Penyediaan Bahan Bakar Shell

d. Menentukan Tebal

Plate Keterangan : F = 12.650 Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 - 650 o F E = 0,8 Jenis sambungan las : single-butt weld C = 0,125 Coulson, Vol 6, Hal. 217 Maka, t s = 0,2276 in Diambil tebal plate standar = 0,2500 in Tabel D.55. Hasil perhitungan tebal shell pada berbagai course Course Ts in ts standar in 1 0,2276 0,2500 2 0,2150 0,2500

e. Menentukan Panjang

Plate Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L = Keterangan : L = panjang plate, in Do = diameter luar shell, in n = jumlah plate Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak sambungan pengelasan vertikal= n x Butt welding Panjang shell untuk course 1 : D o = D i + 2 x t s = 102,5 in n = 2 buah Butt welded = 0,1563 Brownell and Young, Hal. 254 C P E f di P t d d s    6 , . 2 . n weld D o 12. length - π. Maka, L = 13,4039 ft Dari Brownell and Young Hal. 84 diketahui untuk panjang plate adalah 8 – 50 ft. Maka panjang plate L perancangan adalah memenuhi.

f. Desain Atap

 Perhitungan sudut elemen conis Bentuk atap yang digunakan adalah conical konis. Untuk roof with large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint, minimal desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal plate minimal 316 in. Besar sudut elemen konis dihitung dengan persamaan : Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959 Keterangan : = sudut elemen konis dengan horizontal D = diameter tangki, ft t = tebal cone head, in Digunakan tebal konis t = 0,25 in Maka, min sin = 0,0791 = 4,5351 o  Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan f allowable = Keterangan : f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi t = tebal konis, in r = jari-jari lekukan curvature, in Dimana, r = = 645 ft t D 430 sin min   6 t 1 1,5 x10 yield point r 3   sin 6D = 7740 in Yield point = 30.000 Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37 Maka, f allowable = 48,4496 Dimana f allowable Yield point3 = 48,4496 10.000 Maka, tebal plate = 0,2500 in dapat digunakan.  Perhitungan tinggi atap   o 90 r 2 D   90    sin 6D horizontal dengan konis elemen sudut   D = diameter tangki,ft r = jari-jari, in h Gambar D.6. Jari-jari lekukan untuk atap konis Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar : tan = Dimana, tan = 0,0793 Maka, H = 0,3371 ft = 0,1027  Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air H tangki = H shell + H roff = 13 ft + 0,3371 ft = 13,3371 ft = 4,0652 m D H 2 1 Tabel D.56. Spesifikasi Tangki BBM TB-101 Alat Tangki BBM Kode TB-101 Fungsi Tempat penyimpanan BBM untuk keperluan bahan bakar generator. Bentuk Silinder tegak vertikal dengan dasar datar flat bottom dan atap head berbentuk conical Kapasitas 16,1461 m 3 Dimensi Diameter shell D 2,5908 m Tinggi shell Hs 4,0652 m Tebal shell t s 0,2500 in Tinggi atap 0,1027 m Tebal head 0,1875 in Jumlah courses 2 Buah Tutup atas Bentuk conical Tekanan desain 20,3388 psi Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C Jumlah 1 Buah LAMPIRAN F TUGAS KHUSUS REAKTOR RE-201 Fungsi : Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk Asetat Anhidrid Jenis : Reaktor Fixed Bed Multitubular Kondisi operasi : Isotermal pada suhu T 130 o C dan tekanan P 5 atm Katalisator : Rhodium Rh Konversi : 90 Reaksi yang terjadi adalah : CH 3 C=OOCH 3l + CO g CH 3 C=OOO=CCH 3l …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 F 1 F 6 F 7 Kgjam Kgjam Kgjam Kgjam Kgjam 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 kJjam Panas Generasi kJjam Panas Keluar kJjam Panas Konsumsi kJjam Panas Akumulasi kJjam ΔH in ΔH reaksi ΔH out 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 kgjam.  Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi k Persamaan kinetika reaksi untuk asetat anhidrid adalah sebagai berikut: Orde reaksi adalah orde satu terhadap metil asetat -r a = k.Ca yoshihiro, 2005 Keterangan : k = konstanta laju reaksi, m 3 kg.s T = Temperatur K C A = konsentrasi metil asetat kmolm 3 C w = konsentrasi water kmolm 3 K A = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat m 3 kmol K w = konstanta kesetimbangan adsorpsi air m 3 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 m 3 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 A F F ΔW W A  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 r F F A W W A W A           r F F lim A W A W W A          w w  r w d F d A A    F A = F A0 1- X A dF A = - F A0 dX A Sehingga,  r w d X d F A A A0        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 F V 3 mix in tot     = 0,0911 m 3 menit = 91,14667 Lmenit 2. Konsentrasi umpan reaktor C A = Metil Asetat C A0 = 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 - .5,03x1 6 - 10 x 1,4158 dW dX X - .5,03x1 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.                  75 , 1 1 150 1 G D D g G dz dP P P      Dimana : m = m kgs ρ .v = ρ.v dimana v = v ρ = ρ .v v = ρ sehingga persamaan di atas menjadi :                  75 , 1 1 150 1 3 G D D g G dz dP P P      5 dengan : ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lbft 2 Z = panjang pipa, ft G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lbjamft 2 ρ = densitas fluida, lbft 3 Dp = diameter partikel katalis, ft ε = porositas partikel katalis µ = viskositas fluida, lbjamft g = percepatan gravitasi, 4,18.10 8 ftjam 2  Pressure Drop dalam Shell Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan Kern Kern,1965 S S S S S Sg De B L ID G f P            10 2 10 . 22 , 5 12   S S S S Sg De N ID G f P           10 2 10 . 22 , 5 1 Dengan: ΔP S = penurunan tekanan dalam shell, psi f = faktor friksi = fRe = ft 2 m 2 IDs = diameter dalam shell, ft L = panjang pipa, ft Bs = jarak buffle, ft Sg = specific gravity, φ S = viscosity ratio 14 ,        W   , untuk fluida non viscous = 1 N+1 = Number of Crosses  Data fisis dan termal  Densitas Campuran liquid dihitung dengan persamaan : kgm 3 Temperatur Masukan = 130 o C = 403 K ρ mix = 554,41052 kgm 3  Viskositas Log μ = A + + C.T + D. Pada T = 403 K μ campuran = 0,0651 cP = 0,1575 lbft.hr  Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : C pi = A + B.T + C.T 2 + D.T 3 C p,camp = Keterangan : Cp = kapasitas panas, kJkmol.K T = suhu, K C p,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, Wm.K M = Berat molekul C P = Kapasitas panas spesifik temperatur ρ = densitas cairan pada temperatur Konduktivitas panas campuran : k mix = k 1 .w 1 + k 2. w 2 + k 2. w 2 + . . .= Σ k i. w i k mix = 7,777 Wm.K = 4,494 Btuft.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 kgm 3 Spesific surface : 110 m 2 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 DpDt atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong. DpDt 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 hwh 5,5 7,0 7,8 7,5 7,0 Dimana : DpDt = rasio diameter katalis per diameter pipa hwh = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefisien transfer panas pada pipa kosong Dari data diatas dipilih hwh 7,8 pada DpDt = 0,15 Dt = 15 , cm 0,5 15 , 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 in 2 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 P T = jarak antara 2 pusat pipa P T = 1,25 OD coulson vol.6, p. 646 = 2,375 C’ = Clearance = P T -OD = 0,475 inchi = 0,0121 cm CD = P T 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 luas ΔABC = 866 , 2 1 60 sin 2 1 2      T O T T P P P 4.IDS 2 = 2.N. 2 1 .P T 2 .sin 60  PT C 60 o 60 o 60 o A B C D Jumlah pipa N =   866 , 2 1 2 4 2 4 2 2 2     T S S P ID ABC luas ID        866 . P N 4 IDs 2 T ID S = diameter dalam shell,m Diameter ekivalen untuk susunan pipa triangular pitch dapat dihitung dengan rumus : OD 5 . 4 OD 5 . P 866 . P 5 . 4 De 2 T T             dengan : De = diameter ekivalen,m P T = 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 : T P C Bs IDs As     Medium Pendingin Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut : T in = 30 o C T out = 45 o C µ = 0.691 cP k = 0.6245 Wm.K ρ = 992.25 kgm 3 Cp = 4.187 kJkg.K  Perpindahan Panas dalam Reaktor  Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube Dihitung dengan persamaan Leva Wallas, 1959 : Untuk DpDt 0,35 hi = 0,813 KDt . e -G.DpDt . G.Dpμ 0,9 untuk 0,35 DpDt 0,6 hi = 0,1β5 KDt . G.Dpμ 0,75 dengan : hi = koefisien transfer panas dalam pipa, joulem 2 jamK K = konduktivitas gas, joulemjamK Dt = diameter pipa, m Dp = diameter partikel, m G = kecepatan aliran massa gas, gm 2 jam μ = viskositas gas, gm jam  Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube Koefisien perpindahan panas di luar pipa ho dapat dihitung dengan persamaan : . 36 , 3 1 55 ,                  Kp p Cp p Gp Des Des Kp ho P   Kern,1950 dengan : Des = diameter ekivalen pipa, m Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kgm 2 .j Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkalj.m 2. K. Kp = konduktivitas panas pendingin, kkalj.m . K. Cp p = kapasitas panas pendingin, kkalkg.K p = viskositas pendingin, kgj.m  Dirt Factor Rd  Gas organik = 0,0002 hr.ft 2 . FBtu  Pendingin = 0,00017 hr.ft 2 . FBtu  Rd total = 0,00037 hr.ft 2 . FBtu  Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus : ho hio ho hio U C    F.44 dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : d D R Uc 1 1 U   Kern,1950 F.45 dengan : hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube, kcalj.m 2. K. ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcalj.m 2. K. Rd = fouling factor, j.m 2 .Kkcal 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 Kecepatan aliran masuk = 3032,0129 kgjam BM campuran = 101,333 kgkmol Densitas = 554,41052 kgm 3 Viskositas = 0,0651 cP Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor Komponen BM Massa Masuk kgjam kmoljam Metil asetat 74 2.035,607 27,508 H 2 O 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.                  75 , 1 1 150 1 3 G D D g G dz dP P P c      Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m X O = 0 P O = 5 atm Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4: X i+1 = x i + 16. k 1 + 2k 2 + 2k 3 + k 4 P i+1 = P i + 16. l 1 + 2l 2 + 2l 3 + l 4 Dengan: k 1 = f 1 wi, Xi ∆w l 1 = f 2 wi, Pi ∆w k 2 = f 1 wi + 2 w  , Xi + 2 1 k ∆w l 2 = f 2 wi + 2 w  , Pi + 2 1 l ∆w k 3 = f 1 wi + 2 w  , Xi + 2 2 k ∆w l 3 = f 2 wi + 2 w  , Pi + 2 2 l ∆w k 4 = f 1 wi+ ∆w, Xi + k 3 ∆w l 4 = f 2 wi +∆w, Pi + l 3 ∆w Perhitungan nilai w i, X i , dan P i di setiap inkeremen w Δw adalah μ w i+1 = w i + Δw Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi W Berat Tumpukan Katalis, kg X Konversi P Tekanan, atm 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.  Menghitung volume total tumpukan katalis katalis  W V  m 5128 , 16 kgm 260 kg 4.293,3368 V 3 3    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 ρ katalis katalis       2 ID W 4 Z Dengan : Z = tinggi tumpukan katalis m V = volume katalis dalam tube m 3 w = berat katalis kg ρ katalis = densitas katalis kgm 3 ID = diameter dalam tube m Maka tinggi katalis keseluruhan : m 12.574,923 260 x 0409 , . 4.293,3368 x 4 Z 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  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 in 2 = 0,0013 m 2 Tinggi tumpukan katalis = 5,8522 meter Panjang pipa L = 7,3152 meter Tebal pipa = OD-ID2 = 1,90 - 1,612 = 0,145 in = 0,0037 m Jarak antar pusat pipa PT PT = 1,25 x OD = 1,25 x 1,90 = 2,375 inchi = 0,0603 m per tube katalis tinggi n keseluruha katalis tinggi tube 149 . 2 5,8522 923 , 574 . 12  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 , 33 , 8 , . . . . 021 , . 8 , 7          F.51 Dimana : P r = C p .µ k f C p = kapasitas panas = 0,5474 btulb.F k f = konduktivitas = 4,494 Btuft.hr.F μ μ w = 1 ,karena non viskos  Tube Side atau Bundle Crossflow Area at t t t a N a   F.52 = 250. 4 . 2 t ID  = 3,1482 m 2  Mass velocity Gt G t t t a W  4167 , 31 0803 , 135 . 25  = 800,0552 lbjam.ft 2 Maka,

2. Shell

Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316 Ukuran Shell  Diameter dalam shell IDs IDs = 5 , 2 866 , 4             T P Nt Brownell Young, 1979 = 5 , 2 375 , 2 149 . 2 866 , 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 , a s    a s = 376,3442 in 2 = 2,6135 ft 2 Mass Velocity Gs G s s a W  Dimana : W = 25.068,9059 lbjam G s = 25.068,872,6135 G s = 9.592,077 lbjam.ft 2 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 Btuhr.ft. o F Cp p = kapasitas panas pendingin = 1 Btulb. o F  p = viskositas pendingin = 1,8143 lbft jam  Dirt Factor Rd - Liquid organik = 0,001 hr.ft 2 . FBtu - Pendingin = 0,003 hr.ft 2 . FBtu - Rd total = 0,004 hr.ft 2 . FBtu  Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus : = = 41,8561 Btuh.ft 2 .F Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : Kern,1950 = = 35,8534 Btuhr.ft 2 .F = 203,5861 Js. m 2 .K  Pressure drop di shell dimana Ds = diameter shell IDs = 6,5999 ft Mass velocity Gs = 9.592,077 lbjam.ft 2 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 ft2in2 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 r i = 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: P d = 1,2 x P = 1,2 x 5 atm = 6 atm P d = 80,8279 psi maka,   0,25 80,8279 0,6 - 8 , 18.750 122,00242 80,8279 t s      = 0,4641 in diambil tebal standar 0,5 inchi Diameter luar shell ODs ODs = IDs + 2 t s = 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 14 in Maka berdasarkan table 5.7 Brownell Young : icr = 7,125 in rc = 114 in maka:           icr r w c 3 . 4 1 Pers. 7.76, BrownelYoung W = 1,75 Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut: c P f w r P t c h    2 , 2 . .  Pers. 7.77, BrownellYoung = 0,7878 in dari tabel 5.6 Brownell Young untuk t h = 1 in s f = 2 in = 0,1667 ft Spesifikasi head : Gambar F.3 Desain head pada reaktor Keterangan : t h = 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 – 22 = 116 in Depth of dish b     2 2 2 icr ID icr rc 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 = ID2 – icr = 1162 in – 7,125 in = 50,8750 in BC = r c – icr = 114 in – 7,125 in = 106,8750 in AC = 2 2 AB BC  = 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 Ash i = π x ID s x tinggi shell = 3,14 x 6,5999 x 24 = 497,6199 ft 2 - luas head dan bottom bagian dalam Ahb i = β x π x ID s x s f + π4 x ID s 2 = 2 x 3,14 x 6,5999 x 0,25 + 3,144 x 6,5999 2 = 75,2983 ft 2 Jadi luas reaktor bagian dalam : = 497,6199 ft 2 + 75,2983 ft 2 = 572,9182 ft 2 o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Ash o = π x OD s x tinggi shell = 3,14 x 6,6832 x 24 = 503,9021 ft 2 - luas head dan bottom bagian luar Ahb o = β x π x OD s x s f + π4 x OD s 2 = 2 x 3,14 x 6,6832 x 0,25 + 3,144 x 6,6832 2 = 77,1231 ft 2 Jadi luas reaktor bagian luar : = 503,9021 ft 2 + 77,1231 ft 2 = 581,0252 ft 2