keluar diperoleh do sebagai berikut:

G = 385941,6171 kg/jam = 107,2060 kg/s

ρ = 717,4 kg/m3

d optimum = 293 x G^-0,53 x ρ^-0,37

= 293 x 107,2060^-0,53 x 717,4^-0,37

= 292,376 mm

= 11,511 in

Berdasarkan Tabel 11 Kern (1959), maka :

Nonimal pipe Size (IPS) 12 in OD

12,7 5 in ID

12,0 9 in Flow area per pipe 115 in²

Spesifikasi nozzle standar dapat dilihat di appendix F item 1 buku Brownell

(26)

Size of nozzle 12 in

OD of pipe 12,75 in

Diameter of hole in reinforcing plate (Dg) 12,875 in Length of side of reinforcing plate (L) 28,5 in

Width of reinforcing plate (W) 35 in

Low, type C 14,25 in

Nominal pipe size (IPS) 12 in

Outside diameter of flange (A) 19 in Thickness of flange minimum (T) 1,25 in Ouside diameter of raised face (R) 15 in Diameter of hub at base (E) 14,375 in Diameter of hub at point of welding (K) 12,75 in

Inside diameter of standard wall pipe (B) 12 in

16. Manhole

Laporan IV A

(27)

Gambar A.8 Manhole

Standart diameter manhole berada pada ukuran 20 in. Karena tinggi reaktor < 35 ft yaitu pada 10,87474475 meter atau 35,68003751 ft, sesuai di appendix F item 3 buku brownell and young (1959), digunakan data 35 ft :

Berdasarkan App F item 3 brwonell hal 350, didapat :

Cover-plate thickness : 0,3750 in

Berdasarkan App F item 4, didapat :

(28)

Ketebalan cover plate : 0,3750 in

Ukuran fillet weld A : 0,1875 in

Ukuran fillet weld B : 0,625 in

Approx radius (R) : 0,375 in

Length of side : 45,25 in

Width of reforcing plate (W) : 54 in

Max diameter of hole in shell (Dp): 24,5 in

Inside diameter of manhole Min ID : 20 in

Inside diameter of manhole Max ID : 22,25 in

Diameter bolt circle (DB) : 26,25 in

Diameter of cover plate (DC) : 28,75 in

17. Grid Support

Grid support dirancang untuk menyangga katalisator agar tidak terjadi kelebihan pressure drop. Bed support yang digunakan adalah piringan berlubang lubang (perforated plate) atau piringan yang bergelombang (slatted plate). Grid support ini biasanya dibuat dari bahan yang anti korosi seperti carbon steel, alloy steel, cast iron, atau cast ceramic.

Penyangga katalis yang dirancang merupakan perforated plate dengan ketebalan tertentu. Tekanan yang harus ditahan oleh bed support = tekanan desain+tekanan karena katalis.

Tekanan design = 1,1143 bar Jumlah Tube (Nt) = 6856 tube Luas penampung tube (at) = 0,058 in2 Berat Katalis = 528,3405

 Luas total tube = Nt x at

= 6856 x 0,058

= 397,648 in2

= 0,2632 m2

 Perforate Plate = 50% x Luas total tube

= 50% x 0,2632 m2

= 0,1316 m2

Laporan IV A

(29)

 P karena katalis = berat katalis / perforate plate

= 528,3405 kg / 0,1316 m2

= 4015,2218 kg/m2

= 0,3938 bar

 P total = P desain + P katalis

= 1,1143 bar + 0,3938 bar

= 1,5081 bar

= 21,8725 psi

 Tebal plate = d

√

^C ^p^f

Dimana :

d = diamater shell (in)

C = Konstanta (Appendix H) p = Tekanan desain (lb/in2) f = Maximum allowable stress Diperoleh data sebagai berikut :

C = 0,162 (Appendix H Brownell and Young) f = 18750 psi (Tabel 13.1 Brownell and Young)

 Tebal plate = d

√

^C ^p^f

= 89,6250

√

^0,162^1,1143¹⁸⁷⁵⁰

= 0,0085 in

= 0,0002 m Tebal plate standart = 0,1875 in

Total Pegangan Pipa = Cph. Dp

√

⁽^ʎ^ΔP^{, f}⁾ ^+C

Dimana :

Cph = Konstanta desain

(30)

Delta P = Pressure drop shell Lamda = Ligament efisiensi

f = Maximum allowable stress

c = Corrosion allowance

 Total Pegangan Pipa = 1,1. 89,6250

√

^(0,5^0,2191^.¹⁶⁰⁰⁰⁾ ^{+ 0,125}

= 0,1253 in

= 0,0032 m

= 0,1875 (standard)

18. Flange, Bolt, dan Gasket

Sambungan antara tutup bejana dengan bagian shell menggunakan sistem flange dan baut. Bahan konstruksi dipilih berdasarkan kondisi operasi. Lebar gasket dapat dihitung dengan menggunakan persamaan:

do/di =

m+1 P(¿)

¿¿ (y−p . m)

¿

√¿ Dimana:

do = Diameter luar gasket (in) di = Diameter dalam gasket (in)

y = yield stress, lb/in2 (Fig.12.11 Brownell and Young, 1959) m = Faktor gasket (Fig.12.11 Brownell and Young, 1959) Diperoleh data untuk material soft steel

Laporan IV A

(31)

y = 10.100 lb/in2 m = 4,25

do/di =

4,25+1 16,1655(¿)

¿

(10100−16,1655.4,25)¿

¿

√¿

= 1,0008

Diameter dalam gasket (di) = diameter luar shell (Ods) Maka di = 90,0000 in

Sehingga nilai do diketahui sebesar do = 90,0726 in

 Lebar gasket minimum = do−d 2

= 90,0726−90 2

= 0,03630 in Gambar 1212

 Diameter gasket rata-rata = di + Nmin

= 90 + 0,03630

= 90,0363 in

(32)

Jumlah dan ukuran baut (bolting)

Dari fig.12.12 Brownell and Young (1959) kolom 1 type 1.a bo = N2 = 0,03630 in

b = bo, jika bo < 0,29 in Laporan IV A

(33)

Sehingga, b = 0,0182 in

 Wm2 = Hy = π x b x G x y

= 3,14 x 0,0182 in x 90,0363 in x 10.100 lb/in2

= 51876,8118 lb

Berat untuk menjaga joint tight saat operasi, digunakan persamaan 12.90 (Brownell and Young, 1959).

Hp = 2π x b x G x m x p Keterangan:

Hp = Beban joint tight (lb) m = Faktor gasket (Fig.12.11) b = Effective gasket (in)

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

 Hp = 2 x 3,14 x 0,149 in x 90,0363 in x 4,25 x 16,1655 psi

= 705,7643 lb

Tekanan internal dihitung dengan persamaan 12.89 Brownell and Young (1959):

 H = π

4 G² P

= 3,14

4 90,0363 16,1655

= 102964,8114 lb

Beban operasi total dihitung dengan persamaan 12.91 Brownell and Young (1959)

 Wm1 = H + Hp

= 705,7643 lb + 102964,8114 lb

= 103670,5758 lb

Luas baut minimum dihitung dengan persamaan 12.92 Brownell and Young (1959):

 Am1 = Wm1 f b

(34)

= 103670,5758 18300

= 5,6651 in²

Perhitungan ukuran baut optimum berdasarkan tabel 10.4 Brownell and Young (1959) hal.188. Dengan menggunakan ukuran baut = 1 inchi maka diperoleh data berikut.

Root area = 0,551 in2

Bolt spacing standard (BS) = 2,25 in Minimal radian distance (R) = 1,375 in Edge of distance (E) = 1,062 in

 Bolt Circle Diameter (C) = ID + 2 (1,415go + R)

= 89,63 in + 2 x [(1,415 x 1,25 in) + 1,375

= 92,91 in Laporan IV A

(35)

Perhitungan Jumlah Baut

 N = Am1

root area

= 5,6651 0,551

= 10,2814 buah

= 12 buah

 Koreksi Lebar Gasket

Ab actual = jumlah baut x root area

= 12 buah x 0,551 in2

= 6,061 in2

 Nmin act = Ab actual x f allow 2x y x π x G

= 6,061x f allow 2x10100x3,14x90,0363

= 0,0169 in a. Perhitungan Moment

 Untuk Bolting Up Condition (No Internal Pressure) W = ½ (Ab + Am) fa

Keterangan:

W = berat beban (lb)

Am = luas baut minimum (in2) Ab = luas actual baut (in2) fa = allowable stress (psi) Sehingga, W = ½ (Ab + Am) fa

= ½ (6,612 + 6,0983) 14600

= 92784,9649 lb

 Hubungan Lever Arm hG = ½ (C-G) Keterangan:

(36)

C = bolt circle diameter (in) G = diameter gasket rata-rata (in) Sehingga,

hG = ½ (C-G)

= ½ (92,91 in – 90,0363 in)

= 1,4347 in

 Flange Moment Ma = W x hG

= 92784,9649 lb x 1,4347 in

= 133114,9818 lb.in

 Untuk Kondisi Beroperasi

W = Wm1, (Pers. 12.95 Brownell and Young, 1959) W = Wm1 = 820.696,15 lb

 Untuk HD

HD = 0,785 B²p Keterangan:

HD = hydrostatic and force pada area dalam flange (lb) B = diameter luar shell (in)

p = tekanan operasi (psi) Sehingga, HD = 0,785 B²p

= 0,785 (90 in)² x 16,1655 psi

= 102788,2682 lb

 The Lever Arm hD = ½ (C-B)

= ½ (92,91 in – 90 in)

= 1,4528 in

 Moment (MD) MD = HD x hD

= 102788,2682 lb x 1,4528 in Laporan IV A

(37)

= 149332,0808 lb.in

 Nilai HG HG = W – H

= 103670,5758 lb – 102964,8114 lb

= 705,7643 lb

 Momen MG MG = Hg x hG

= 705,7643 lb x 1,4347 in

= 1012,5326 lb.in

 Nilai HT

HT = H – HD

= 975.075,39 lb - 968.826,14 lb

= 176,5433 lb

 Hubungan Lever Arm hT = ½ (hD + hG)

= ½ (1,4528 in + 1,4347 in)

= 1,4437 in

 Momen MT MT = HT x hT

= 176,5433 lb x 1,4437 in

= 254,8820 lb.in

 Jumlah moment untuk kondisi beroperasi (Mo) Mo = MD + MG + MT

= 149332,0808 lb.in + 1012,5326 lb.in + 254,8820 lb.in

= 150599,4955 lb.in

Jadi, momen saat beroperasi sebagai pengontrol adalah = Mmax = Mo = 150599,4955 lb.in

 Perhitungan Tebal Flange

t=

√

^YMax

(38)

Y ditentukan berdasarkan Gambar 12.22 (Brownell and Young, 1959), untuk memperoleh nilai Y perlu diketahui nilai K.

K= A B Keterangan :

t = Ketebalan flange (in) A = Diameter luar flange (in) B = Diameter dalam flange (in)

Maka diperoleh Y = 40 (Brownell and Young, 1959, Gambar 12.22, hal.238), sehingga :

t =

√

^YMax^{fa B}

=

√

40.150599,4955 90. 14600

= 2,1411 in

= 2,25 in 20. Perhitungan Berat Reaktor

a. Berat Shell IDs = 89,63 in Laporan IV A

(39)

ODs = 90 in Hs = 32,81 ft

ρsteel = 7930 kg/m3 (Foust, App. D-10: 742)

Sehingga, Berat shell = ¼ π(ODs² – IDs²) x Hs x ρ

= ¼ (3,14) x [(90 in)² - (89,63 in)²] x 32,8100 ft x 7930 kg/m3 = 2707,7173 kg

b. Berat Head

Volume Head = 1,7489E-01 m3

Ρ steel = 7930 kg/m3

Berat Head = Vh x ρsteel

= 1,7489E-01 m3 x 7930 kg/m3

= 1386,9 kg

Berat Bottom = Berat Head = 1386,9 kg Berat Head + Bottom = 2 x 1386,9 kg = 2773,8197 kg c. Berat Tube

OD tube = 0,4050 in

ID tube = 0,269 in

Tinggi tube = 2,3790 meter

ρsteel = 7930 kg/m3

Berat tube = ¼ π(ODs² – IDs²) x Ls x ρ

= ¼ (3,14) x [(0,4050 in)² - (0,269 in)²] x 2,3790 m x 7930 kg/m3

= 0,8766 kg

d. Berat Nozzle

 Nozzle Aliran Umpan Ukuran Nozzle = 1,5 in

Berat Nozzle = 4 lb (Gambar 12.2 Brownell and Young, 1959 : 221)

(40)

Ukuran Nozzle = 1,5 in

 Nozzle Aliran Steam Ukuran Nozzle = 10 in

 Manhole

Ukuran Manhole = 20 in (Megyesy hal 413) Berat Manhole = 643 (Megyesy hal 378) Sehingga, berat total opening = berat total nozzle

= (4 lb + 1,5 lb + 12 lb + 12 lb)

= 168 lb

= 76,1905 kg

e. Berat Bahan Dalam Reaktor Bahan Baku = 35.560,13 kg/jam Katalis = 528,3405 kg

Steam = 385941,6171 kg/jam

Total Berat bahan dalam reaktor = 400247,2683 kg f. Berat Total Reaktor

Berat Reaktor = Berat shell + berat dish head dan bottom + berat tube + berat nozzle + berat bahan dalam reaktor

= (2707,7173 kg + 2773,8197 kg + 0,8766 kg + 76,1905 kg + 400247,2683 kg)

= 404418,9626 kg

https://chemicalengineeringworld.com/types-of-supports-for-vessels/

https://digilib.polban.ac.id/files/disk1/261/jbptppolban-gdl-faturahman-13027-3- bab2--2.pdf