Storage Tank Metil Asetat ST - 101 Reaktor Fix Bed Mulitube RE-201

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