Keputusan untuk Menentukan Stuktur Recycle

  LEVEL - 3: RECYCLE STRUCTURE Heri Rustamaji Heri Rustamaji Teknik Kimia Unila

Keputusan untuk Menentukan Stuktur Recycle

  

1. Berapa banyak sistem reaktor yang diperlukan? Apakah terdapat

  pemisahan diantara sistem reaktor tsb?

  2. Berapa banyak aliran recycle yang diperlukan?

  

3. Apakah kita akan menggunakan salah satu reaktan berlebih pada

  masukan reaktor? masukan reaktor?

  4. Apakah memerlukan kompresor gas? Berapa biayanya?

  

5. Haruskah reaktor dioperasikan secara adiabatis, dengan

  pemanasan atau pendinginan langsung atau memerlukan penukar panas?

  

6. Apakah kita ingin mendorong konversi kesetimbangan?

  Bagaimana?

  7. Bagaimana biaya reaktor mempengaruhi potensi ekonomi?

Jumlah Sistem Reaktor

  Jika sejumlah reaksi berlangsung pada temperatur dan tekanan berbeda, atau jika reaksi memerlukan katalis, kita menggunkan sistem reaktor yang berbeda untuk reaksi tsb.

  Contoh1. Proses HDA

  o

  Toluen + H Benzen + CH 1150-1300 F

  2

  4

  2 Benzen Difenil + H 500 psia Contoh 2.

  Acetone  Ketene  CH ₄

  1 _ Ketene  CO  C H , 700 C and _{2 4} 1 atm

  2 _ Ketene  Acetic Acid  Acetic Anhydride,

  80 C and 1 atm Remark: dua reaktor dibutuhkan ntk sistem ini.

Jumlah Aliran Recycle

• • Untuk menentukan jumlah aliran kita dapat mendaftar

  komponen yg keluar reaktor berdasarkan titik didih normalnya.

  Selanjutnya kita mengelompokkan komponen recycle yang • memiliki titik didih yg berdekatan jika dalam reaktor yg sama.

  Selanjutnya jumlah aliran recycle didasarkan jumlah kelompok.

• Aliran gas dan cair dibedakan, karena aliran recycle gas • memerlukan kompressor, yg selalu mahal. memerlukan kompressor, yg selalu mahal. Dianggap aliran recycle gas jika komponen tsb mendidih pada •

  o

  temperatur dibawah -48 C. Aliran recycle cairan hanya memerlukan pompa. Dalam

• perhitungan awal biaya pompa tidak dimasukkan karena nilainya kecil dibandingkan dengan kompressor, furnace, distilasi, dll.

  “ Jangan Jangan memisahkan memisahkan dua dua

  komponen komponen dan dan kemudian kemudian mencampurnya mencampurnya kembali kembali pada pada komponen komponen dan dan kemudian kemudian mencampurnya mencampurnya kembali kembali pada pada masukan masukan reaktor reaktor” ” o

  Komponen NBP,

  C Kode H

• 253 Recycle+ purge-gas CH

  2

• 161 Recycle +purge-gas Benzen

  4

  80 Primary produk Toluen 111 Recycle- liquid Difenil 255 Fuel-byproduct

  Contoh. Proses HDA

• Ada tiga aliran produk : purge, benzen dan difenil
• Ada dua liran recycle , H
• CH

  2

  4

  (gas) dan toluen (cairan), sehinga:

• Struktur recycle seperti gambar 3.2.

purge Gas recycle compresor

  Umpan H ₂ benzen separator reactor difenil

  Umpan toluen toluen Toluen recycle

Gambar 3.2 Struktur recycle HDA Komponen NBP,

  o

  C Kode CO -312,6 Fuel-byproduct CH

• 161 Fuel byproduct C

  4

• 154,8 Fuel byproduct Keton -42,1 reaktan terkonversi Aseton 133,2 Recycle-R-1- liquid Asam Asetat 244,3 Recycle R-2 –liquid Asetat anhidrida 281,9 Produk Utama Contoh. Proses Asetat anhidrat Asetat anhidrida 281,9 Produk Utama

  4

• Ada dua aliran produk : (CO + CH
• C

  4

  2 H

  6

  ) dan asetat anhidrida

• Ada dua aliran recycle cairan yang dikembailak ke raktor yang berbeda: aseton ke R1 dan asam asetat ke R2
• Struktur recycle sperti gambar 3.3.

  Umpan Aseton

  Reactor separator

  As. anhidr Umpan Asam asetat

  CO, CH ₄ , C ₂ H ₄ Reactor

  C 1 and atm Acetic 80 Anhydride, Acid Acetic Ketene

  C 1 and 700 , H C atm

  2

  1 CO Ketene CH Ketene Acetone

₄

_{2 4}  ^

       

  Aseton

Gambar 3.3 Struktur recycle Asetat Anhidrid

  Reactor R1 separator

  As. Asetat recycle As. anhidr

  Reactor R2

  Aseton recycle

Reaktan Berlebih

  Dalam beberapa kasus kegunaan reaktan berlebih:

• Dapat mendorong distribusi produk/selektivitas (1)
• Mendorong komponen lain mendekati konversi total (2)
• Mendorong konversi kesetimbangan (3)

  Sebagai contoh, 1. produksi isooktana dengan alkilasi butana (isobutan berlebih) (1)

  Butana + isobutana isooktan Butana + isobutana isooktan butan + isooktan C

  12

  2. Produksi posgen (CO berlebih) (2) CO + Cl

  2

  3. Produksi sikloheksan (H

  2

  berlebih) (3) Benzen + 3H

  2

  sikloheksan

  “Tidak ada aturan baku untuk membuat pilihan jumlah excess optimum, dan karena excess optimum, dan karena itu kita perlu melakukan analisis ekonomi terhadap variabel desain ini”.

Neraca Massa Recycle Reaktan Pembatas

  Pertamakali kita membuat neraca massa reaktan pembatas. Untuk proses HDA, laju alir toluen masuk reaktor adalah F . _T purge

  Umpan H ₂ benzen benzen

  F F (1-x) (1-x)

  T

  separator separator reactor difenil

  F _T F _FT F (1-x)

  Umpan

  T

  toluen Umpan Toluen ke reaktor = umpan segar toluen + recycle toluen F = F + F (1-x) _{T FT T} F = F /x _{T FT}

  /x)

  Umpan toluen F _T F _FT F

  FT

  = MR(F

  G

  R

  PH

  G

  F

  H2

  = MR = rasio molar hidrogen terhadap toluen y

  T

  /F

  H

  ) F _H F _G reaktor separator difenil

  Reaktan Lainnya

  4

  , CH

  2

  , (H

  G

  5% CH ₄ 95%H ₂ P

  B

  Benzen, P

  PH

  , y

  G

  R

  Setelah kita menghitung laju alir reaktan pembatas, kita menggunkan rasio molar pada masukan reaktor u menghitung laju alir recycle komponen lain. reaktor separator

• y
• Neraca massa Recycle

  For x 0.75, P 265 and F 273    _{B FT} and given molar ratio ( M R ).

  Toluene: F P 273 _{FT B} F 365 _T

      x Sx

  0.75 Recycle Gas: P  MR y  _{B FH} R _G    

  Sy x y y _{PH FH PH}    265

  5

  0.95     3376   

    0.9694(0.4) 0.75 0.95 0.4   

  F _FT (from balabces: y F y R M R _{FH PH G G}   x P _B F  ) _G S ( y  y ) _{FH PH}

  Design Heuristic 

  Tidak tersedia aturan memilih x untuk kasus reaksi yg komplek.

  

  Tidak tersedia aturan memilih komposisi purging, y atau _PH rasio molar, MR.

  

  Untuk kasus reaksi tunggal tebakan awal yang memungkinkan adalah x =0,96 atau x = 0,98 x _eq

  ByProduk Reversibel

  Jika kita me-recycle by produk yg terbentuk oleh reaksi reversibel, dan komponen membentuk ke kesetimbangannya, seperti difenil dalam proses HDA. membentuk ke kesetimbangannya, seperti difenil dalam proses HDA.

  2 Benzen Difenil + H ₂ Pada keluaran reaktor: ₂ K = [Difenil][H ]/[benzen] _{eq 2} Laju H dan benzen telah ditentukan dengan menggunakan reaksi pertama dan ₂ perhitungan purging, shg kita dpt menggunakan kesetimbangan untuk menghitung laju difenil pada keluaran reaktor.

Effek Panas Reaktor Beban Panas Reaktor

  Untuk reaksi tunggal yg seluruh reaktan pembatas terkonversi dalam proses, beban panas reaktor : Beban Panas reaktor = panas reaksi x laju umpan segar

  Q = F ΔH R R FT

  Contoh. Proses HAD For x 0.75, P 265 and F 273.

     B FT

  6 Q H F ( 21530)(273) 5.878 10 But hr / _{R R FT}         Perubahan temperatur adiabatis

  Sekali kita telah menentukan beban panas reaktor dan laju alir yg melewati reaktor sebagai fungsi variabel desain, kita dapat memperkirakan perubahan temperatur adiabatis dari persamaan:

  Q = F C (T – T ) _{R p R,in R,out}

• Heuristics Since the availability of the hear transfer area is limited.

   

  . 8000 to 6000

  is also a function of recycle flow rate.

  out

  Heat carrier

  

   

  ft T U Q A 

  10 For 1 of load heat a _{2 6} ⁶

  1 Btu/hr,

  10

  ) 50 )( 20 (

  The shell the into fits that area fer heat trans maximum 1000

  The heat load is limited to 6-8 million Btu/hr.

• of range in the is exchanger heat head floating a of
2<
• of range in the is exchanger heat head floating a of

  ft

• Since heat load depends on fresh feed flow rate and T
• We can moderate the temperature change by increasing recycle flow rate.

  Heuristic

  6

 Untuk proses endotermis dg beban panas kurang dari 6-8 x 10 Btu/jam, kita

  menggunakan reaktor isotermal dg pemanasan langsung. Untuk beban panas yg lebih besar kita harus menambahkan diluent dan heat carrier.

  

 Untuk reaksi eksotermis kita menggunkan reaktor adiabatis jika kenaikan temperatur

  adiabatis kurang dari 10-15% dari temperatur masuk. Jika kenaikan temperatur adiabatis kurang dari 10-15% dari temperatur masuk. Jika kenaikan temperatur adiabatis melebihi nilai ini, kita menggunakan pendinginan langsung, jika beban panas

  6

  reaktor kurang dari 6-8 x 10 Btu/jam. Di luar itu kita menggunakan diluent atau heat carrier.

  

 Diluent/heat carrier : zat atau komponen lain yg tidak bereaksi yg ditambahkan ke

  reaktan untuk mendorong konversi atau menyerap panas atau meredam kenaikan suhu.

  Batasan Kesetimbangan exothermic P ↑ tot

  2

  6

  MR (H /C H )↑

• Reactor/Separator
• Compressor Design And Costs Sebagai perhitungan awal efisiensi (eff) kompresor diasumsikan 90%.

• Kapanpun terdapat recycle gas, kita memerlukan kompresor.
>Persamaan desain untuk horsepower teoritis untuk kompresor sentrifugal adalah:

       

  Biaya kompresor = (517,5)(bhp) ^0,82 (2,11+F _c ) (M &amp; S)

  P P Q P x hp

   _in ^{out in in}

  3 ⁵ 

  10 03 ,

  1

  

     

  v p ^{v p} C C C C

     

     

     

  P _in = lbf/ft ² , Q _in = ft ³ /min Sebagai perhitungan awal efisiensi (eff) kompresor diasumsikan 90%.

  P P T T

     _in ^out _in ^out

     

  / / 1 ) (    ^

  280 bhp = hp/eff , M &amp;S = indeks inflasi Marshall &amp; Swift

• Sensitivitas

  Remarks: 1.This is an expensive equipment and normally we do not have spares.

  2. Heuristic for multistage compressor: P /P =P /P =... _{2 1 3 2}

Pemilihan Reaktor

  27

• Decisions
• type
• pres
• concentration - phase
• temperature - catalyst
• Reaction Path
• $11 kmolVCM EP
• $1.4 kmolVCM EP

  Remark: EP = values of products-raw materials costs HCl Cl H C Cl H C

  O H Cl H C HCl O H C HCl Cl H C Cl H C Cl H C Cl H C Cl H C HCl H C heat

             

         

  3 ^{2 2 4 2 2 2 4 2 2 4 2 3 2 2 4 2}

²

^{4 2 2 2 2 3 2 2 2}

  2 2 /

  1

  3 Path $8.89 kmolVCM EP

  2 Path

  1 Path

• Types of reaction systems

  (waste) (desired) : Recations Parallel

  (reversibl e) (irreversi ble) (irreversi ble) : Reaction Single

  2 ^{1 1 1 ,} S A R A R A R B A R A k ^{k k k k k b f}

            

    Remark: There are a lot of more reaction systems, e.g., mixed parallel and consecutive reactions.

  (waste) (desired) : Recations e Consecutiv (waste)

  

(desired)

  2 ^{1 2 1} S R R A S B A R B A k ^{k k k}

           

• Reactor concentration and temperature

  The objectives to design the reactor concentration and temperature profiles are: O1. to improve selectivity (minimize the generation of byproducts) O2. to increase economic potential (minimize reactor cost) O3. to facilitate downstream separation (decrease separation cost) O4. to possess operability (handle production rate changes) O4. to possess operability (handle production rate changes)

  Remark: Certainly, there are cases which are important to ensure complete conversion of hazardous or corrosive material.

• Reactor concentration - single reaction

  Single Reaction : _k A R

   

• use PFR (O2)

  Single Reaction : _k A A B B R R

    

• A/B=50/50 is most economic but with little operability
• if R is HK, make LK excess (Cheng and Yu)
• if B is HK and R is IK, make B excess (Cheng and Yu)
• degree of excess depends on the relative reactor/separator costs (Cheng and Yu, AIChE J, 2003, 49, 682.)

  Remark: Note that: Total reaction rate : k ( T ) C C _{A B R}

  V

• Reactor concentration - parallel reactions For the followings reactions orders of reactions become important.

  2 ² ₂ ^{1 1 1}

₂

_{1 2 2} ^{1 1} maximize. to

  / want which we to related is y selectivit The (waste) (desired) : Recations Parallel

  _B b ^a _A ^{k B b a A k} r r C C k r S B A

  C C k r R B A        

  2 ^{1 2 1} ₂ ¹ ₂ ¹ maximize. to _{b b B a a A}

  C C k k r r _{ }

   a ₁ &gt;a ₂ &amp; b ₁ &gt;b ₂ : keep both C _A and C _B high a ₁ &gt;a ₂ &amp; b ₁ &lt;b ₂ : keep C _A high and C _B low a ₁ &lt;a ₂ &amp; b ₁ &lt;b ₂ : keep both C _A and C _B low a ₁ &lt;a ₂ &amp; b ₁ &gt;b ₂ : keep C _A low and C _B high Ref: Ward et al. (IEC&amp;R 2004, 43, 3957) discuss operating policies for parallel reactions in planwide control.

• Reactor type - parallel reactions

  Pola kontak untuk variasi kombinasi reaktan konsentrasi tinggi dan rendah pad operasi non-kontinyu

  Remark : Normally we set the temperature at the highest and yet acceptable level (Levenspiel, 1999) Pola kontak untuk variasi kombinasi reaktan konsentrasi tinggi dan rendah pad operasi aliran kontinyu

• Reactor type - parallel reactions
• Reactor temperature - reversible reaction _{k k f b ,}

  A R r k x k x     (reversibl

  e)  ( _{f b} 1  ) 

• 1 x x _{ E  E f b}

  k k x f f _RT K     e _eq 1  x k k _{b b} endothermic endothermic (E (E &gt;E &gt;E ): - high temperature favors equilibrium conversion ): - high temperature favors equilibrium conversion _{f f b b}

  and also gives higher reaction rate

• set the temperature as high as possible

  

exothermic (E &lt;E ): - low temperature favors equilibrium conversion

_{f b}

  but high temperature gives higher reaction rate

• set the temperature high initially and decrease the temperature as equilibrium approaches
• Reversible reaction- remember physical chemistry

  A ↔ B +

  heat

  A + heat ↔ B

• Implication in reactor design - reversible and exothermic

  Design: series of reactors with cold shot or intermediate heat exchangers

  with cold shot

• Reactor heat removal
• More reactor heat removal
• Reactor pressure- vapor phase reaction

  Irreversible single reactions:

• high pressure increases vapor density and thus gives higher reaction rate (smaller reactor volume if given conversion)

  Reversible single reactions:

  2A ↔B

• an increase in the pressure shifts the reaction toward compensating - an increase in the pressure shifts the reaction toward compensating the pressure increase (RHS) and thus increases the equilibrium conversion (Le Chatelier’s principle).

  A

  2B ↔

• an increase in the pressure shifts the reaction toward compensating the pressure increase (LHS) and thus decreases the equilibrium conversion.
• Summary - heat removal
• Summary - reactor design

  A B A

  ↔B A  R A A  S  S A+B  R A+B  S

  A  R  S

  (More detail see : Levenspile, 1999 and Smith, 2005)

  Recycle Economics

  input/output: favors zero conversion and no purge recycle: favor large conversion and purge

  Terima kasih

  43