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 HD yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio HD terhadap luas tangki dapat dilihat pada
Tabel C.2.4. berikut. Tabel C.2.4. Hasil Trial H
s
D Terhadap Luas Tangki
trial HD
D ft H ft
A ft
2
Vsilinder , ft
3
Vhead, ft
3
Vsf, ft
3
Vtotal ft
3
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 H
s
D = 0,7 D
= 38,5481 ft = 462,5772 in
= 11,7496 m D
standar
= 43 ft 516 in H
= 26,9837 ft = 323,8040 in
= 8,2246 m
H
standar
= 30 ft 360 in Cek rasio HD :
H
s
D
s
= 3043 = 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
V
shell
= ¼ π D
2
H = ¼
π 43 ft
2
x 32 ft = 43.443,9500 ft
3
V
dh
= 0,000049 D
3
= 0,000049 43
3
= 3,8958 ft
3
V
sf
= ¼ π D
2
sf = ¼
π.516
2
x 3 = 627.032,8800 in
3
= 362,8663 ft
3
V
tangki baru
= V
shell
+ V
dh
+ V
sf
= 43.443,9500 + 3,8958 + 362,8663 = 43.910,7121 ft
3
= 1243,4196 m
3
V
ruang kosong
= V
tangki baru
- V
liquid
= 43.910,7121 - 29.290,1473 = 14.620,5648 ft
3
V
shell kosong
= V
ruang kosong
– V
dh
+ V
sf
= 14.620,5648 – 3,8958 + 362,8663
= 14.253,9500 ft
3
H
shell kosong
=
2
. .
4 D
V
kosong shell
=
2
43 14.253,950
4
= 9,8203 ft
H
liquid
= H
shell
– H
shell 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 : P
abs
= P
operasi
+ P
hidrostatis
P
hidrostatis
= 144
L c
H g
g
= 144
ft 20,1797
9,81 9,81
lbft 65,4838
3
= 8,0806 psi
P
operasi
= 14,6960 x 1,2760 = 18,7514 psi
P
abs
= 18,7514 psi + 8,0806 psi = 26,8320 psi
Tekanan desain 5 -10 di atas tekanan kerja normalabsolut Coulson, 1988 hal. 637. Tekanan desain yang dipilih 10 diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 plat paling bawah adalah: P
desain
= 1,1 x P
abs
= 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 P
hid
psi P
absolut
psi P
desain
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 :
t
s
= c
P E
f d
P
d
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 in20 th Tabel 6, Timmerhaus,1991:542
Menghitung ketebalan shell t
s
pada courses ke-1: t
s
= 9690
, 2
3 6
. -
0,75 x
psi x12.650
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
P
desain
psi t
s
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
D
o
= 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 : t
s
= 0,25 in
D
o
= D
i
+ 2.t
s
= 516 + 2 x 0,8500 = 517,7000 in
n = 4 buah
butt welding = 532 in Brownell and Young,1959,hal. 55
weld length = n . butt welding
= 4 . 532 = 0,6250 in
L =
4 x
12 0,6250
- in
517,7000 3,14.
= 30,2461 ft
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 A
B 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
rc 3
4 1
Brownell and Young,1959.hal.258 Diketahui :
r
c
= 516 in icr = 0,06 x 516 in
= 30,96 in Maka :
w =
96
, 30
516 3
. 4
1
= 1,7706 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan Brownell and Young, 1959,hal. 258:
t
h
= C
0,2P 2fE
.w P.r
c
= 25
, 6990
, 32
2 ,
75 ,
650 .
12 2
7706 ,
1 516
6990 ,
32
= 1,8374 in dipakai plat standar 2,5 in
Untuk t
h
= 2,5 in, Dari Tabel 5.8 Brownell and Young, 1959 diperoleh:
sf = 1,5 – 4,5 in
Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan : t
h
= Tebal head in P = Tekanan desain psi
r
c
= 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
icr
ID icr
rc rc
=
2 2
96 ,
30 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: H
total
= H
shell
+ H
head
= 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 S
1
=
2
4 1
i
D w
Brownell and Young,1959.hal.156
Keterangan : S
1
= Compressive stress psi w = Jumlah metil isobutil keton lbm
D
i
= Diameter dalam shell in = konstanta = 3,14
S
1
=
2
in 516
14 ,
3 4
1 lb
1279 ,
1688999
= 8,0809 psi Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S
2
144 ρ
X
s
Brownell and Young,1959.hal.156 Keterangan :
S
2
= Compressive stress psi X = Tinggi tangki ft
s
= Densitas shell = 490 lbmft
3
untuk material steel = konstanta = 3,14
S
2
= 144
490 6843
, 37
= 128,1840 psi Tegangan total yang bekerja pada lantai :
S
t
= S
1
+ S
2
= 8,0809 psi + 128,1840 psi = 136,2649 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan : S
t
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 m
3
Dimensi Diameter shell D
= 43 ft Tinggi shell Hs
= 30 ft Tebal shell t
s
= 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 kgjam Untuk menjaga kontinuitas produksi maka tangki dirancang untuk lama
penyimpanan 1 hari. Tabel. Densitas hidrogen
Komponen kgjam
wi ρ kgm
3
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 kgm
3
= 0,0146 lbft
3
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 m
3
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 m
3
8 tangki = 10.004,4124 m
3
= 353.302,5 ft
3
Safety factor = 20
Peter and Timmerhaus,1991,hal. 37
V
tangki
= 10080 x V
L
= 10080 x 10.004,4124 m
3
= 12.505,5155 m
3
= 441.628,1 ft
3
b. Menentukan Diameter dan Tinggi Tangki
Untuk spheris, V
tangki
=
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
+ P
hidrostatis
P
hidrostatis
= 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 normalabsolut Coulson, 1988 hal. 637. Tekanan desain yang dipilih 10 diatasnya.
Tekanan desain pada plat ke-1 plat paling bawah adalah :
P
desain
= 1,1 x P
abs
= 1,1 x 293,9247 psi = 323,3172 psi
d. Menentukan Tebal Dinding
Untuk menentukan tebal dinding, persamaan yang digunakan adalah :
t
s
= C Megyesy, 1983, hal.18
Dimana : t
s
= 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 t
s
: t
s
= 12.650
x 6
566,9904 323,3172
5 in
psi
= 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 m
3
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 5
t
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
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 aseton adalah sebagai berikut: Orde reaksi adalah orde satu
-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 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 = A + + C.T + D. Pada T = 403 K
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 = λλ2.2η 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.Dp
0,9
untuk 0,35 DpDt 0,6 hi = 0,12η KDt . G.Dp
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 = 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
Tinggi katalis = 5,8522 meter
Diameter reaktor = 2,98 m
Kecepatan aliran masuk = 3032,0129 kgjam
BM campuran = 101,333 kgkmol
Densitas = 665,6631 kgm
3
Viskositas = 0,1192 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 Δw = 0,0λλ4
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.
1. Menghitung volume total tumpukan katalis
katalis
W
V
m 5128
, 16
kgm 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 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
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 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
per tube katalis
tinggi n
keseluruha katalis
tinggi
tube 149
. 2
5,8522 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 ,
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
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