LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1. Storage Tank Metil Asetat (ST - 101)

Fungsi : Menyimpan metil asetat 90% selama 14 hari dengan kapasitas 766.113,1144 kg

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan : Carbon Steel SA – 7 Kondisi Operasi :

 Temperatur : 30 ^oC

 Tekanan : 1 atm Gambar :

ST-301

LI

Gambar.C.1. Tangki penyimpanan bahan baku Metil Asetat 1. Menghitung Kapasitas Tangki

Waktu tinggal = 14 hari

Digunakan waktu tinggal 14 hari karena faktor transportasi dan sumber bahan baku berasal dari luar kota.

Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari = 766.113,1144 kg

Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Saat siang hari, temperatur dinding tangki diperkirakan mencapai 35 ^oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Jika terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida akan menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Dengan peningkatan tekanan uap, perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 35 ^oC.

Dengan cara trial tekanan pada temperatur 35 ^oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut:

Tabel C.2.1 Tekanan uap metil asetat

Komponen A B C D E

Metil Asetat 33,7240 -2.7204E+03 -3,1182E+00 -3,4310E-11 3,3102E-06

Air 29,8605 -3152E+03 -7,304E+00 2,425E-09 1,809E-06

Tabel C.2.2. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen Kg/jam kmol/jam Zf Pi, (mmHg) Ki = Pi/P yf = Ki . zf C3H6O2 ^{2035,607 27,508 0,0686 266,7974 1,2569 0,8652}

H2O ^{226,1786 12,5655 0,3136 31,8649 0,1501 0,0468}

Jumlah ^{2280,0986 40,3212 1,0000 298,6623 1,4070 1,4070}

T = 35 ^oC P = 0,2760 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi:

T = 35 ^oC

P = 1 atm + 0,2760 atm

= 1,2760 atm

= 18,7514 psi

b. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 14 hari

Jumlah bahan baku per jam = 2280,0986 kg/jam

Jumlah bahan baku untuk 14 hari = 2280,0986 kg/jam x 24 jam x 14 hari

= 766.113,1144 kg

Jumlah bahan baku metil asetat yang harus disimpan dalam 14 hari sebanyak 766.113,1144 kg yang disimpan di dalam satu tangki.

Volume liquid =

liqud liquid

ρ m

Menghitung densitas campuran : Tabel.C.2.3. Densitas campuran

Komponen Kg/jam Wi (kg/m3) wi/

C3H6O2 ^2035,607 0,9008 914,2893 0,0010 H2O 226,1786 0,00992 1018,4091 0,0001

Jumlah 2280,0986 1,0000 0,0011

 liquid =





 wi wi

= 0,0011 1

 liquid = 923,6568 kg/m³

= 57,6619 lb/ft³

Sehingga dapat dihitung volume liquid : Volume liquid =

liqud liquid

ρ m

= 3

kg/m 923,6568

kg 44 766.113,11

= 923,6568 m³

= 29.290,1473 ft³

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x Vliquid

= 1,1 x 923,6568 m³

= 1.036,7936 m³

= 36.612,6841 ft³

c. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D² H + 0,000049 D³ + ¼ π D² sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D² + π D H) + 0,842 D²

Keterangan :

D = diameter tangki, in

sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D H_s

< 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.2.4. berikut.

Tabel C.2.4. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

trial H/D D (ft) H (ft) A (ft²) Vsilinder , ft³ Vhead, ft³ Vsf, ft³ Vtotal (ft³) 1 0,5 38.0000 19.0000 4616.4680 21537.2600 4646.1220 283.3850 26466.7670 2 0,6 38.5566 23.1340 5219.4926 26997.0989 4853.2874 291.7475 32142.1337 3 0,7 38.5481 26.9837 5683.7818 31475.7892 4850.0783 291.6189 36617.4863 4 0,74 39.2244 29.0261 6078.2097 35056.6412 5109.8570 301.9411 40468.4393 5 0,8 39.6608 31.7286 6510.5603 39178.1617 5282.3142 308.6971 44769.1730 6 0,9 39.5288 35.5760 6957.9405 43636.9302 5229.7610 306.6463 49173.3375

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7 D = 38,5481 ft

= 462,5772 in = 11,7496 m

Dstandar = 43 ft (516 in) H = 26,9837 ft

= 323,8040 in

= 8,2246 m

Hstandar = 30 ft (360 in) Cek rasio H/D :

Hs/Ds = 30/43

= 0,69 memenuhi (0,69-0,74) d. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

L = 96 in (Appendix E, item 1, B & Y)

= 8 ft

Jumlah courses = ft 8

ft 30

= 3,75 = 4 buah

e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D² H

= ¼ π (43 ft)² x 32 ft

= 43.443,9500 ft³

Vdh = 0,000049 D³

= 0,000049 (43)³

= 3,8958 ft³

Vsf = ¼ π D² sf

= ¼ π.(516)² x 3

= 627.032,8800 in³

= 362,8663 ft³ Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 43.443,9500 + 3,8958 + 362,8663

= 43.910,7121 ft³

= 1243,4196 m³

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 43.910,7121 - 29.290,1473

= 14.620,5648 ft³

Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf)

= 14.620,5648 – (3,8958 + 362,8663)

= 14.253,9500 ft³

Hshell kosong = ₂

. . 4

D V_shellkosong



= ₂

43 0 14.253,950 4







= 9,8203 ft

Hliquid = Hshell – Hshell kosong

= 30 – 9,8203

= 20,1797 ft f. Menenetukan Tekanan desain

Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :

Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Phidrostatis =

144

c L

g H g 





= 144

ft 20,1797 9,81

lb/ft 9,81

65,4838 ³ 

= 8,0806 psi

Poperasi = 14,6960 x 1,2760

= 18,7514 psi

Pabs = 18,7514 psi + 8,0806 psi

= 26,8320 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:

Pdesain = 1,1 x Pabs

= 1,1 x 26,8320 psi

= 29,5152 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.2.5. Tekanan Desain Masing-masing Courses

Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi) 1 30,0000 20.1797 8.0806 26.8320 29.5152 2 22,0000 14.1797 5.6780 24.4294 26.8724

3 14,0000 8.1797 3.2754 22.0268 24.2295

4 6,0000 2.1797 0.8728 19.6243 21.5867

g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell

 Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :

ts = c

P E

f d P_d

0,6 )  .

.(

2

. (Brownell & Young,1959.hal.254)

keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in Pd = tekanan desain, psi

D = diameter tangki, in

f = nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-283 Grade C

12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251) E = efisiensi sambungan 0,75

jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,25 in/20 th (Tabel 6, Timmerhaus,1991:542) Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:

ts =

) 9690 , 2 3 6 . 0 ( - ) 0,75 x psi x((12.650 2

516 x psi 9690 , 2 3



in + 0,25 in

= 1,1484 in (1,15 in)

Tabel C.2.6. Ketebalan shell masing-masing courses

Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)

1 30.0000 29.5152 1.0541 0.8500

2 22.0000 26.8724 0.9820 0.8000

3 14.0000 24.2295 0.9099 0.7500

4 6.0000 21.5867 0.8378 0.7000

 Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L =

n weld D_o

12.

length) (

π. -

(Brownell and Young,1959) Keterangan :

L = Panjang shell, in Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.

= n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts = 0,25 in

Do = Di + 2.ts

= 516 + (2 x 0,8500)

= 517,7000 in

n = 4 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55) weld length = n . butt welding

= 4 . 5/32

= 0,6250 in

L =

4 x 12

(0,6250) -

in) 517,7000 (3,14).(

= 30,2461ft

Tabel C.2.7. Panjang shell masing-masing courses.

Plat ts, (in) do (in) L (ft)

1 0,8500 517,7000 33,8532

2 0,8000 517,6000 33,8466

3 0,7500 517,5000 33,8401

4 0,7000 517,4000 33,8336

h. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.

Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID B A

icr

b = tinngi dish

a

t r

OA sf

C

Gambar C.2.2. Torispherical flanged and dished head.

 Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w = 





 

 icr

3 rc 4

1 (Brownell and Young,1959.hal.258)

Diketahui : rc = 516 in

icr = 0,06 x 516 in

= 30,96 in Maka :

w = 





 

96 , 30 3 516 4. 1

= 1,7706 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 258):

th = C

0,2P 2fE

.w P.r_c

 

= 0,25

) 6990 , 32 2 , 0 ( ) 75 , 0 650 . 12 2 (

7706 , 1 516 6990 ,

32 













= 1,8374 in (dipakai plat standar 2,5 in)

Untuk th = 2,5 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh:

sf = 1,5 – 4,5 in

Direkomendasikan nilai sf = 3 in Keterangan :

th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)

 Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)

b =

2 2

) 2

( 



 



 





 ID icr

icr rc rc

=

2

2 30,96

2 ) 516 96 , 30 516 (

516 



 



 







= 87,3782 in

 Tinggi Head (OA)

OA= th + b + sf (Brownell and Young,1959.hal.87) OA= 1,72 + 87,3782 + 3

= 92,0954 in

= 7,6846 ft

i. Menentukan Tinggi Total Tangki

Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan:

Htotal = Hshell + Hhead = 360 + 92,0954 in = 452,0954 in = 37,6742 ft

j. Desain bagian bawah tangki

Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.

Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).

Tegangan kerja pada bottom :

 Compressive stress yang dihasilkan metil isobutil keton S1 =

2

14 Di

w

 (Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :

S1 = Compressive stress (psi)

w = Jumlah metil isobutil keton (lbm) Di = Diameter dalam shell (in)

 = konstanta (= 3,14)

S1 =

)2

in 516 )(

14 , 3 4( 1

lb 1279 , 1688999

= 8,0809 psi

 Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.

S2

144 ρ X _s

 (Brownell and Young,1959.hal.156)

Keterangan :

S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft)

s = Densitas shell = 490 lbm/ft³ untuk material steel

 = konstanta (= 3,14)

S2 =

144 490 6843 ,

37 

= 128,1840 psi

Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S2

= 8,0809 psi + 128,1840 psi = 136,2649 psi

Batas tegangan lantai yang diizinkan :

St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 136,2649 psi < (12.650 psi) x (0,75)

136,2649 psi < 9.487,500 psi (memenuhi)

Tabel. C.2.8. Spesifikasi Tangki Asetat Anhidrit (ST-301) Alat Tangki Penyimpanan Asetat Anhidrit

Kode ST-301

Fungsi Menyimpan Asetat Anhidrid sebanyak 766.113,1144 kg

Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.

Kapasitas 1.243,4196 m³

Dimensi Diameter shell (D) = 43 ft Tinggi shell (Hs) = 30 ft Tebal shell (ts) = 0,85 in Tinggi atap = 7,6707 ft Tinggi total = 37,6704 ft Tekanan Desain 29,5152 psi

Bahan Carbon Steel SA-283 Grade C

2. Storage Tank CO (ST-102)

Fungsi : Menyimpan CO dalam fasa gas Kondisi Operasi :

Temperatur : 303,15 K Tekanan : 20 atm

Tipe Tangki : Bola (spherical)

2 m

Gambar. Tangki CO a.Menghitung Kapasitas Tangki

Laju alir = 770,224 kg/jam

Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama penyimpanan 1 hari.

Tabel. Densitas hidrogen

Komponen kg/jam wi ρ (kg/m³) wi/ρ

CO 770,224 1,0000 0,3009 3,1874

TOTAL 770,224 1,0000 3,1874

 =





 wi wi

= 3,1874 1

 = 0,2333 kg/m³

= 0,0146 lb/ft³

M = 770,224 Kg

Volume gas hidrogen untuk persediaan :

V =

   



hari jam t

M 24 /

=

/ 3

0,2333

/ 24 1

/ 770,224

m kg

hari jam x

hari x jam

kg = 80.035,2988 m³

Jumlah bahan baku CO yang harus disimpan dalam 1 hari sebanyak 80.035,2988 kg yang disimpan di dalam delapan buah tangki. Jika disimpan hanya di dalam satu tangki membutuhkan ukuran tangki yang terlalu besar. Digunakan waktu tinggal 1 hari karena sumber bahan baku yang dekat dengan lokasi pabrik.

V = 80.035,2988 m³/ 8 tangki

= 10.004,4124 m³

= 353.302,5 ft³

Safety factor = 20% (Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37)

Vtangki = (100/80) x VL

= (100/80) x 10.004,4124 m³ = 12.505,5155 m³

= 441.628,1 ft³

b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki Untuk spheris,

Vtangki =

 

³

3 4 r

r =

3 / 1

4 3 Vt x



 







x

r =

3 / 1

3,14 x 4

3 x 5 12.505,515



 





r = 14,4016 m

= 47,2492 ft c. Menghitung Tekanan Desain

Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan :

P abs = P operasi + Phidrostatis

Phidrostatis = 144

) 1 h ( 



= 144

1) - (47,2492 x

0,0146

= 0,0047 psi P operasi = 20 atm

= 20 x 14,696 psi

= 293,92 psi

P abs = 293,92 psi + 0,0047 psi = 293,9247 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya.

Tekanan desain pada plat ke-1 (plat paling bawah) adalah :

Pdesain = 1,1 x Pabs = 1,1 x 293,9247 psi

= 323,3172 psi d. Menentukan Tebal Dinding

Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah : ts = C (Megyesy, 1983, hal.18)

Dimana : ts = Tebal, in

P = Tekanan dalam tangki, psi f = Allowable stress, psi

Material yang digunakan adalah Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 (Perry, 1984). Maka f = 12.650 psi.

Ketebalan dinding (ts) : ts =

12.650 x 6

566,9904

323,3172

5 psi in

= 12,0763 in Diambil tebal standar = 12 in Tabel. Spesifikasi Storage Tank CO

Fungsi Menyimpan CO sebagai bahan baku Bentuk Bola (spherical)

Kapasitas 10.004,4124 m³

Dimensi Diameter (D) = 14,5056 m = 47,5904 ft Tinggi (Hs) = 14,5056 m = 47,5904 ft Tebal = 12 in

Tekanan Desain 323,3172 psi

Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 Grade C

f x 6

L P t 5 

3. Reaktor Fix Bed Mulitube (RE-201)

Fungsi : Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk Asetat Anhidrid

Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 ^oC dan tekanan (P) 5 atm Katalisator : Rhodium (Rh)

Konversi : 90%

Reaksi yang terjadi adalah :

CH3C(=O)OCH3(l) + CO(g) CH3C(=O)O(O=)CCH3(l) …(1) Metil Asetat CO Asetat Anhidirid

Berikut adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201). Perhitungannya dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B

 Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa) Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-201)

Komponen

Massa Masuk Massa Terkonsumsi

Massa Tergenerasi

Massa Keluar

F1 F6 F7

Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam Kg/jam

Metil Asetat 2.035,607 - 1832,5461 - 203,5607

Air 226,1768 - - - 226,1768

Karbon Monoksida

- 770,224 693,2016 - 77,0224

Asetat Anhidrid

- - - 2525,253 2.525,253

Total

3.032,0129 2525,253 2525,253 3.032,0129

 Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas) Tabel F.2 Neraca Energi Reaktor (RE-201) Komponen

Panas Masuk (kJ/jam)

Panas Generasi

(kJ/jam)

Panas Keluar (kJ/jam)

Panas Konsumsi

(kJ/jam)

Panas Akumulasi

(kJ/jam)

ΔHin ΔHreaksi ΔHout

Asetat

Anhidrid 0,0000

1.279.849,306

526.332,5255

0,0000 0,0000 Metil

Asetat 446.430,64627 44.643,0646

Water 99.574,92624 99.574,9262

CO 84.451,64637 8.445,1646

Air

Pendingin 409.070,614 1.640.381,458

Total 1.039.527,833 1.279.849,306 2.319.377,139 0,0000 0,0000

2.319.377,139 2.319.377,139 0,0000

Massa air pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 19.519,0559 kg/jam.

 Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)

Persamaan kinetika reaksi untuk aseton adalah sebagai berikut:

Orde reaksi adalah orde satu

-ra = k.Ca (yoshihiro, 2005) Keterangan :

k = konstanta laju reaksi, (m³/kg.s) T = Temperatur (K)

CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m³) Cw = konsentrasi water (kmol/m³)

KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m³/kmol) Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m³/kmol)

Dengan nilai k sebagai berikut : T

12.460 exp-

10 x 746 , 3

k  ⁷

403,15 12.460 exp-

10 x 746 , 3

k  ⁷

= 1,4158 x 10^-6 m³/kg.s

 Neraca Massa pada 1 tube

Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut:

ΔW

ID

W

FA

F_{A W ΔW}

Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : w



 V

(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation)

w 0 ) r ( F

F _A

W AW

AW _    



 ) r F (

F 0

lim ^{AW W AW}   ^A

 

 

 ^

w w

 ) r ( w d

F

d _A    _A

FA = FA0 (1- XA)

dFA = - FA0 dXA Sehingga,

 ) r ( w d

X

F_A0 d ^A    ^A



 

A0 A A

F ) (-r dW dX

Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi umpan, yaitu:

1. Laju volumetrik umpan reaktor

/jam m 5,4688

554,41052 3032,0129

V F ³

mix in tot

0   



= 0,0911 m³/menit 2. Konsentrasi umpan reaktor

CA = Metil Asetat CA0 =

Maka diperoleh persamaan :



 

A0 A A

F k.C dW dX





 

A0 A0 A

F

)) 1 ( k.(C

dW

dX X



 

A0 A

F

X)) - ).(5,03x(1 6

- 10 x (1,4158

dW dX

.(5,03x(1-X))

F

6) - 10 x (1,4158

dW dX

A0

A  

 Pressure Drop

 Pressure drop dalam Tube

Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999).

 







   

 



 

 ' 1 1501 1,75 '

D G D

g G dz

dP

P P











Dimana :

m0 = m (kg/s) ρ0.v0 = ρ.v

dimana v = v0

ρ = ρ0.(v0/v0) = ρ0

sehingga persamaan di atas menjadi :

 







   

 



 

 ' 1 1501 1,75 '

3 0

D G D

g G dz

dP

P P









 ⁵⁾

dengan :

ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft² Z = panjang pipa, ft

G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft² ρ0 = densitas fluida, lb/ft³

Dp = diameter partikel katalis, ft ε = porositas partikel katalis µ = viskositas fluida, lb/jam/ft

g = percepatan gravitasi, 4,18.10⁸ ft/jam²

 Pressure Drop dalam Shell

Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan Kern (Kern,1965).

S S

S S

S B De Sg

L ID

G P f

















 

 10

2

10 . 22 , 5

12

(

 

S S

S

S De Sg

N ID G P f















 

 ²₁₀

10 . 22 , 5

1

(Dengan:

ΔPS = penurunan tekanan dalam shell, psi f = faktor friksi = f(Re) = ft²/m²

IDs = diameter dalam shell, ft L = panjang pipa, ft

Bs = jarak buffle, ft Sg = specific gravity, φS = viscosity ratio

14 , 0



 





W

 , untuk fluida non viscous = 1

N+1 = Number of Crosses

 Data fisis dan termal

 Densitas

Campuran liquid dihitung dengan persamaan :

(kg/m³) Temperatur Masukan = 130 ^oC = 403 K

ρ mix = 554,41052 kg/m³

 Viskositas

Log μ = A + + C.T + D.

Pada T = 403 K

μ campuran = 0,0651 cP

= 0,1575 lb/ft.hr

 Kapasitas Panas

Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi = A + B.T + C.T² + D.T³

Cp,camp =

Keterangan :

Cp = kapasitas panas, kJ/kmol.K T = suhu, K

Cp,campuran = 2,2917

 Konduktivitas Panas

Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson)

Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)

Keterangan :

k = Konduktivitas panas, W/(m.K) M = Berat molekul

CP = Kapasitas panas spesifik temperatur ρ = densitas cairan pada temperatur Konduktivitas panas campuran :

kmix = k1.w1 + k2.w2 + k2.w2 +. . .= Σ ki.wi

kmix = 7,777 W/m.K = 4,494 Btu/ft.hr.F

(F.39)

 Katalisator

Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi sebagai berikut :

Nama katalis : Rhodium (Rh) Bentuk : Pellet

Diameter : 1 mm

Densitas : 260 kg/m³ Spesific surface : 110 m²/g

Reaktor terdiri dari multitubular sehingga dirancang seperti perancangan heat exchanger.

 Susunan pipa dalam shell

Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas, pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas konversi diketik oleh Colburn (Smith, P.571) dan diperoleh hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong.

Dp/Dt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 hw/h 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0

Dimana :

Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa

hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefisien transfer panas pada pipa kosong

Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dt =

15 , 0

cm 0,5 15 , 0

D_p

 = 3,3333 cm = 0,0333 in

Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS = 1,5 in

ID = 1,610 in OD = 1,90 in

a’ = 2,04 in²

Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983)

PT = jarak antara 2 pusat pipa

PT = 1,25 OD (coulson vol.6, p. 646)

= 2,375

C’ = Clearance = PT-OD = 0,475 inchi = 0,0121 cm CD = PT sin 60^O

Gambar F.2 Susunan pipa model triangular pitch

Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A total).

A total = 2.N.(A pipa + A antar pipa) = 2.N.(luas segitiga ABC)

luasΔABC =12P_T P_T sin60^O  12P_T²0,866

/4.IDS² = 2.N.(¹₂.PT2.sin 60)

PT

C'

60^o

60^o 60^o

A B

C

D

Jumlah pipa N =^{2 4 2}



¹₂^{4 2 0,866}



2 2

 



 _T

S S

P ID ABC

luas

ID 









 4N P 0.866 IDs

2

T IDS = diameter dalam shell,m

Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung dengan rumus :

OD 5

. 0

) 4 OD 5

. 0 P 866 . 0 P 5 . 0 ( De 4

2 T

T





















 

dengan :

De = diameter ekivalen,m PT = pitch,m

OD = diamater luar tube,m (Kern,1950)

Untuk memperbesar turbulensi dalam shell, maka di antara tube-tube dipasang baffle (penghalang).

Diambil Baffle Spacing (Bs) = 0,35.IDs (coulson, p. 652) Luas penampang shell (As) :

PT

' C Bs

As IDs 

 Medium Pendingin

Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut : Tin = 30 ^oC

Tout = 45 ^oC

µ = 0.691 cP k = 0.6245 W/m.K ρ = 992.25 kg/m³ Cp = 4.187 kJ/kg.K

 Perpindahan Panas dalam Reaktor

 Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube Dihitung dengan persamaan Leva (Wallas, 1959) : Untuk Dp/Dt < 0,35

hi = 0,813 (K/Dt) . e^-G.Dp/Dt. (G.Dp/μ)^0,9 untuk 0,35 < Dp/Dt < 0,6

hi = 0,125 (K/Dt) . (G.Dp/μ)^0,75 dengan :

hi = koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m²jamK K = konduktivitas gas, joule/mjamK

Dt = diameter pipa, m Dp = diameter partikel, m

G = kecepatan aliran massa gas, g/m²jam μ = viskositas gas, g/m jam

 Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube

Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan persamaan :

. 36

, 0

13 55

, 0



 







 



 





 Kp

p Cp p

Gp Des Des

ho Kp ^P





(Kern,1950)

dengan :

Des = diameter ekivalen pipa, m

Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m².j Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m^2.K.

Kp = konduktivitas panas pendingin, kkal/j.m^.K.

Cpp = kapasitas panas pendingin, kkal/kg.K

p = viskositas pendingin, kg/j.m

 Dirt Factor (Rd)

 Gas organik = 0,0002 hr.ft².F/Btu

 Pendingin = 0,00017 hr.ft².F/Btu

 Rd total = 0,00037 hr.ft².F/Btu

 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design

Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

ho hio

ho U_C hio



  (F.44)

dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

d D 1Uc R U 1

  (Kern,1950)(F.45)

dengan :

hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube, kcal/j.m^2.K.

ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m^2.K.

Rd = fouling factor, j.m².K/kcal

Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode Runge Kutta dengan cara sebagai berikut:

Kondisi Masuk Reaktor

Suhu masuk reaktor = 403 K Tekanan = 5 atm Konversi reaksi = 0

Tinggi katalis = 5,8522 meter Diameter reaktor = 2,98 m

Kecepatan aliran masuk = 3032,0129 kg/jam BM campuran = 101,333 kg/kmol Densitas = 665,6631 kg/m³ Viskositas = 0,1192 cP

Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor

Komponen BM Massa Masuk

kg/jam kmol/jam

Metil asetat 74 2.035,607 27,508

H2O 18 226,1768 12,5653

CO 28 770,224 27,508

Total 3032,0078 67,5813

Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed Persamaan-persamaan diferensial yang ada :

a).



 

A0 -6 A

F

(5,03) 10

x 1,4158

dW dX

b).

 







   

 



 

 ' 1 1501 1,75 '

3 G

D D

g G dz

dP

P P

c











Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m

XO = 0 PO = 5 atm Δw = 0,0994

Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4:

Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4) Dengan:

k1 = f1 (wi, Xi) ∆w l1 = f2 (wi, Pi) ∆w k2 = f1 (wi +

2

w

, Xi + 2 k1

) ∆w l2 = f2 (wi +

2

w

, Pi + 2 l1

) ∆w k3 = f1 (wi +

2

w

, Xi + 2 k2

) ∆w l3 = f2 (wi +

2

w

, Pi + 2 l2

) ∆w k4 = f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w l4 = f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆w

Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah : wi+1 = wi + Δw

Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi

W (Berat Tumpukan Katalis, kg) X (Konversi) P (Tekanan, atm)

0 0 5

25,2549 0,0294 4,9994

50,5098 0,0576 4,9988

75,7648 0,0849 4,9983

101,0197 0,1111 4,9977

126,2746 0,1364 4,9972

151,5295 0,1607 4,9967

176,7845 0,1841 4,9961

202,0394 0,2066 4,9957

227,2943 0,2283 4,9952

252,5492 0,2492 4,9947

277,8041 0,2693 4,9943

303,0591 0,2886 4,9938

328,3140 0,3072 4,9934

353,5689 0,3251 4,9930

378,8238 0,3424 4,9926

404,0788 0,3590 4,9922

429,3337 0,3749 4,9918

454,5886 0,3903 4,9914

479,8435 0,4052 4,9911

505,0984 0,4195 4,9907

530,3534 0,4332 4,9903

555,6083 0,4465 4,9900

580,8632 0,4593 4,9897

606,1181 0,4716 4,9894

631,3731 0,4835 4,9890

656,6280 0,4950 4,9887

681,8829 0,5061 4,9884

707,1378 0,5168 4,9881

732,3927 0,5271 4,9878

757,6477 0,5371 4,9875

782,9026 0,5467 4,9873

808,1575 0,5560 4,9870

833,4124 0,5650 4,9867

858,6674 0,5737 4,9865

883,9223 0,5822 4,9862

909,1772 0,5903 4,9860

934,4321 0,5982 4,9857

959,6870 0,6058 4,9855

984,9420 0,6132 4,9852

1.010,1969 0,6204 4,9850

1.035,4518 0,6273 4,9848

1.060,7067 0,6340 4,9845

1.085,9617 0,6406 4,9843

1.111,2166 0,6469 4,9841

1.136,4715 0,6530 4,9839

1.161,7264 0,6590 4,9837

1.186,9813 0,6648 4,9835

1.212,2363 0,6704 4,9833

1.237,4912 0,6758 4,9831

1.262,7461 0,6811 4,9829

1.288,0010 0,6863 4,9827

1.313,2560 0,6913 4,9825

1.338,5109 0,6961 4,9823

1.363,7658 0,7009 4,9821

1.389,0207 0,7055 4,9820

1.414,2756 0,7099 4,9818

1439,5306 1464,7855 1490,0404 1515,2953 1540,5503 1565,8052 1591,0601 1616,3150 1641,5699 1666,8249 1692,0798 1717,3347 1742,5896 1767,8446 1793,0995 1818,3544 1843,6093 1868,8642 1894,1192 1919,3741 1944,6290 1969,8839 1995,1389 2020,3938 2045,6487 2070,9036 2096,1585 2121,4135

0,7143 0,7185 0,7227 0,7267 0,7306 0,7345 0,7382 0,7418 0,7454 0,7488 0,7522 0,7555 0,7587 0,7618 0,7649 0,7679 0,7708 0,7737 0,7765 0,7792 0,7819 0,7845 0,7871 0,7896 0,7920 0,7944 0,7968 0,7990

4,9816 4,9814 4,9813 4,9811 4,9809 4,9808 4,9806 4,9805 4,9803 4,9801 4,9800 4,9798 4,9797 4,9796 4,9794 4,9793 4,9791 4,9790 4,9789 4,9787 4,9786 4,9785 4,9783 4,9782 4,9781 4,9779 4,9778 4,9777

2146,6684 2171,9233 2197,1782 2222,4332 2247,6881 2272,9430 2298,1979 2323,4528 2348,7078 2373,9627 2399,2176 2424,4725 2449,7275 2474,9824 2500,2373 2525,4922 2550,7471 2576,0021 2601,2570 2626,5119 2651,7668 2677,0218 2702,2767 2727,5316 2752,7865 2778,0414 2803,2964 2828,5513 2853,8062 2879,0611 2904,3161 2929,5710 2954,8259 2980,0808 3005,3357 3030,5907 3055,8456 3081,1005 3106,3554 3131,6104 3156,8653 3182,1202 3207,3751 3232,6300

0,8013 0,8035 0,8057 0,8078 0,8099 0,8119 0,8139 0,8158 0,8177 0,8196 0,8215 0,8233 0,8250 0,8268 0,8285 0,8302 0,8318 0,8334 0,8350 0,8366 0,8381 0,8396 0,8411 0,8426 0,8440 0,8454 0,8468 0,8481 0,8495 0,8508 0,8521 0,8534 0,8546 0,8558 0,8571 0,8582 0,8594 0,8606 0,8617 0,8628 0,8639 0,8650 0,8661 0,8672

4,9776 4,9775 4,9773 4,9772 4,9771 4,9770 4,9769 4,9768 4,9767 4,9765 4,9764 4,9763 4,9762 4,9761 4,9760 4,9759 4,9758 4,9757 4,9756 4,9755 4,9754 4,9753 4,9752 4,9751 4,9750 4,9749 4,9748 4,9747 4,9747 4,9746 4,9745 4,9744 4,9743 4,9742 4,9741 4,9740 4,9739 4,9739 4,9738 4,9737 4,9736 4,9735 4,9734 4,9734

3257,8850 3283,1399 3308,3948 3333,6497 3358,9047 3384,1596 3409,4145 3434,6694 3459,9243 3485,1793 3510,4342 3535,6891 3560,9440 3586,1990 3611,4539 3636,7088 3661,9637 3687,2186 3712,4736 3737,7285 3762,9834 3788,2383 3813,4933 3838,7482 3864,0031 3889,2580 3914,5129 3939,7679 3965,0228 3990,2777 4015,5326 4040,7876 4066,0425 4091,2974 4116,5523 4141,8072 4167,0622 4192,3171 4217,5720 4242,8269 4268,0819 4293,3368

0,8682 0,8692 0,8702 0,8712 0,8722 0,8732 0,8741 0,8750 0,8760 0,8769 0,8778 0,8787 0,8795 0,8804 0,8813 0,8821 0,8829 0,8837 0,8845 0,8853 0,8861 0,8869 0,8877 0,8884 0,8892 0,8899 0,8906 0,8913 0,8921 0,8928 0,8934 0,8941 0,8948 0,8955 0,8961 0,8968 0,8974 0,8981 0,8987 0,8993 0,8999 0,9005

4,9733 4,9732 4,9731 4,9730 4,9730 4,9729 4,9728 4,9727 4,9727 4,9726 4,9725 4,9724 4,9724 4,9723 4,9722 4,9722 4,9721 4,9720 4,9719 4,9719 4,9718 4,9717 4,9717 4,9716 4,9715 4,9715 4,9714 4,9713 4,9713 4,9712 4,9711 4,9711 4,9710 4,9709 4,9709 4,9708 4,9708 4,9707 4,9706 4,9706 4,9705 4,9705

Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 4.293,3368 kg.

1. Menghitung volume total tumpukan katalis

katalis

 V W

m 5128 , kg/m 16

260

kg 4.293,3368

V ³

3 



2. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11)

NPS : 1,5 in

Sch. No. : 40

Diameter luar (OD) : 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft Diameter dalam (ID) : 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft



Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis

katalis



 

 ₂ ID

W Z 4

Dengan :

Z = tinggi tumpukan katalis (m) V = volume katalis dalam tube (m³) w = berat katalis (kg)

ρkatalis = densitas katalis (kg/m³) ID = diameter dalam tube (m) Maka tinggi katalis keseluruhan :

m 12.574,923 260

x 0409 , 0 .

4.293,3368 x

Z 4 ₂ 





Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis :

Z = 80% dari tinggi tube yang dipilih = 80% x 24 ft

= 19,2 ft = 5,8522 m 3. Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan :

Nt =

Nt =

 MECHANICAL DESIGN REAKTOR

 Tube



Ukuran tube (Kern,1983):

Susunan tube = Triangular pitch

Bahan = Stainless steel

Diameter nominal (NPS) = 1,50 in

Diameter luar (OD) = 1,90 in = 0,0483m = 0,1583 ft Diameter dalam (ID) = 1,61 in = 0,0409 m = 0,1342 ft Schedule number = 40

Luas penampang = 2,04 in² = 0,0013 m² Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter

Panjang pipa (L) = 7,3152 meter Tebal pipa = (OD-ID)/2

= (1,90 - 1,61)/2 = 0,145 in = 0,0037 m Jarak antar pusat pipa (PT)

PT = 1,25 x OD

= 1,25 x 1,90

per tube katalis

tinggi

n keseluruha katalis

tinggi

tube 149 . 5,8522 2

923 , 574 .

12 

= 2,375 inchi = 0,0603 m Jarak antar pipa (Clearance)

C’ = PT-OD

= 2,375 – 1,900

= 0,475 inchi = 0,0121 cm



Jumlah pipa = 2.149 buah



Koefisien transfer panas dalam pipa

t

w r

e f

ID P R k hi

14 , 0 33

, 0 8 ,

0 . .

. . 021 , 0 . 8 ,

7 



 





 

(F.51)

Dimana : Pr = Cp.µ / kf

Cp = kapasitas panas = 0,5474 btu/lb.F kf = konduktivitas = 4,494 Btu/ft.hr.F μ/ μw = 1 ,karena non viskos

 Tube Side atau Bundle Crossflow Area (at)

t'

t

t N a

a   (F.52)

= 250. ( 4 .ID_t²

 )

= 3,1482 m²

 Mass velocity (Gt) Gt

t t

a

 W

4167 , 31

0803 , 135 .

 25 = 800,0552 lb/jam.ft²

Maka,

2. Shell

Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316 Ukuran Shell

 Diameter dalam shell (IDs)

IDs =

5 , 2 0

866 , 0

4 









   

 ^T

P

Nt (Brownell & Young, 1979)

=

5 , 2 0

375 , 2 149 . 2 866 , 0

4 

 



   



= 79,1985 in

= 6,5999 ft

= 2,0116 m

 Jarak Buffle Bs = IDs x 0,3 (F.56) = 2,0116 x 0,3

= 0,6035 m

= 23,7956 in

= 1,99 ft



Koefisien transfer panas dalam shell Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)

P

B ID OD) P

( a

t s t

s





 

375 , 2

23,7956 79,1985

475 , 0

a_s   

as = 376,3442 in² = 2,6135 ft² Mass Velocity (Gs)

' G_s

as

 W

Dimana :

W = 25.068,9059 lb/jam Gs = 25.068,87/2,6135 Gs = 9.592,077 lb/jam.ft² Equivalent Diameter (De)

`

De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m Reynold Number (Re)

G D Re

pendingin s

 e



Re =

Re = 605,0893

Maka,

(Kern, hal 137)

Dengan :

Kp = konduktivitas panas pendingin = 0,3623 Btu/hr.ft.^oF Cpp = kapasitas panas pendingin = 1 Btu/lb.^oF

p = viskositas pendingin = 1,8143 lb/ft jam



Dirt Factor (Rd)

- Liquid organik = 0,001 hr.ft².F/Btu

- Pendingin = 0,003 hr.ft².F/Btu - Rd total = 0,004 hr.ft².F/Btu



Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design

Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

=

= 41,8561 Btu/h.ft².F

Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

(Kern,1950)

=

= 35,8534 Btu/hr.ft².F = 203,5861 J/s. m².K



Pressure drop di shell

dimana

Ds = diameter shell (IDs) = 6,5999 ft

Mass velocity (Gs) = 9.592,077 lb/jam.ft² Equivalent diameter (De) = 0,1145 ft

s oefficient correctedc

s 

 = 1,0 (Hal.121 Kern, 1950)

untuk Re = 605,0893 maka diperoleh : s = specific gravity = 1

f = shell side friction factor = 0,0018 ft2/in2 (Fig.29 Kern, 1950)

psi 0,28404

Ps





Tebal Shell

Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 Tekanan yang diijinkan (f) = 18.750 psi

Efisiensi sambungan (ε) = 0,8 (double welded joint) Corrosion allowanced = 0,25 in

Tebal shell dihitung dengan persamaan ( Brownell & Young) dengan

ts = tebal shell, inchi

P = tekanan dalam reaktor, psi ε = efisiensi sambungan ri = jari-jari dalam shell, inchi

f = tekanan maksimum yang diijinkan, psi C = Corrosion allowance = 0,25

Tekanan dalam shell

Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka:

Pd = 1,2 x P

= 1,2 x 5 atm = 6 atm Pd = 80,8279 psi maka,

 

80,8279 0,25 0,6

- 8 , 0 18.750

122,0024/2 80,8279

t_s 





 

= 0,4641 in

diambil tebal standar 0,5 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs = IDs + 2 ts

= 79,1985 + (2 x 0,5) = 80,1985 in

3. Head dan Bottom

Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan : 1. Flanged and Standar Dished Head

Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama digunakam untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan fluida yang volatil.

2. Torispherical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 – 200 psig.

3. Elliptical Flanged and Dished Head

Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959).

Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical Flanged and Dished Head yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama

dengan bahan shell Carbon Steel SA 283 grade C. Tebal head dapat dihitung dari persamaan :

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc).

OD = ID + 2t

= 119,9719 in

Dibulatkan menjadi 120 in untuk menetukan icr & rc Diketahui tebal t = 1 1/4 in

Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,125 in

rc = 114 in maka:

_^









 

 icr

w . 3 r^c 4

1 (Pers. 7.76, Brownel&Young)

W = 1,75

Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:

c

P f

w r

t_h P ^c 

 

2 , 0 2

. .

 (Pers. 7.77, Brownell&Young)

= 0,7878 in

dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 1 in

sf = 2 in

= 0,1667 ft

Spesifikasi head :

Gambar F.3 Desain head pada reaktor Keterangan :

th = Tebal head (in)

icr = Inside corner radius ( in) r = Radius of dish( in) sf = Straight flange (in) OD = Diameter luar (in) ID = Diameter dalam (in) b = Depth of dish (in) OA = Tinggi head (in)

ID = OD – 2th = 120 – 2(2) = 116 in

Depth of dish (b)



^{rc icr}



²



^ID₂ ^icr



²

rc

b     (Brownell and Young,1959.hal.87)

= 12,1782 in

t a

ID

r

sf

OA icr

B

b=depth of dish A

OD

Tinggi Head (OA)

OA = th + b + sf (Brownell and Young,1959) = (1 + 12,1782 + 2) in

= 15,1782 in = 0,3855 m

AB = ID/2 – icr

= (116/2) in – 7,125 in

= 50,8750 in BC = rc – icr

= 114 in – 7,125 in = 106,8750 in

AC = BC²AB² = 93,5873 in Jadi tinggi head = 20,0106 inchi = 0,5082 m

4. Tinggi Reaktor

Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,8522 m.

Tinggi shell = Tinggi pipa standar yang digunakan

= 24 ft

= 7,3152 m

Tinggi reaktor = tinggi shell + 2.(tinggi head)

= 7,3152 + (2 x 0,5082)

= 8,2316 m = 27.0064 ft

5. Luas Permukaan Reaktor o Luas reaktor bagian dalam

- luas shell bagian dalam

Ashi = π x IDs x tinggi shell

= 3,14 x 6,5999 x 24

= 497,6199 ft²

- luas head dan bottom bagian dalam

Ahbi = 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2)

= 2 x (3,14 x 6,5999 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,5999²))

= 75,2983 ft² Jadi luas reaktor bagian dalam :

= 497,6199 ft² + 75,2983 ft²

= 572,9182 ft² o Luas reaktor bagian luar

- luas shell bagian luar

Asho = π x ODs x tinggi shell

= 3,14 x 6,6832 x 24

= 503,9021 ft² - luas head dan bottom bagian luar

Ahbo = 2 x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2))

= 2 x (3,14 x 6,6832 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,6832²))

= 77,1231 ft² Jadi luas reaktor bagian luar :

= 503,9021 ft² + 77,1231 ft²

= 581,0252 ft²

Algoritma perancangan reaktor multitubular

1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas 2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan

3. Membuat neraca massa pada 1 tube

4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis dengan menggunakan persamaan :



 

A0 A A

F C k dW dX

5. Menghitung volum total tumpukan katalis

6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan

7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per tube

8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :

9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell

10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s u 0,1 m/s)

11. Menghitung pressure drop dalam shell 12. Menghitung ketebalan shell

13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan tekanan operasinya

14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor 15. Menghitung tinggi reaktor

16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam

Tabel. Spesifikasi reaktor (RE-201)

Fungsi Mereaksikan aseton dengan hidrogen untuk membentuk metil isobutil keton

Kode RE – 201

Jenis Reaktor Fixed Bed Multitubular Kondisi Operasi T = 130 ^oC

P = 5 atm

Dimensi Diameter = 2,0116 m Tinggi = 8,0863 m Jumlah tube = 2.149 tube Tinggi bed = 5,8522 m Diameter tube = 0,0409 m

Rancangan Alat Material = Stainless steel 316 (SA-240) Tebal dinding = 1 in

Posisi alat = vertikal

Jumlah 1 Buah