LAMPIRAN F TUGAS KHUSUS REAKTOR (R-01)
Fungsi
: Mereaksikan Etilen (C2H4) menjadi 1- Butena (C4H8) dengan proses dimerisasi Etilen
Tipe alat
: Reaktor gelembung
Kondisi operasi
: Isotermal Isotermal pada 67 C, 8 atm
Katalisator
: Ti(OC4H9)4 dan Al(C2H5)3 yang dilarutkan dalam pelarut cair n-Heptana (C7H16)
Sistem pendingin
: Koil yang dicelupkan, dengan air pendingin di dalam pipa
Asumsi
:
a. Operasi berjalan kontinyu. b. Reaktor gelembung cocok untuk reaksi gas – cair, dengan jumlah gas yang relatif sedikit yang direaksikan dengan cairan yang jumlahnya besar. c. Di dalam reaktor gelembung, aliran gas di anggap Plug Flow, tetapi cairan teraduk sempurna oleh aliran gelembung gas yang naik ke atas, sehingga suhu cairan di dalam reaktor selalu seragam Kondisi operasi (Ali dan Al-humaizi, 2000) : - Temperatur
: Isotermal pada suhu 67oC
- Tekanan
: 8 atm
- X (konversi)
: 95,7 %
Persamaan reaksi utama :
Katalis(l)
C2H4(g) + C2H4(g)
C4H8(g)
Etilen
1-Butena
Etilen
X = 95,7 %
F-2 Persamaan reaksi samping : C2H4(g)
+ C4H8 (g)
Etilen C2H4(g)
1-Butena
C6H12(g)
1-Butena
C6H12(g)
1-Butena
2-Etil-1-Butena
6
7
R-01
2
8
Gambar.F.1. Reaktor (R-01) A.
Neraca Massa Neraca Massa Total pada R-01 = Input R-01 = Output R-01 2+6
=7+8
X = 100 %
1-Heksena
+ C4H8 (g)
Etilen
X = 100 %
3-Metil-1-Pentena
+ C4H8 (g)
Etilen C2H4(g)
C6H12(g)
X = 100 %
F-3 Aliran Output (7+8) : Tabel F.1. Selektivitas produk reaktor Komponen
Komposisi (%vol ≈ % mol)
1- Butena
99,4 %
3-Metil 1-pentena
0,2 %
1-Heksena
0,1 %
2-Etil 1-Butena
0,3 %
(Sumber : U.S Patent No. 5.037.997)
Tabel F.2. Berat molekul komponen : Komponen 1- Butena Etilen 3-Metil 1-pentena 1-Heksena 2 Etil 1-Butena n-Heptana Katalis Ti (OC4H9)4 Katalis Al (C2H5)3
BM (kg/kgmol) 56,1080 28,0540 84,1610 84,1610 84,1610 100,2040 340,33 114
Kapasitas Produksi 1-Butena = 30.000
ton kg 1 tahun 1 hari x 1000 x x tahun ton 330 hari 24 jam
= 3.787,8788 kg/jam
Produksi 1-Butena
= 3.787,8788 kg/jam = 67,5105 kgmol/jam
Total Aliran Produk
=
100 67,5105 kgmol/jam 99,4
= 67,9180 kgmol/jam = 3822,1751 kg/jam
Produk samping yang terbentuk : 3-Metil 1-pentena
=
0,2 67,9180 kgmol/jam 100
= 0,1358 kgmol/jam = 11,4321 kg/jam
F-4
1-Heksena
0,1 67,9180 kgmol/jam 100 = 0,0679 kgmol/jam = 5,7160 kg/jam 0,3 = 67,9180 kgmol/jam 100 = 0,2038 kgmol/jam = 17,1481 kg/jam
=
2-Etil 1-Butena
Aliran input (2+6): Stokiometri reaksi pada R-01 sebagai berikut : Basis : 1 jam
Reaksi Utama :
Katalis(l)
C2H4(g) +
C2H4 (g)
C4H8(g)
Awal
:
FAO
FAO
-
Reaksi
:
-FAO . X
-FAO . X
+ FAO . X
Sisa
: FAO (1-X)
FAO (1-X)
FAO.X
Diketahui = Produk 1-Butena yang dihasilkan = 67,5105 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 95,7 % = 0,957 Maka FAO =
67,5105 FAO . X = 70,5439 kmol = X 0,957
FAO (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol Sehingga : Awal : Reaksi : Sisa :
C2H4(g) + 70,5439 -67,5105 3,0334
C2H4 (g)
C4H8(g)
70,5439 -67,5105 3,0334
Tabel F.3. Neraca Massa Reaksi Utama Komponen
C2H4 C4H8 Total
Reaktan Kmol kg 141,0878 3958,0761 0,0000 0,0000 141,0878 3958,0761
Produk Kmol 6,0668 67,5105 73,5773
Kg 170,1973 3787,8788 3958,0761
0,0000 67,5105 67,5105
F-5
Reaksi Samping 1 : 3-Metil-1-Pentena yang terbetuk = 0,1358 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 %
FAO . X = 0,1358 kmol X
Maka FAO =
FAO (1-X) = 0,1358 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C2H4(g) Awal Reaksi Sisa
: : :
+
C4H8 (g)
0,1358 -0,1358 0,0000
0,1358 -0,1358 0,0000
C6H12(g) 0,0000 0,1358 0,1358
Tabel F.4. Neraca Massa Reaksi Samping 1 Reaktan Kmol Kg 0,1358 3,8107 0,1358 7,6215 0,0000 0,0000 0,2717 11,4322
Komponen
C2H4 C4H8 C6H12 (3M1P) Total
Produk Kmol Kg 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,1358 11,4321 0,1480 11,4321
Reaksi Samping 2 : 1-Heksena yag terbentuk = 0,0679 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 % Maka FAO =
FAO . X = 0,0679 kmol X
FAO (1-X) = 0,0679 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C2H4(g) Awal Reaksi Sisa
: : :
0,0679 -0,0679 0,0000
+
C4H8 (g)
C6H12(g)
0,0679 -0,0679 0,0000
0,0000 0,0679 0,0679
F-6
Tabel F.5. Neraca Massa Reaksi Samping 2 Reaktan Kmol Kg 0,0679 1,9054 0,0679 3,8107 0,0000 0,0000 0,1358 5,7161
Komponen
C2H4 C4H8 C6H12 (1Heksena) Total
Produk Kmol Kg 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0679 5,7160 0,0740 5,7160
Reaksi Samping 3 : 2-Etil-1-Butena yang terbentuk = 0,2038 kmol (FAO.X) Konversi (X) = 100 % Maka FAO =
FAO . X = 0,2038 kmol X
FAO (1-X) = 0,2038 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C2H4(g) Awal Reaksi Sisa :
: :
+
0,2038 -0,2038 0,0000
C4H8 (g)
C6H12(g)
0,2038 -0,2038 0,0000
0,0000 0,2038 0,2038
Tabel F.6. Neraca Massa Reaksi Samping 3 Komponen
C2H4 C4H8 C6H12 (2E1B) Total
Reaktan Kmol Kg 0,2038 5,9730 0,2038 11,9459 0,0000 0,0000 0,4076 17,9189
Produk Kmol Kg 0,0092 0,2568 0,0092 0,5137 0,2038 17,1481 0,2221 17,9187
Total reaktan yang dibutuhkan dan produk yang dihasilkan pada reaksi utama dan samping pada R-01 adalah sebagai berikut :
Tabel F.7. Neraca Massa Reaksi Total dan Samping Reaktan Komponen
C2H4 C4H8 C6H12 (3M1P) C6H12 (1-Heksena) C6H12 (2E1B) Total
Kmol 141,4953 0,4075 0,0000 0,0000 0,0000 141,9028
Kg 3.969,5083 22,8645 0,0000 0,0000 0,0000 3.992,3728
Produk Kmol 6,0668 67,5105 0,1358 0,0679 0,2038 73,9848
Kg 170,1973 3.787,8788 11,4321 5,7160 17,1481 3.992,3724
F-7 Aliran Input 2 : Aliran 2 = Aliran 1 + Aliran 12 Jumlah total Etilen yang dibutuhkan berdasarkan stokiometri reaksi di reaktor (aliran 2) sebesar = 141,4953 kmol
Tabel F.8. Komposisi Aliran 12 (recycle dari produk atas MD-01) : Komponen Etilen Etana Total
Kmol 6,0788 0,0001 6,0790
Kg 170,5349 0,0043 170.5392
Aliran 1 (Umpan Fresh Feed Etilen) : Make-up etilen yang dibutuhkan
= (141,4953 – 6,0788) kmol = 135,4165 kmol = 3.798,9745 kg
Kemurnian fresh feed Etilen 99,9 % dan 0,1 % Etana (%mol) sehingga : Total make-up fresh feed dari =
100 135,4165 kmol = 135,5521 kmol 99,9
Jumlah etana dalam fresh feed = (135,5521 - 135, 4165) kmol = 0,1356 kmol = 4,0774 kg Aliran Input 6 Aliran 6
= Pelarut + Katalis = (n-Heptana + 1-Heksena) + (Ti (OC4H9)4 + Al (C2H5)3)
Berdasarkan U.S Patent No. 5.037.997 : Konsumsi katalis terhadap produk = 872 g produk/g Ti.jam = 872 kg produk/kg Ti.jam Perbandingan pelarut n-Heptane terhadap katalis : n – Heptana
:
Ti (OC4H9)4
200 ml
:
1,6 x 10-3 mol :
0,2 liter
:
0,5445 gram
:
Al (C2H5)3 6,4 x 10-3 mol
: 0,7296 gram
Total Aliran Produk = 67,9180 kgmol = 3822,1751 kg
F-8
Jumlah katalis Ti (OC4H9)4
=
3822,1751 kg produk/jam 872 kg produk/kg Ti.jam
= 4,3832 kg Ti = 4383,2 gram Ti = 0,0129 kgmol Ti /jam Jumlah katalis Al (C2H5)3
=
6,4 x 10 -3 mol Al 0,0129 kgmol Ti /jam 1,6 x 10 -3 mol Ti
= 0,0515 kgmol Al/jam = 5,8730 kg Al /jam Volume pelarut n- Heptana =
0,2 liter 4383,2 gram Ti 0,5445 gram Ti
= 1610,0012 liter Densitas n-Heptana ( Tabel 2-30, Perrys ) = 5,3364 kmol/m3 = 0,5347 kg/liter (T=67oC=340,15 K) Jumlah pelarut n- Heptana = Densitas n-Heptana x Volume pelarut n- Heptana = 0,5347 kg/liter x 1610,0012 liter = 860,9137 kg = 8,5916 kmol Kemurnian n-Heptana 99,9% berat 0,1 % 1-Heksena Jumlah pelarut (n-Heptana dan 1-Heksena) yang masuk = =
100 x total n-Heptana 99,9 100 x 860,9137 kg 99,9
= 861,7755 kg Jumlah 1-Heksena pada pelarut = Jumlah pelarut - total n-Heptana = 861,7755 kg - 860,9137 kg = 0,8618 kg Untuk proses kontinyu juga terdapat etana terlarut yang di-recycle dari adsorber AD-01, sebesar = 0,0114 kg = 0,0004 kmol
F-9
Aliran Output (7+8) : Etilen: Jumlah Etilen yang tidak bereaksi = 6,0668 kmol = 170,1973 kg (aliran 7 dan 8) Kelarutan Etilen dalam n-Heptana = 0,0624 mol/liter (Fig.1 Kim & Woo, 1991) Etilen yang terlarut dalam n-Heptana = volume n-Heptana x kelarutan etilen = 1610,0012 liter/jam x 0,0624 mol/liter = 100,4641 mol/jam = 0,1005 kmol/jam = 2,8184 kg/jam (aliran 8) Etilen yang tidak terlarut dalam n-Heptana = total output etilen – etilen terlarut = 170,1973 kg - 2,8184 kg = 167,3789 kg (aliran 7) 1-Butena Produksi 1-Butena
= 3787,8788 kg = 67,5105 kgmol/jam (aliran 7 dan 8)
Kelarutan 1-Butena dalam n-Heptana = 0,86 mol/liter (Fig.1 Kim & Woo,1991) 1-Butene yang terlarut dalam n-Heptana : 1-Butene (aliran 8)
= vol n-Heptana x kelarutan 1-Butena = 1610,0012 liter/jam x 0,8600 mol/liter = 1384,6010 mol/jam = 1,3846 kmol/jam = 77,6872 kg/jam
1-Butene yang tidak terlarut dalam n-Heptana : 1-Butene (aliran 7)
= total output 1-Butene – 1-Butene terlarut = 3.787,8788 kg - 77,6872 kg = 3.710,1916 kg
F-10 Etana : Jumlah keluaran Etana
= Jumlah Etana fresh feed + Recycle AD-01 = 0,1361 kmol = 4,093 kg (aliran 7 dan 8)
Kelarutan Etana dalam n-Heptana = 0,0140 mol etana/mol n-Heptana (Tabel 2.Temperature Effect Solubility in Heptane, Hayduk W,1970) Etana yang terlarut dalam n-Heptana : Etana (aliran 8) = kelarutan etana x BM etana x mol n-Heptana =
0,0140 kmol etana x 30,07 x 8,5916 kmol nHeptana/jam 1 kmol n - Heptana
= 3,6169 kg/jam Etana yang tidak terlarut dalam n-Heptana Etana (aliran 7) = total keluaran etana – etana terlarut = 4,093 kg - 3,6169 kg = 0,4761 kg Untuk katalis Ti(OC4H9)4, katalis Al(C2H5)3 dan pelarut n-Heptana Jumlah masukan pada aliran 6 = keluaran aliran 8
Tabel F.9. Neraca Massa Reaktor (R-01) Komponen 1-Butena Etilen Etana 3-Metil 1-Pentena 1-Heksena 2-Etil 1-Butena Katalis Ti(OC4H9)4 Katalis Al(C2H5)3 n-Heptana Total
Input (kg) Aliran 2 Aliran 6 22,864 0,000 3.969,508 0,000 4,093 0,000 0,000 0,000 0,000 0,862 0,000 0,000 0,000 4,383 0,000 5,873 0,000 860,914 3.996,465 4.868,497
872,032
Output (kg) Aliran 7 Aliran 8 3.710,192 77,687 167,379 2,818 0,476 3,617 0,000 11,432 0,000 6,578 0,000 17,148 0,000 4,383 0,000 5,873 0,000 860,914 3.878,047 990,451 4.868,497
F-11
B.
Neraca Energi
Q6+Q2
Q7+Q8+Qloss
R‐01
Reaktan pada
Produk pada
T = 340,15 K
T = 340,15 K HoR
HoP Hof 25 oC
Gambar.F.2. Profil neraca energi di reaktor
a.
Panas Aliran Masuk dan Keluar Tabel F.10. Aliran 6 + Aliran 2 ( Q6 dan Q2) Komponen 1-Butena Etilen Etana 3-Metil 1-Pentena 1-Heksena 2-Etil 1-Butena Katalis Ti(OC4H9)4 Katalis Al(C2H5)3 n-Heptane Total
Fi(kg) 22,8645 3.969,5083 4,0929 0,0000 0,8618 0,0000 4,3832 5,8730 860,9137
Fi (kmol) 0,4075 141,4953 0,1361 0,0000 0,0102 0,0000 0,0129 0,0515 8,5916
4.868,4971
150,7051
∫ CpdT (kJ/kmol) 3.896,8397 1.914,1100 2.338,0021 0,0000 7.725,7861 0,0000 20.945,9366 10.692,7313 9.928,5820
Fi.∫ CpdT (kJ) 1.587,9934 270.837,5139 318,2285 0,0000 79,1090 0,0000 269,7700 550,8616 85.302,5087 358.945,9852
F-12
Tabel F.11 Aliran 7 (Q7)
Komponen 1-Butena Etilen Etana 3-Metil 1-Pentena 1-Heksena 2-Etil 1-Butena Katalis Ti(OC4H9)4 Katalis Al(C2H5)3 n-Heptane
3.710,1916 167,3789 0,4761 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000
Fi (kmol) 66,1259 5,9663 0,0158 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000
Total
3.878,0466
72,1080
Fi(kg)
∫ CpdT (kJ/kmol) 3.896,8397 1.914,1100 2.338,0021 6.412,9193 5.984,8234 6.067,6189 0,0000 0,0000 7.493,3792
Fi.∫ CpdT (kJ) 257.682,0063 11.420,1732 37,0177 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 269.139,1972
Tabel F.12. Aliran 8 (Q8)
Total
b.
77,6872 2,8184 3,6169 11,4321 6,5778 17,1481
Fi (kmol) 1,3846 0,1005 0,1203 0,1358 0,0782 0,2038
∫ CpdT (kJ/kmol) 5.800,4272 5.857,4281 5.380,5046 8.607,5102 7.725,7861 8.047,4978
Fi.∫ CpdT (kJ) 8.031,2776 588,4611 647,1808 1.169,2098 603,8290 1.639,7099
4,3832 5,8730 860,9137
0,0129 0,0515 8,5916
20.945,9366 10.692,7313 9.928,5820
269,7700 550,8616 85.302,5087
990,4505
10,6791
Fi(kg)
Komponen 1-Butena Etilen Etana 3-Metil 1-Pentena 1-Heksena 2-Etil 1-Butena Katalis Ti(OC4H9)4 Katalis Al(C2H5)3 n-Heptane
98.802,8085
Panas Reaksi Standar Reaksi C2H4(g)
:
Katalis(l)
+
C2H4 (g)
C4H8(g)
Data entalpi standar pada 25oC: ΔHf C2H4 = 52330 kJ/kmol ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol ΔHR 25 = (n. ΔHF produk - n. ΔHF reaktan) = -104.786 kJ/kmol
F-13
Panas reaksi pada T = 25 oC, ΔHR 25 total
c.
ΔHoR 25
= mol bereaksi x konversi x (n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan)
ΔHoR 25
= FAO . X . { (n C4H8 x ΔHf C4H8) - (n C2H4 x ΔHf C2H4) }
ΔHoR 25
= 67,5105 x { (1 x -126) – (2 x 52.330 )}
ΔHoR 25
= 67,5105 kmol . -104.786 kJ/kmol = -7.074.154,6292 kJ
Menghitung panas yang harus diserap oleh air pendingin Q
= panas yang harus diserap untuk menurunkan temperatur reaktor (R-01) agar suhu tetap 67 °C = 340,15 K = FAO. X. ∆HR (340,15 K)
Q
Panas reaksi utama pada 340,15 K, ∆HR (T) ΔHR (T) = ΔHoR(TR) +
T
C
p
dT (Pers. 8.26, Fogler, edisi kedua, 1992)
Tref
Panas reaksi standar, ∆HRo(TR) = -104.786 kJ/kmol T
Menghitung
C
p
dT :
Trefo
B Cp dT A. T T 2 T T
R
i
TR
2
2
TR
ΔA = -39,251 ΔB = 0,236142 ΔC = -0,000435652 ΔD = 3,337E-07 ΔE = -8,9495E-11 T
Maka :
C
T ref
p
C 3 D E 5 3 4 5 T TR T 4 TR . T TR 3 4 5
dT = 68,6197 kJ/kmol
F-14
ΔHR (340,15 K) = ΔHoR(TR) +
T
C
p
dT
Tref
= -104.786 kJ/kmol + 68,6197 kJ/kmol = -104.717,380 kJ/kmol Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 67,5105 kmol . -104.717,380 kJ/kmol = -7.069.522,0809 kJ
Panas reaksi samping 1 pada 340,15 K, ∆HR (T) T
ΔHR (T) = ΔHoR(TR) +
C
p
dT (Pers. 8.26, Fogler, edisi kedua, 1992)
Tref T
Menghitung
C
p
dT :
Trefo
B Cp dT A. T T 2 T T
i
R
2
2
TR
TR
ΔA = 2,575 ΔB = 0,067101 ΔC = -0,000118118 ΔD = 7,94E-08 ΔE = -1,9253E-11 T
C
p
dT = 601,9696 kJ/kmol
T ref
Menghitung Panas Entalpi Standar ∆HRo(TR) : C2H4(g)
+
C4H8 (g)
C6H12(g) o
Data entalpi standar pada 25 C (Hysys): ΔHf C2H4 = 52330 kJ/kmol ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol ΔHf C6H12 = -45.010 kJ/kmol (3-Metil-1-Pentena) ΔHoR 25
C 3 D E 5 3 4 5 T TR T 4 TR . T TR 4 5 3
= n. ΔHF produk - n. ΔHF reaktan = -97.214 kJ/kmol
F-15
Maka: ΔHR (340,15 K) = ΔHoR(TR) +
T
C
p
dT
Tref
= -97.214 kJ/kmol + 601,9696 kJ/kmol = -96.612,0304 kJ/kmol Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 0,1358 kmol . -96.612,0304 kJ/kmol = -13.123,3922 kJ
Panas reaksi samping 2 pada 340,15 K, ∆HR (T) T
o
ΔHR (T) = ΔH R(TR) +
C
p
dT (Pers. 8.26, Fogler, edisi kedua, 1992)
Tref T
Menghitung
C
p
dT :
Trefo
B Cp dT A. T T 2 T T
R
i
2
2
TR
TR
ΔA = -24,481 ΔB = 0,160661 ΔC = -0,000284597 ΔD = 2,135E-07 ΔE = -5,6817E-11 T
C
p
dT = 173,8737 kJ/kmol
T ref
Menghitung Panas Entalpi Standar ∆HRo(TR) : C2H4(g)
+
C4H8 (g)
C6H12(g)
Data entalpi standar pada 25oC (Hysys): ΔHf C2H4 = 52.330 kJ/kmol ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol ΔHf C6H12 = -41.700 kJ/kmol (1-Heksena) ΔHoR 25
C 3 D E 5 3 4 5 T TR T 4 TR . T TR 3 4 5
= n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan = -93.904 kJ/kmol
F-16 Maka : ΔHR (340,15 K) = -93.904 kJ/kmol + 173,8737 kJ/kmol = -93730,1263 kJ/kmol Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 0,0679 kmol . -93730,1263 kJ/kmol = -6.365,9629 kJ
Panas reaksi samping 3 pada 340,15 K, ∆HR (T) ΔHR (T) = ΔHoR(TR) +
T
C
p
dT (Pers. 8.26, Fogler, edisi kedua, 1992)
Tref T
Menghitung
C
p
dT :
Trefo
B Cp dT A. T T 2 T T
R
i
2
2
TR
TR
ΔA = -30,114 ΔB = 0,204011 ΔC = -0,000361435 ΔD = 3,869E-07 ΔE = -6,986E-11 T
C
p
dT = 256,6691 kJ/kmol
T ref
Menghitung Panas Entalpi Standar ∆HRo(TR) : C2H4(g)
+
C4H8 (g)
C6H12(g)
Data entalpi standar pada 25oC (Hysys): ΔHf C2H4 = 52.330 kJ/kmol ΔHf C4H8 = -126 kJ/kmol ΔHf C6H12 = -41.700 kJ/kmol (2-Etil-1-Butena) ΔHoR 25
C 3 D E 5 3 4 5 T TR T 4 TR . T TR 3 4 5
= n. ΔHF produk - n.ΔHF reaktan = -103.754 kJ/kmol
F-17 Maka : ΔHR (340,15 K)
= -103.754 kJ/kmol + 256,6691 kJ/kmol = -103.497,3309 kJ/kmol
Q = FAO. X. ∆HR (340,15 K) = 0,2038 kmol . -103.497,3309 kJ/kmol = -21087,9958 kJ
Total panas yang harus diserap oleh air pendingin (QR total) = QR Total = Q rx utama+Q rx samping 1 + Q rx samping 2 + Q rx samping 3 = -7.069.522,0809 + (-13.123,3922) + ( -6.365,9629) + (-21087,9958) = -7.110.099,4318 kJ d.
Beban panas pendingin di R-01 (QP) Pendingin yang digunakan adalah air dengan temperatur : Twi
= 30 oC = 303,1500 K
Two
= 45 oC = 318,1500 K
Cpw
= 4,1810 kJ/kg.K
Jumlah air pendingin yang dibutuhkan m
Q Total kJ 4,1810 kJ/kg.K (Two - Twi )K
= 113.371,5926 kg
e.
Menghitung Panas hilang (Qloss) Neraca Energi R-01 = Panas Input
= Panas Output
Q2 + Q7 + ∆Hr,25 = Q8 + Q9 + QR Total + Qloss Qloss = Q2 + Q7 + ∆Hr,25 - Q8 - Q9 - QR Total = 26.948,7821 kJ
F-18
Tabel F.13. Neraca Panas Reaktor (R-01) Panas Masuk Keterangan
kJ
Q2+Q7
358.945,9852
ΔHr,25
-7.074.154,6292
Panas Keluar Keterangan Q8
269.139,1972
Q9
98.802,8085
QR Total
-7.110.099,4318
Qloss
TOTAL
C.
-6.715.208,6440
kJ
26.948,7821 -6.715.208,6440
TOTAL
Data Kinetika Reaksi a.
Data konstanta laju reaksi Berdasarkan hasil penelitian yang dilakukan oleh Woo & Woo (1991) diperoleh data sebagai berikut : Konstanta laju reaksi, k = 0,0158 detik-1 = 0,9480 menit-1 = 56,88 jam-1 Holding time, t = 200 detik = 0,0556 jam (Al/Ti molar ratio = 4)
b.
Mencari komposisi reaktan Tabel F.14. Komposisi Reaktan (Fase Liquid) Komponen
Fi (kg)
Ni (kmol)
wi
1-Heksena
0,862
0,010
0,001
Katalis Ti (OC4H9)4
4,383
0,013
0,005
Katalis Al (C2H5)3
5,873
0,052
0,007
n-Heptana
860,914
8,592
0,987
Total
872,032
8,666
1,000
F-19
Nilai Densitas dan Viscositas Campuran (Fase Liquid) : Tabel F.15. Densitas Liquid (ChemCAD) ρi Komponen
(kmol/m3)
ρi (kg/m3)
wi
vi (m3)
2,86E-01
2,6883
138,7231
0,0010
7,124E-06
6,38E+02
2,73E-01
1,6199
551,3104
0,0050
9,117E-06
4,80E-01
7,20E+02
6,56E-01
2,6227
298,9881
0,0067
2,253E-05
2,60E-01
5,40E+02
2,79E-01
1,3192
132,1867
0,9873
0,0074686
1,0000
0,0075074
A
B
C
D
C6H12
7,57E-01
3,86E-01
5,04E+02
Ti(OC4H9)4
7,73E-01
2,63E-01
Al (C2H5)3
2,09E+00
C7H16
6,03E-01
Total
i
A
3 T D (T=Kelvin ; ρ = kmol/m ,eq.105 ChemCAD) B.1 1 C
wi
vi i
mix
1 1 = = 133,2024 kg/m3 = 8,3155 lb/ft3 0 , 0075 vi
Tabel F.16. Viskositas Liquid (ChemCAD)
Komponen
A
B
μ
μ
C
(pa.s)
(cP)
Wi
wi/μ
C6H12
-7,7434
0,258
-4,73E-05
1,767E-04
0,1767
0,0010
0,0056
Ti(OC4H9)4
-9,9324
831,7900
0
5,603E-04
0,5603
0,0050
0,0090
Al (C2H5)3
-2,9929
1.214,3000
-1,2358
1,324E-03
1,3242
0,0067
0,0051
-24,4510
1.533,1000
2,01E+00
2,654E-04
0,2654
0,9873
3,7203
1,0000
3,7399
C7H16
Total
F-20 B μ = exp A C. ln(T ) DT E (T=Kelvin ; μ = pa.sec, eq.101 ChemCAD) T 1
i
wi
i
= 3,7399 cP-1
μmix = 0,2674 cP
Tabel F.17. Komposisi Reaktan (Fase Gas) Komponen
Fi (kg)
1-Butena
Ni (kmol)
Wi
Yi
22,864
0,408
0,0057
0,0029
Etilen
3.969,508
141,495
0,9933
0,9962
Etana
4,093
0,136
0,0010
0,0010
Total
3.996,465
142,039
1,0000
1,0000
Tabel F.18. Densitas Gas (Yaws, 1999)
Komponen 1-Butena
Tc
Tc
Pc
Pc
(oC)
(K)
(Kpa)
(atm)
yi
yi . Tci
yi. Pci
yi.ωi
yi.BMi
146,450
419,600
4.022,60
39,700
0,187
0,0029
1,2038
0,1139
0,0005
0,1610
Etilen
9,210
282,360
5.031,79
49,660
0,085
0,9962
281,2793
49,4698
0,0847
27,9466
Etana
32,280
305,430
4.883,85
48,200
0,099
0,0010
0,2927
0,0462
0,0001
0,0288
1,0000
282,7758
49,6299
0,0853
28,1364
Total
ω
mix
P y i .BM i Z RT
F-21 Poperasi
= 8 atm
Σ yi.BMi = 28,1364 kg/kgmol R
= 0,08206 m3 atm / kgmol K
T
= 340,15 K
Tr
=
Tavg
y .Tc i
Pr
=
y .Pc
340,15 K = 1,2029 282,7758 K
= i
8atm = 0,1612 49,6299atm
= 1 (Compressibility factor, Fig 3.8 Couldson) , maka ;
Z (Pr,Tr)
mix
i
Pop i
=
8atm.28,1364 kg / kgmol 1.0,08206m3atm / kgmolK .340,15K
= 8,0641 kg/m3 Tabel F.19. Viskositas Gas (Yaws, 1999) Komponen
A
B
C
μ(μP)
μ(cP)
wi
wi/μ
1-Butena
-9,1429 0,3156
-8,42E-05
Etilen
-3,9851 0,3873
-1,12E-04 114,765 0,0115 0,9933 86,5467
Etana
0,5142 0,3345
-7,11E-05 106,071 0,0106 0,0010
Total
i
0,6467
0,0965
1,0000 87,2900
μ= A + BT + CT2 (T = Kelvin ; μ = μP) 1
88,470 0,0088 0,0057
wi
i
= 87,29 cP-1 Maka : μmix = 0,0115 cP
F-22 = G + L
Sehingga Densitas Campuran total
= 8,0641 + 133,2024 = 141,2665Kg/m3 = Flow rate total / Camp
Laju Alir Volumetrik, vo
=
4.868,4971 Kg/Jam 141,2665 Kg/m 3
= 34,4632 m3/jam Diketahui : Produk 1-Butena (FAo.X) = 3.787,8788 kg/jam = 67,5105 kmol Konversi (X)
= 95,7 % = 0,957
Sehingga :
C2H4(g)
+
C2H4 (g)
C4H8(g)
Awal
:
70,5439
70,5439
0,0000
Reaksi
:
-67,5105
-67,5105
67,5105
Sisa
:
3,0334
3,0334
67,5105
Konsentrasi mol Etilen mula-mula, FAo =
FAo .X 67,5105 = 0,957 X
= 70,5439 kmol/jam Konsentrasi Awal Etilen, CAo
= FAo / vo
=
CA = CA0 ( 1 – X ) = 2,0469 ( 1 - 0,957 )
70,5439 kmol 34,4632 m
jam
3
= 2,0469 kmol/m3
jam
= 0,0880 kmol/m3
FA = FAo. (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol/jam
F-23 c.
Menghitung kecepatan laju reaksi
Reaksi : C2H4(g) + C2H4(g)
C4H8(g)
Etilen
1-Butena
Etilen
Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen) , maka : -ra = k.CA1 = 56,88 jam-1 . 0,0880 kmol/m3 = 5,0065 kmol/m3 jam D.
Menghitung Parameter Design Reaktor Gelembung a.
Menentukan Koefisien Diffusivitas (DAL)
Proses difusi terjadi didalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah Wilke – Chang method (pers. 8.22 coulson 1999:332) 1,173.1013 M T 0,6 μ Vm 0,5
D AL
(Coulson 1983, vol 6 : 332)
Keterangan : Φ : Association parameter =1
(Coulson 1983, vol 6 : 332)
M : Berat molekul pelarut = 100,2040 kg/kmol T : Temperatur = 340,15 K μ : Viskositas pelarut = 2,6537.10-4 pa.s = 0,265 cp = 0,265 mN s/m2 Vm : Volume molal zat terlarut, m3/kgmol
F-24 Diketahui : Berdasarkan Tabel 8.6, hal. 256, Coulson (1983), diperoleh : Vm Etilen
= 0,0444 m3/kmol
Vm Etana
= 0,0518 m3/kmol
Vm 1-Butena
= 0,0888 m3/kmol
Difusifitas Etilen dalam larutan : 1,173.10 13 1 100,2040 340,15 9,7527.10 -9 m 2 /s (0,265) (0,0444)0,6 0,5
D AL C2 H 4
Difusifitas Etana dalam larutan 1,173.10 13 1 100,2040 340,15 8,8911.10 -9 m 2 /s D AL C2 H 6 0,6 (0,265) (0,0518) 0,5
Difusifitas 1-Butena dalam larutan 1,173.10 13 1 100,2040 340,15 6,4344.10 -9 m 2 /s (0,265) (0,0888)0,6 0,5
D AL C2 H 6
Difusifitas campuran dapat dihitung berdasarkan Azas Blanc :
D
o
mix
Xj Dmc
1
(pers.5-205, Perrys 1999 : 5-50)
Dengan Xj : fraksi mol campuran Xetilen
= 0,9962
Xetana
= 0,0010
X1-Butena
= 0,0029
Domix
= 9,7374.10-9 m2/s
F-25
b.
Menghitung Surface Tension Pelarut (n-Heptana) :
P L G 12 L ch 10 M 4
Keterangan :
L = surface tension, dyne/cm Pch = sudgen’s parachor n-Heptana = 307,2 (Coulson, 1983 : 335) ρL = densitas cairan = 133,2024 kg/m3 ρv = densitas gas
= 8,0641 kg/m3
M = berat molekul = 100,2040 kg/kmol Maka :
307,2 132,1867 0,2935 12 L = 10 100 , 2040 4
= 0,0217 dyne/cm = 0,00002166 kg/s2
c.
Menghitung Diameter Gelembung (dB)
dB =
u sg L .6,25. L g 4 L g L
1 / 2
L L 3 g 4 L
1 / 8
Keterangan : Densitas cairan, ρL
= 133,2024 kg/m3
Viskositas pelarut, μL
= 0,2674 cp = 0,2674 kg/m.s
F-26 Superficial Gas Velocity (usg)
= 0,03 m/s ( 0,03<usG<0,4 m/s; Froment,1979: 726)
Tetapan gravitasi, g
= 9,81 m/s2
Surface tension pelarut, L
= 0,0217 dyne/cm = 0,00002166 kg/s2
Dari Persamaan 14.3.f-2 Froment, 1979 halaman 737 diperoleh : dB = 0,00154 m = 1,5369 mm= 0,1537 cm
d.
Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (kL) Untuk db 2 mm, persamaan yang digunakan untuk menghitung kL adalah sebagai berikut : 1
1
μ g 3 ρ L D AL 2 k L (2mm) 0,42 L (Pers.14.3.f-4, Froment, 1979 : 726) ρL μ L = 0,000250 m/s Sedangkan db < 2 mm, berlaku persamaan : kL = kL (2 mm) x 500 x dB = 0,00025 x 500 x 0,00154 = 0,000192 m/s = 0,0192 cm/s (memenuhi) Dari Tabel 2-39, Perry 1999 halaman 23-43 diketahui : Range kL untuk bubble column = 0,01-0,04 cm/s
e.
Menentukan Bilangan Hatta Untuk menentukan faktor yang berpengaruh dapat diketahui dengan Hatta Number (Ha) :
F-27
Ha =
k C Eo D o mix kL
(Perry,1999, hal. 23-42)
2
Dimana : Konsentrasi etilen mula-mula, CAo = NAO / vo = 2,0469 kmol/m3 Ha =
0,0158 2,0469 9,7374-9 = 0,0085 0,00022
Ha < 0,3 ; reaksi membutuhkan bulk volume yang besar Kesimpulan : Bubble Column cocok digunakan
f.
Gas hold up (є) Untuk menghitung gas hold up(є), dapat digunakan persamaan : ε = 1,2 L L
1/ 4
L g L
1 / 8
u sg
3/ 4
(Pers.14.3.f-1, Froment 1979: 725)
ε = 0,3627 g.
Interfacial Area (Av’)
Untuk menghitung interfacial area digunakan persamaan sebagai berikut: Av’ =
=
6 dB 6 0,3627 = 1.415,9120 m-1 0,00154 m
(Pers.14.3.f-3, Froment 1979: 725)
F-28 E.
Perancangan Reaktor Bubble a.
Menentukan Dimensi Reaktor Perhitungan volume fase liquid :
Volume liquid =
Laju alir massa liquid holding time densitas liquid
Dimana : Laju alir massa liquid
= 872,032 kg/jam
Densitas liquid
= 133,2024 kg/m3
Holding time, t
= 200 detik = 0,0556 jam
Maka : Volume liquid =
872,032 kg/jam 0,0556 jam = 0,3637 m3 3 133,2024 kg/m
Perhitungan volume fase gas (Plug flow) :
Reaksi : C2H4(g) + C2H4(g)
C4H8(g)
Awal
:
FAO
FAO
-
Reaksi
:
-FAO . X
-FAO . X
+ FAO . X
Sisa
: FAO (1-X)
FAO (1-X)
F C2H4 = FAO (1-X) = FA F C2H4 = FAO (1-X) = FA F C4H8 = FAO.X
+
F Total = FAO (2-X) yA =
FA (Pers. E3-7.1 Fogler, 1992:90) FATotal
FAO.X
F-29 yA
FAO .(1 X ) 1 X FAO .(2 X ) 2 X
CAO = yAO . CTO CAO = yAO .
CA = y A .
Po (Pers. E2-3.1 Fogler, 1992:41) R.To
Po P 1 X . o R.To 2 X R.To
Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen) , maka : -ra = k.CA1 Untuk Plug flow digunakan persamaan : X
V dX FAO 0 rA
(Pers. 2-16 Fogler, 1992:34)
Maka : X
V dX FAO 0 k.C A1 X
=
0
=
=
V
dX 1 - X Po k . . 2 - X R.To
R.To . k .Po
=
R.To . k .Po
X
0
X X 1 R.To (1 - X) 1 R.To (2 - X) .dX = = . dX . . dX . 1 0 (1 - X) (1 - X) k .Po 0 (1 - X) k .Po 0 X
X X 1 R.To .dX . dX (1 - X) k .Po 0 0
= FAO .
dX (1 - X)/(2 - X)
R.To . X ln(1 X ) k .Po
F-30 Dimana = Tekanan, P
= 8 atm
Temperatur, T
= 340,15 K
Gas Constant,R
= 0,08206 m3 atm / kgmol. K
Konversi, X
= 0,957
Konstanta Laju reaksi,k = 56,88 jam-1 Molar flowrate, FAO
V
= 70,5438 kmol/jam
70,5438 kmol/jam 0,08206 m3 atm / kgmol. K 340,15 K 0,957 ln1 0,957 56,88 jam -1 8 atm
Maka : = 17,7571 m3
Volume gas
Volume total fluida dalam reaktor gelembung : Volume total
= Volume liquid + volume gas = 0,3637 m3 + 17,7571 m3 =
18,12080 m3
Safety factor 20 % Vts = 21,745 m3 Maka volume total reaktor = 21,745 m3 Untuk ε< 0,45, 0,03 < usG < 0,4 m/s , maka 0,3 < Z/Dr < 3 (Fromen,1979:726) Dipilih Z/dr = 1,5, sehingga Z = H = 1,5 x Dr Vr =
D2 Z 4
=
D 2 (1,5 D) 4
F-31 D3 =
4 Vr 1,5
D = 2,6428 m
= 104,0457 in = 8,6705 ft
Z = H = 1,5 x D = 3,9642 m = 156,0686 in = 13,0057 ft Dipilih standar (Brownel, 1959: 90-91) : D = 108 in = 2,7432 m = 9 ft H = 156 in = 3,9624 m = 13 ft Maka volume shell aktual = b.
D2 H 4
= 23,4189 m3 = 6.186,6282 galon
Menentukan Sparger Ring
Ditetapkan diameter sparger ring, Ds = 40 % Dr Ds = 0,4 x 2,7432 m = 1,0973 m = 43,2 in Luas plate sparger (Ls) :
Ls c.
π (1,0973 m)2 π Ds 2 = 0,9456 m2 4 4
Menghitung Diameter Hole Sparger (Do)
Berdasarkan Perry (1984) hal. 18 - 58, diameter hole plate = 0,004 - 0,95 cm. Diameter hole plate dapat ditentukan dengan persamaan : d ( L G ) g Do = B 6,028 3
(Perry, 1999 : 18-58)
Keterangan : Diameter bubble, dB
= 0,1537 cm
F-32 Densitas liquid, ρL
= 133,2024 kg/m3 = 0,1332 gr/cm3
Densitas gas, ρG
= 8,0641 kg/m3
= 0,008064117gr/cm3
Tegangan permukaan liquid,
= 0,0217 dyne/cm
Percepatan gravitasi, g
= 980,6650 cm/det2
Maka : Do =
(0,0764 3 ) (0,1322 0,0081) 980,665 6,028 0,0267
= 3,4115 cm = 1,3431 in = 0,0341 m = 34,1150 mm Dipilih hole diameter standard = 1,5 in = 3,81 cm
(Couper, 2010: 452)
Jadi luas tiap hole : Luas tiap hole =
3,81 2 4
= 11,4009 cm2
Direncanakan triangular pitch dengan jarak ke pusat : Pt = 1,2 × Do C = 1,2 × 3,81 cm = 4,5720 cm = 1,8 in Tinggi (h) = 0,5 Pt.Tan 60oC = 3,9595 cm = 1,5588 in Luas Pitch = 0,5 . Pt . h = 9,0513 cm2 Ratio luas
Luas lubang 11,4009 = 1,2596 = Luas pitch 9,0513
Maka : Luas hole seluruhnya
= 1,2596 x luas plate sparger = 1,2596 x 0,9456 m2 = 1,1911 m2 = 11.911,1634 cm2
F-33 Jumlah hole
Luas total hole = 1.044,7548 hole = 1045 hole Luas tiap hole
Clearance, C =Pt-Do = 1,8 in - 1,5 in = 0,3 in (memenuhi) maximum clearance adalah 0,32 in (Couper, 2010: 452)
d.
Penentuan Tekanan desain V fluida
=
4
18,1208 m3 = HL / h
D 2 H L = 18,1208 m3
4
( 2,7432 m ) 2 H L
= 3,066 m= 10,059 ft
Densitas Campuran total, tot = 141,2665 kg/m3 = 8,8190 lb/ft3 Ptotal
= Poperasi + Phidrostatis = 117,5676 psi +
(h 1) 144
(pers 3.17. Brownell, 1959:46)
= 117,5676 psi + 0,5548 psi = 118,1224 psi = 8,0378 atm Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1999:807) Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Pdesain
= 1,1 × Ptotal = 1,1 × 118,1224 psi = 129,9346 psi = 8,8415 atm
e.
Penentuan Tebal Dinding Shell Reaktor
ts
P.r C f .E 0,6 P
(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)
Bahan yang dipakai : Stainless steel AISI 410 (C=0,15%max, Mn=1%max, Cr=12,5%)
F-34 Alasan pemilihan Material (Tabel. 4 Timmerhaus,1991 : 427) : Cocok untuk bubble tower, bahan petroleum hidrokarbon, harga yang murah ts = tebal shell, in P = tekanan design = 129,9346 psi f = allowable stress = 16.250 psi (App.D Item 4, Brownell,1959:342) E = efisiensi single welded butt joint = 0,80 (tabel 13.2 Brownell,1959:254) C = corrosion allowance = 0,125 in/10 thn (tabel 6, Timmerhaus,1991:542) ri = Jari-jari shell = 54 in Diperoleh ts = 0,668 in diambil ts standar = 11/16 in
f.
Perhitungan diameter shell : ODstandar
= 108 in = 2,7432 m (Tabel 5.7 Brownell,1959:90)
IDshell =ODshell - 2 ts= 106,625 in = 2,7083 m
g.
Perhitungan Head : Bentuk tutup yang digunakan adalah torispherical flanged head. Biasa digunakan untuk merancang vessel dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689 atm) – 200 psig (13,60919 atm). Tekanan operasi pada reaktor (R01) yaitu 8 atm (102,872 psig) sehingga dipilih untuk menggunakan bentuk
torispherical flanged head. Untuk OD = 108 in dan ts = 11/16 in (Tabel 5.7 Brownell and Young, 1959):
Inside corner radius, icr = 6 1/8 in Radius of dish , r
= 96 in
F-35 Stress intensification factor for torispherical dished head (W) W =
1 x(3 rc / r1 ) 4
(Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959:138)
r1 = Knuckle radius = 0,06 ID (Tabel 10-65 Perry’s,1999:10-140) = 0,06. 106,625 in = 6,3975 in W =
1 = 1,718 x 3 96 6,3975 4
Menghitung tebal head : th =
P rc W C 2 fE 0,2 P
(Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959)
th = 0,95 in ; Diambil tebal shell standar th = 1 in Menghitung tinggi head (Brownell and Young, halaman 87)
Dari tabel 5.8 hal 93, Brownel & Young untuk ts = 9/16 , sf adalah 1 ½ - 3 ½ Dipilih sf = 3 in a
= ID / 2 = 53,3125 in
AB =
ID icr = 47,1875 in 2
BC = r – icr = 89,875 in AC =
BC 2 AB 2 = 76,4909 in
Tinggi dari dished, b
=r-
( BC ) 2 ( AB) 2 = r – AC = 19,5091 in
Tinggi head , OA = t + b + sf = 23,5091 in = 0,5971 m = 1,9591 ft Tinggi total tangki = H+ 2.OA= 203,0182 in = 5,1567 m
F-36
Gambar.F.3. Torispherical flanged and dished head F.
Merancang Pendingin Reaktor
Reaktor beroperasi secara isotermal. Karena reaksi eksotermis, maka panas yang lepaskan dari reaksi harus ditransfer (diserap) dari reaktor untuk mencegah kenaikan temperatur. Untuk menjaga temperatur reaktor pada 67
o
C dapat
digunakan jaket pendingin atau koil pendingin, sehingga dilakukan pengecekan terhadap luas transfer panas yang dapat disediakan oleh jaket dan koil pendingin. Sifat Fisis :
Pendingin
: Air pendingin
Massa Pendingin
: 113.371,5926 kg/jam = 249.941,2805 lb/jam
Temperatur in
: 30 oC = 303,15 K = 86 oF
Temperatur out : 45 oC = 318,15 K = 113 oF Pada Tav (37,5 oC) ρ
= 993,1060 kg/m3 = 61,9976 lb/ft3(Table A.2-3, Geankoplis,1993:855 )
F-37 cp
= 1 Btu/(lb). oF
k
= 0,3620 Btu/jam. ft. oF
μ
= 0,71 cp = 1,7182 lb/ft.jam
= 4,1810 kJ/kg.K (Fig. 2, Kern, 1950) (Tabel 4, Kern, 1950) (Fig. 14, Kern, 1950)
Tabel F.20. LMTD Hot Fluid
152,6000
o
F
Higher temp.
Cold Fluid
F
Temp. diff
113,00
39,6000
Δt2
86,00
66,6000
Δt1
27,00
-27,0000
Δ(t2 – t1)
152,6000 Lower temp. 0,0000
o
Temp diff
Sehingga : ΔTLMTD
Δ t 2 t 1 = 51,9355 oF = 11,0753 oF t Ln 2 t 1
Perhitungan Jaket Pendingin Luas perpindahan panas yang tersedia A
= luas selimut reaktor + luas penampang bawah reaktor
A
= .OD.H L .OD 2 4
Diketahui: OD
= 108 in = 9 ft
HL
= 3,0660 m = 10,0590 ft
Sehingga:
π = (π 9 10,0590 ) .92 4
A
= 304,6608 ft2
Untuk light organics-water, UD = 75 – 150 Btu/jam.ft2.oF (Tabel 8,Kern, 1950:840)
F-38 Dipilih Trial UD = 100 Btu/jam.ft2.oF Q
= 7.110.099,4318 kJ/jam = 6.739.073,8241 Btu/jam
ΔTlmtd
= 51,9355 oF
A
=
Q U D xTlmtd
A
=
6.739.073, 8241 100 51,9355
= 1297,5849 ft2 Akebutuhan > Atersedia (1297,5849 Btu/jam.ft2.oF > 304,6608 ft2) Sehingga jaket pendingin tidak bisa digunakan.
Perhitungan Koil Pendingin Pertimbangan penggunaan koil :
Luas transfer panas yang disediakan jaket pendingin tidak mencukupi, sedangkan luas transfer panas koil dapat diatur
Koil langsung bersinggungan dengan fluida, sehingga transfer panas efektif
Panas tercampur lebih homogen di dalam fluida
Harga relatif murah (Kern, 1950:720)
Trial pemilihan pipa tube standar (Tabel. 13, Timmerhaus, 1991) : Dipilih tube : NPS = 2 in
= 0,1667 ft
OD = 2,38 in = 0,1983 ft ID
= 2,067 in = 0,1722 ft
a t”
= 0,622 ft2/ft
a’
= 3,35 in2/tube = 0,0233 ft2/tube
F-39 Fluks Massa Pendingin Total (Gc, tot)
249.941,28 05 lb/jam w = at ' 0,0233 ft 2
Gc, tot =
= 10.743.745,2841 lbm/ft2.jam
Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi) Gi = c vc Kecepatan medium pendingin di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-2,5 m/s, dan maksimal 4 m/s (Coulson, hal. 534) Dipilih : Vc = 4 m/s = 13,1233 ft/s. Gi = 2.929.015,6239 lb/jam.ft2
Jumlah Set Koil (Nc)
Nc
Nc
Gc ,tot Gi 10.743.745,2841 3,668 set koil 4 set koil 2.929.015,6239
Koreksi Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi,kor)
Gi ,kor
Gi , kor
Gc ,tot Nc 10.743.745 ,2841 2.685.936, 321 lb / jam . ft 2 4
Cek Kecepatan Medium Pendingin (Vc,cek)
Vc ,cek
Vc , cek
Gi
c 2.685.936, 321 43.323,215 7 ft / jam 3,668 m / s (memenuhi) 61,9976
F-40
Beban Panas Tiap Set Koil (Qci) Asumsi : beban panas terbagi merata pada tiap set koil Qc = 7.110.099,4318 kJ/jam
Qci
Qc Nc
Qci
7.110.099,4318 kJ/jam 1.777.524,8579 kJ/jam 1.684.768,456 Btu/jam 4
Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil (Aci)
Aci
Qci U D TLMTD
Berdasarkan Tabel 8 hal. 840 Kern : Untuk light organics - water, UD = 75 – 150 Btu/jam.ft2.oF Dipilih Trial UD = 100, maka : Aci =
1.684.768,456 = 324,3962 ft2 100 51,9355
Menghitung panjang satu putaran heliks koil, Lhe AB = Dhe
BC = Jsp
A
B J sp
C
AC = =
Gambar F.4. Putaran heliks koil
AB 2 BC 2
Dhe 2 Jsp 2
F-41 Keliling busur AB = ½ π Dhe ( ½ putaran miring ) Keliling busur AC = ½ π AC ( ½ putaran datar )
Jarak Antar Pusat Koil (Jsp) Jsp = 2 x ODkoil Jsp = 2 x 0,1983 = 0,3967 ft = 4,7604 in
Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe) Keliling 1 lingkaran koil, Lhe = keliling busur AB + keliling busur AC = ½ π Dhe + ½ π AC = ½ π Dhe + ½ π
Dhe 2 Jsp 2
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 ODshell Dspiral (Dhe) = 0,8 x 2,7432 m = 2,1946 m = 7,2 ft = 86,4 in Lhe = 22,6366 ft
Panjang Koil Tiap Set (Lci)
Lci
Aci at"
324,3962 0,622 521,5373 ft
Lci
Jumlah Putaran Tiap Set Koil (Npc)
N pc
N pc
Lci Lhe 521,5373 ft 22,6366 ft 23,0395 putaran 24 putaran
(Rase, 1977)
F-42
Koreksi Panjang Koil Tiap Set (Lci,kor) Lci,kor = Npc x Lhe Lci,kor = 24 x 22,6366 ft = 543,2788 ft
Tinggi Koil (Lc) Lc = Jsp x Npc Lc = 0,3967 x 24 = 9,52 ft = 114,24 in
Gambar.F.5. Dimensi koil
Volume Koil (Vc) Vc = Nc ( / 4 (OD)2 Lci) Vc = 4 x / 4 0,19832 543,2788 67,1373 ft 3 1,9011 m3
Cek tinggi cairan setelah ditambah koil (HL) Tinggi koil harus lebih kecil dari pada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan.
F-43
HL =
=
Vcair Vkoil
/ 4 D
2 vessel
18,1208 1,9011 = 3,4756 m = 11,4028 ft 3,14 / 4 (2,7083 m) 2
HL = 11,4028 ft > Lc = 9,52 ft, berarti semua koil tercelup di dalam cairan.
Cek Dirt Factor (Rd) Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube (hi) Untuk air heat transfer coefficient (hi) dapat diperoleh dari figure 25 Kern hal 835 : Dimana :
velocity through tube
= 43.323,2157 ft/h = 12,0342 ft/s
Temperatur Average
= 99,5 oF
Correction factor
= 0,78 ( Untuk tube ID 2,067 in)
Maka :
heat transfer coefficient,hi = 2.432,3382 Btu/jam.ft2.oF koreksi hi: hi terkoreksi
= 0,78 . 2.432,3382 Btu/jam.ft2.oF = 1.897,2238 Btu/jam.ft2.oF
ID hio hi OD hio = 1.897,2238
2,067 1.647,7149 2,38
F-44
D koil (Kern, 1950:721) Maka hio koil = hio pipa ( 1 + 3,5 D spiral 0,1722 = 1.647,7149. ( 1 + 3,5 ) 7,2 = 1.785,6824 Btu/jam.ft2.oF Koefisien transfer fluida sisi luar koil : ΔT = (152,6 – 86) oF = 66,6 °F tf = (152,6 + 86)/2 = 119,3 oF T = 66,6/0,1983 = 335,7983 oF/ft OD
kf 3 x 2 x C f x T 0, 25 ho = 116 OD f Dari Fig 10.4 Kern (1950) diperoleh
(Pers 10.14 Kern, 1950)
k3 x 2 xC x
= 0,05
Maka ho = 116 (0,05 x 335,7983)0,25 = 234,8119 Btu/jam.ft2.oF Menghitung clean overall coefficients (Uc) : Uc =
=
ho x hio ho hio 234,8119 1.785,6824 234,8119 1.785,6824
= 207,5232 Btu/jam.ft2.oF Dari Tabel 12 Kern (1950), Rdmin untuk air = 0,002 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003 hr.ft2.oF/Btu
F-45
UD =
1 1 = (1 / U c ) Rd (1 / 207,5232 ) 0,0030 = 127,8979 Btu/jam.ft2.oF
Luas perpindahan panas yang dibutuhkan (A) : A=
6.739.073,8241 Q = = 1.014,5476 ft2 U D T 127,8979 51,9355
Luas permukaan perpindahan panas yang sebenarnya = luas koil Luas koil = Lci,kor x Nc x at” = 543,2788 ft/set x 4 set x 0,622 ft2/ft = 1.351,6777 ft2 UD aktual : UD =
6.739.073,8241 Q = = 95,9981 Btu/jam.ft2.oF A t 1.351,6777 51,9355
Batasan UD untuk light organic - water adalah 75 - 150 Btu/jam.ft2.oF, maka nilai UD yang didapat dari hasil hitungan memenuhi batas. Dari Tabel 12 Kern (1950), Rdmin untuk air = 0,002 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003 Syarat : Rdhitung > Rddiperlukan Rd =
UC UD 207,5232 95,9981 = = 0,0056 hr.ft2.oF/Btu (memenuhi) UC U D 207,5232 95,9981
Cek Pressure Drop Syarat : Pressure drop < 10 psi NRe =
ID .G t μ
= 1.077.467,5084
Faktor friksi (f) = 0,00008
(Fig. 26, Kern, 1950)
F-46
P
P
G.
4. f .Gi2 .Li 2 g . c .ID 2
4(0,00008)(10.743.745,28412 )(9,52) 0,6353 psi 2(4,18 x108 )(61,99762 )(0,1722)
Desain perpipaan dan Nozle Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube dari bahan stainless steel dihitung dengan menggunakan persamaan : diopt
= 260.G0.52.ρ-0,37
(Coulson, 1999:220)
dengan : diopt
: diameter
G
: kecepatan aliran massa fluida (kg/s)
ρ
: densitas fluida (kg/m3)
optimum tube (mm)
Pengecekan bilangan Reynold (NRE) N RE
G.ID a'.μ
dengan : G
: kecepatan alir massa fluida (kg/jam)
ID
: diameter dalam tube (m)
µ
: viskositas fluida (kg/m. jam)
a’
: flow area per pipe (m2)
F-47
Saluran umpan liquids Diketahui : G
= 872,0317 kg/jam = 0,2422 kg/s
ρ
= 133,2024 kg/m3
µ
= 0,2674 cp = 0,2674 kg/m.s = 962,5888 kg/m .jam
diopt
= 260. ( 0,2422 ) 0.52. (133,2024 )-0,37 = 17,6945 mm (0,6966 in)
Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size
= 3/4 in
Schedule number
= 40
OD
=1,05 in (0,02667 m)
ID
= 0,824 in (0,02093 m)
a’
= 0,534 in2 (0,000345 m2)
Bilangan Reynold NRE
=
0,2422 kg/s . 0,02093 m = 55,0356 0,2674 kg/m.s . 0,000345 m 2
Saluran umpan Gas Diketahui : G
= 3996,465 kg/jam = 1,1101 kg/s
ρ
= 8,0641 kg/m3
µ
= 0,011456 cp = 0,011456 kg/m.s = 41,24186 kg/m .jam
diopt
= 260. (1,1101) 0.52. (8,0641)-0,37 = 126,8065 mm (4,992368 in)
F-48 Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size
= 6 in
Schedule number
= 40
OD
= 6,625 in (0,16827 m)
ID
= 6,065 in (0,154051 m)
a’
= 28,9 in2 (0,018645 m2)
Bilangan Reynold NRE
=
1,1101 kg/s . 0,154051 m = 800,6396 0,011456 kg/m.s . 0,018645 m 2
Saluran keluaran liquid Diketahui : G
= 990,4505 kg/jam = 0,2751 kg/s
ρ
= 133,9611 kg/m3
µ
= 0,2066 cp = 0,2066 kg/m.s = 743,8847 kg/m .jam
diopt
= 260. (0,2751) 0.52. (133,9611)-0,37 = 18,86609 mm (0,7428 in)
Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size
= 3/4 in
Schedule number
= 40
OD
=1,05 in (0,02667 m)
ID
= 0,824 in (0,02093 m)
a’
= 0,534 in2 (0,000345 m2)
F-49 Bilangan Reynold NRE
=
0,2751 kg/s . 0,02093 m = 80,88712 0,2066 kg/m.s . 0,000345 m 2
Saluran keluaran Gas Diketahui : G
= 3878,047 kg/jam = 1,0772 kg/s
ρ
= 18,1342 kg/m3
µ
= 0,0089 cp = 0,0089 kg/m.s =32,16814 kg/m .jam
diopt
= 260. (1,0772) 0.52. (18,1342)-0,37 = 92,4976 mm (3,6416 in)
Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size
= 4 in
Schedule number
= 40
OD
= 4,5 in (0,1143 m)
ID
= 4,026 in (0,10226 m)
a’ Bilangan Reynold
= 12,7 in2 (0,008194 m2)
NRE
=
1,0772 kg/s . 0,10226 m = 1504,6082 0,0089 kg/m.s . 0,008194 m 2
Saluran masuk dan keluar air pendingin Diketahui : G
= 113.371,6 kg/jam = 31,49211 kg/s
ρ
= 993,106 kg/m3
µ
= 0,71 cp = 0,71 kg/m.s = 2556 kg/m .jam
F-50 Dari perhitungan koil pendingin diperoleh : Nominal pipe size
= 2 in
Schedule number
= 40
OD
= 2,38 in (0,060452 m)
ID
= 2,067 in (0,052502 m)
a’
= 3,35 in2 (0,002161 m2)
Bilangan Reynold , NRE =
31,49211 kg/s . 0,052502 m = 1077,47 0,71 kg/m.s . 0,002161 m 2
Desain Nozzle Berdasarkan perhitungan saluran pemasukan dan keluaran pada reaktor diatas maka dapat ditentukan jenis nozzle yang digunakan sebagai berikut :
Nozzle Umpan Liquid Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350)
Size
= ¾ in
OD of pipe
= 1,313 in
Flange nozzle thickness (n)
= coupling
Diameter of hole in reinforcing plate (DR)
= 1 7/16 in
Length of side reinforcing plate (L)
=-
Width of reinforcing plate (W)
=-
Distance, shell to flange face, outside (J)
=-
Distance, shell to flange face, inside (K)
=-
Distance from bottom of tank to center of nozzle
:
Regular, Type H
= 4 in
Low, Type C
= 3 in
F-51
Weld A in shop
= 1 1/16 in
Weld in field
= 5/8 in
Size of fillet weld A
=5/16 in
Size of fillet weld B
=3/4 in
Nozzle Umpan Gas Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350):
Size
= 6 in
OD of pipe
= 6 5/8 in
Flange nozzle thickness (n)
= 0,432 in
Diameter of hole in reinforcing plate (DR)
= 6 ¾ in
Length of side reinforcing plate (L)
= 16 1/4 in
Width of reinforcing plate (W)
= 20 ¼ in
Distance, shell to flange face, outside (J)
= 8 in
Distance, shell to flange face, inside (K)
= 6 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
:
Regular, Type H
= 11 in
Low, Type C
= 8 1/8 in
Weld A in shop
= 1 ¼ in
Weld in field
= ¾ in
Size of fillet weld A
=5/16 in
Size of fillet weld B
=1 in
F-52
Nozzle Keluaran Liquid Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350)
Size
= ¾ in
OD of pipe
= 1,313 in
Flange nozzle thickness (n)
= coupling
Diameter of hole in reinforcing plate (DR)
= 1 7/16 in
Length of side reinforcing plate (L)
=-
Width of reinforcing plate (W)
=-
Distance, shell to flange face, outside (J)
=-
Distance, shell to flange face, inside (K)
=-
Distance from bottom of tank to center of nozzle
:
Regular, Type H
= 4 in
Low, Type C
= 3 in
Weld A in shop
= 1 1/16 in
Weld in field
= 5/8 in
Size of fillet weld A
=5/16 in
Size of fillet weld B
=3/4 in
Nozzle Keluaran Gas Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350)
Size
= 4 in
OD of pipe
= 4 ½ in
Flange nozzle thickness (n)
= 0,337 in
Diameter of hole in reinforcing plate (DR)
= 4 5/8 in
Length of side reinforcing plate (L)
= 12 in
F-53
Width of reinforcing plate (W)
= 15 1/8 in
Distance, shell to flange face, outside (J)
= 6 in
Distance, shell to flange face, inside (K)
= 6 in
Distance from bottom of tank to center of nozzle
:
Regular, Type H
= 9 in
Low, Type C
= 6 in
Weld A in shop
= 1 ¼ in
Weld in field
= ¾ in
Size of fillet weld A
=5/16 in
Size of fillet weld B
=1 in
Nozzle Pendingin Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350)
Size
= 2 in
OD of pipe
= 2 3/8 in
Flange nozzle thickness (n)
= 0,218 in
Diameter of hole in reinforcing plate (DR)
= 2 ½ in
Length of side reinforcing plate (L)
= - in
Width of reinforcing plate (W)
= - in
Distance, shell to flange face, outside (J)
= 6 in
Distance, shell to flange face, inside (K)
= 6 in
F-54
Distance from bottom of tank to center of nozzle
:
Regular, Type H
= 7 in
Low, Type C
= 3 ½ in
(a) Weld B
Q
J
OD Weld B
Weld B n
T
t
(b)
Gambar F.6. Shell Nozzle (a) Reinforcing Plate (b) Single Flange
F-55
Tabel F.21. Spesifikasi nozzle standar reaktor
H.
Nozzle
NPS
OD
N
L
DR
J
Aliran 2
6
6 5/8
0,432
16 ¼
6¾
8
Aliran 6
¾
1,313
Coupling
-
1 7/16
-
Aliran 7
4
4½
0,337
12
4 5/8
6
Aliran 8
¾
1,313
Coupling
-
1 7/16
-
Cooling in
2
2 3/8
0,218
-
2½
6
Cooling out
2
2 3/8
0,218
-
2½
6
Penentuan Manhole
Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau pemeriksaan pada bagian dalam kolom. Direncanakan manhole di pasang pada kolom bagian atas reaktor dengan ukuran standar 20 in berdasarkan rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, Ap. F item 4), dengan spesifikasi : Tebal shell
= 0,3125 in
Jumlah
= satu
Ukuran potongan :
Weld A
= 0,1875 in
Weld B
= 0,3125 in
Panjang sisi
= 45,25 in
Lebar reinforcement (W) = 54 in Diameter manhole, ID = 20 in Maksimum diameter lubang, Dp
= 24,5 in
F-56 Diameter plat penutup
cover plate
= 28,75 in
Diameter bolt circle, DB = 26,25 in
Gambar F.7. Manhole
F-57
I.
Perancangan flange (head dan bottom) Data perancangan: Tekanan desain
=129,9346 psi
Material flange
= ASTM-201, GRADE B
(Brownell and Young, 1959) Tegangan material flange
= 15.000 psi
Bolting steel
= ASTM-198, GRADE B7
(Brownell and Young, 1959) Tegangan material bolt
= 20.000 psi
Material gasket
= Steel (Asbestos filled)
Diameter luar shell
= 108 in
Diameter dalam shell
= 106,625 in
Ketebalan shell
= 11/16 in t
h
Gasket
W hG R
hT HG HT
hD
C
go g1
G g1/2
Gambar F.8. Tipe flange dan dimensinya Perhitungan lebar gasket do = di
y p.m y p(m 1)
F-58 Dimana : do
= diameter luar gasket, in
di
= diameter dalam gasket, in
y
= yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)
m
= faktor gasket (Fig. 12.11)
Digunakan gasket dengan tebal 1/8 in, dari Fig. 12.11 (Brownell and Young, 1959), diperoleh: y
= 3700 lb/in2
m
= 2,75
Sehingga diperoleh: do di
3700 129,9346 .2,75 3700 129,9346 .(2,75 1)
= 1,02 asumsi bahwa diameter dalam gasket, di sama dengan diameter luar shell (OD) sehingga: di =108 in do=
do x di di
= 1,02 x 108 = 110,1623 in Lebar gasket minimum, N :
d di N= o 2 110,1623 - 108 = 2 = 1,0812 in (digunakan lebar gasket minimum 1 in)
Diameter rata-rata gasket, G G
= di + N = 108 + 1 = 109 in
F-59
Berat beban bolt maksimum, Wm2 Dari Fig 12.12, Brownell and Young,1959: kolom 1 , type 1.a bo
=
N 1 = 0,5 = in 2 2
Karena bo > ¼ in, maka: b
=
bo 2
= 0,3536 in Wm2
= Hy = xbxGxy
(B & Y,1959, pers. 12.88)
= 3,14 x 0,3536 x 109 x 3700 = 447.953,6722 lb Keterangan : Hy
= Berat beban bolt maksimum (lb)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Beban untuk menjaga joint tight saat operasi, Hp Hp
=2bπGmp
(B & Y,1959, pers. 12.90)
= 2 x 0,3536 x 3,14 x 109 x 2,75 x 129,9346 = 86.520,4975 lb Keterangan : Hp
= Beban join tight (lb)
m
= Faktor gasket (fig.12.11)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
P
= Tekanan operasi (psi)
Beban dari tekanan internal, H H
π.G 2 p 4
(Pers. 12.89, B & Y,1959:240)
F-60
H
π.1092 129,9346 4
H = 1.212.461,1133 lb Keterangan : H
= Total joint contact surface (lb)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
P
= Tekanan operasi (psi)
Beban operasi total, Wm1 Wm1
= H + Hp
(Pers. 12.91, B & Y,1959:240)
= 1.212.461,1133+ 86.520,4975 = 1.298.981,6108 lb Karena Wm1 > Wm2, sehingga Wm1 sebagai beban pengontrol Keterangan : Wm1
= Beban berat bolt (lb)
H
= Total joint contact surface (lb)
Hp
= Beban join tight (lb)
Perhitungan luas baut minimum (minimum bolting area) Am1
= =
Wm1 fb
(Pers. 12.92, B & Y,1959:240)
1.298.981,6108 20.000
= 64,9491 in2 Keterangan : Wm1
= Beban berat bolt pada kondisi operasi (lb)
Am1
= Total luas bolt pada kondisi operasi (in2)
fb
= bolt stress maksimum yang diijinkan (psi)
F-61
Perhitungan ukuran baut optimum Berdasarkan Tabel 10.4 (Brownell and Young, 1959) :
Tabel F.22. perhitungan ukuran baut optimum Bolt
C
Size
Root
Min. No Actual No
(d)
Area
Of Bolt
R
Bs
E
r
N Bs
[ID+2(1,415go + R)]
of bolt
1 3/4 1,744 37,2414
40
2 1/4 3 3/4 1 3/4
5/8
47,7465
113,0706
1 7/8 2,049 31,69794
32
2 3/8
5/8
40,7437
113,3206
28,2387
28
2 1/2 4 1/4
11/16 37,8789
113,5706
2 1/4 3,02 21,5063
24
2 3/4 4 3/4 2 1/4 11/16 36,2873
114,0706
2
2,3
4
1 7/8 2
Digunakan baut berukuran 2 in sebanyak 28 baut dengan bolt circle diameter yang digunakan, C = 113,5706 in
r
R
d E
Gambar F.9. Gambar detail dimensi baut
Perhitungan diameter flange luar
Flange OD (A)
= bolt cirlce diameter + 2 E = 113,5706 in + 2 (2) in
Koreksi lebar gasket : Ab actual
= jumlah baut x root area = 28 x 2,3 = 64,4 in2
= 117,5706 in
F-62
Lebar gasket minimun : Nmin
= =
A b actual f allaw 2yπG
64,4.20.000 2 .3.700 .3,14 . 109
= 0,5083 in < 1 in, lebar gasket memenuhi
Perhitungan momen
Untuk kondisi tanpa tekanan dalam W
= ½ (Ab + Am1) fa
(Pers. 12.94, B & Y,1959:242)
= ½ (64,4 + 64,9491).20.000 = 1.293.490,8054 lb Keterangan : W
= Berat beban (lb)
Am1 = Luas baut minimum (in2) Ab
= Luas aktual baut (in2)
fa
= Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959: hG
= ½ (C – G) = ½ (113,5706 – 109) = 2,2853 in
Keterangan : hG
= Tahanan radial circle bolt (in)
BC = Bolt circle diameter (in) G
= Diameter gasket rata-rata (in)
F-63
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) : Ma = W x hG = 1.293.490,8054 lb x 2,2853 in
= 2.956.030,7062 lb-in
Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95) HD
= 0,785 B2 p
(Pers. 12.96, B & Y,1959:242)
= 0,785.(108)2. 129,9346 = 1.189.72,7312 lb Keterangan : HD
= Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B
= Diameter dalam flange / OD shell (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) : hD
= ½ (C – B) = ½ (113,5706 in – 108 in) = 2,7853 in
The moment, MD (dari pers. 12.96): MD = H D x h D = 1.189.72,7312 lb x 2,7853 in = 3.313.721,7417 lb-in HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) : HG
= Wm1 – H = 1.298.981,6108 lb – 1.212.461,1133 lb = 86.520,4975 lb
Momen MG, pers. 12.98 (B & Y, 1959) : MG = H G x h G = 86.520,4975lb x 2,2853in = 197.726,3744 lb-in
F-64 HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) : HT
= H – HD = 1.212.461,1133 lb – 1.189.72,7312 lb = 22.748,3820 lb
Hubungan lever arm, hT pers. 12.102 (B & Y, 1959) : hT
= ½ (hD + hG ) = ½ (2,7853 in + 2,2853 in) =2,5353 in
Flange moments, MT diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) : MT
= HT x h T = 22.748,3820lb x 2,5353in = 57.674,2574 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo Mo = MD + MG + MT
(Pers. 12.99, B & Y,1959:242)
= 3.313.721,7417lb-in + 197.726,3744 lb-in + 57.674,2574lb-in
= 3.569.122,3735 lb-in Sehingga moment saat tanpa tekanan dalam yang berfungsi sebagai pengontrol adalah : Mmax
= 3.569.122,3735 lb-in
Perhitungan tebal flange : K=
A 117,5706 = 1,0886 = B 108
Pada Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238, untuk K = 1,0886, maka diperoleh Y = 22,775
t=
Y M max f B
=
22,775 x 3.569.122,3735 lb in = 7,0836 in 20.000 psia x 108 in
Ketebalan flange yang digunakan 7,25 (7 ¼ ) in.
F-65 Keterangan : t
= Ketebalan flange (in)
A
= Diameter luar flange (in)
B
= Diameter dalam flange (in)
K
= Rasio diameter luar terhadap diameter dalam flange
Gambar F.10. Detail untuk flange dan bolt pada head Reaktor
F-66
J.
Perhitungan Penyangga Reaktor Menghitung berat total reaktor
Berat Shell ID shell
= 106,625 in (8,8854 ft)
OD shell
= 108 in (9 ft)
Tinggi shell = 156 in (13 ft) Densitas Stainless Steel AISI 410 , ρ = 481lb/ft3 (www.substech.com) Berat shell
= ¼.π.(ODs2 – IDs2).Ls.ρstell = ¼.π.(( 9 ft)2– (8,8854 ft)2)( 13 ft)(481 lb/ft3) = 10.064,6522 lb
Berat Head ODdish
= 108 in
sf
= 3 in
icr
= 6 1/8 in
th
= 1 in (0,0833 ft)
ρsteel
= 481 lb/ft3
Untuk th ≤ 1 in perkiraan blank diameter (bd) adalah : bd
= OD +
OD + 2 . Sf + 2/3 . icr (B & Y. Eq.5-12,p.88) 42
= 108 + (108/42) + (2. 3) + (2/3. 6 1/8 ) = 120,6548 in = 0,0546 ft
F-67 = 2(¼ π (bd)2 x th x ρsteel)
Berat dish
= 2(¼ π (0,0546)2. 0,0833. 481) = 3.182,5858 lb
Berat head dan bottom
= 2 x berat head = 2 x 3.182,5858 lb
= 6.365,1716 lb
Berat coil Berat koil
= volume koil x ρsteel = 67,1373 ft3 x 481 lb/ft3 = 32.293,0537 lb
Berat Opening ( Manhole dan Nozzle) Berat manhole Manhole 20 in
= 428 lb
(Megyesy, 1983:413)
Berat tutup
= 43 lb
(Megyesy, 1983:375)
Berat manhole
= 471 lb
Nozzle umpan liquid Ukuran Nozzle
= ¾ in
Berat Nozzle
= 1,5 lb
(Megyesy, 1983:413)
Nozzle umpan gas Ukuran Nozzle
= 6 in
Berat Nozzle
= 45 lb
(Megyesy, 1983:413)
Nozzle keluaran gas Ukuran Nozzle
= 4 in
Berat Nozzle
= 25 lb
(Megyesy, 1983:413)
F-68
Nozzle keluaran liquid Ukuran Nozzle
= ¾ in
Berat Nozzle
= 1,5 lb
(Megyesy, 1983:413)
Nozzle pendingin masuk coil Ukuran Nozzle
= 2 in
Berat Nozzle
= 9 lb
(Megyesy, 1983:413)
Nozzle pendingin keluar coil Ukuran Nozzle
= 2 in
Berat Nozzle
= 9 lb
(Megyesy, 1983:413)
Total berat opening reaktor = 562 lb
Berat material dalam reaktor Berat bahan baku Berat bahan baku
= laju alir massa x holding time = 4868,4972 kg/jam x 0,0556 jam = 270,4721 kg = 596,2920 lb
Berat air pendingin Berat air pendingin = volume koil x ρair pendingin = (67,1373 ft3)x (61,9976 lb/ft3) = 4.162,3545 lb Total berat material dalam reaktor = 596,2920 + 4.162,3545 lb = 4.758,6465 lb Maka : Total berat mati reaktor = 54.043,524 lb
F-69
Sistem Penyangga Berat untuk perancangan
= 1,2 x berat mati reaktor = 1,2 x 54.043,524lb = 64.852,2288 lb
a
A
h
thp
1/2 H
L
tbp
Gambar F.11. Sketsa sistem penyangga Reaktor Reaktor disangga dengan 4 kaki, Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketingggian (50 % dari tinggi total reaktor),
Lug Planning Digunakan kaki (lug) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton. Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian reaktor, maka ketinggian kaki: Hlug
=½ H+L = (½.16,9182) + 5 = 13,4591 ft = 161,5108 in
keterangan :
F-70 H : tinggi total reaktor 16,9182 ft L : jarak antara bottom reaktor ke pondasi (digunakan 5 ft)
Gambar F.12. Kaki penyangga tipe I beam Dipilih digunakan I-beam 7 in dimensi I-beam : kedalaman beam
= 7 in
Lebar flange
= 3,86 in
Web thickness
= 0,45 in
Ketebalan rata-rata flange = 0,392 in Area of section (A)
= 5,83 in2
Berat/ft
= 7,7 lb
Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) : I
= 41,9 in4
S
= 12 in3
r
= 2,68 in
Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) : I
= 3,1 in4
(B & Y, App. G, item 2)
F-71 S
= 1,6 in3
r
= 0,74 in
Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 .
Axis 1-1
l/r
= 161,5108in / 2,68 in = 60,2652 (l/r < 120, memenuhi)
(B & Y, 1959:201)
Stress kompresif yang diizinkan (fc): fc
=
=
18.000 l2 1 2 18.000 r
(Pers. 4.21, brownell and Young, 1959)
18.000 161,51082 1 2 18.000 2,68
= 14.977,8833 lb/in2 fc <15.000 psi , sehingga memenuhi (Brownell and Young, p.201) Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) : a
= ½ x lebar flange + 1,5 = ½ x 3,86 +1,5 = 3,43 in
y
= ½ x lebar flange = ½ x 3,86 = 1,93 in
Z
= I/y = 41,9 / 1,93 = 21,7098 in3
Beban kompresi total maksimum tiap lug (P) :
F-72
P Gambar F.13. Sketsa beban tiap lug
P
=
4 Pw (H L) Σ W n D bc n
(Pers. 10.76, B & Y, 1959)
Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel, sehingga wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi vessel jika
vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). P
=
ΣW n
= 64.852,2288 lb / 4 = 16.213,0572 lb Keterangan : Pw
= beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm
H
= tinggi reaktor di atas pondasi, ft
L
= jarak dari fondasi ke bagian bawah reaktor, ft
Dbc = diameter anchor-bolt circle, ft n
= jumlah penyangga, n
ΣW = berat reaktor kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm = 64.852,2288 lbm
F-73
Menghitung beban eksentrik : fec
f
=
P. a Z
=
16.213,0572 x 3,43 = 2.561,5470 lb/in2 21,7098
(Pers. 10.98, B & Y, 1959)
= fc – fec = 14.977,8833 lb/in2 – 2.561,5470lb/in2 = 12.416,3364 lb/in2
Luas penampang lintang : A
=
P f
(Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
= 16.213,0572/ 12.416,3364 = 1,3058 in2 < A tabel (5,83 in2), sehingga memenuhi.
Axis 2-2
l/r
= 161,5108in / 0,74in = 218,2578 (l/r >120, tidak memenuhi)
(B & Y, 1959:201)
Lug Planning P
= 16.213,0572 lb
Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt) Beban maksimum tiap baut: Pbolt
= =
P nb 16.213,0572 4
= 4.053,2643 lb Luas lubang baut : Abolt
=
Pbolt f bolt
(Pers.10.35, B &Y, 1959)
F-74
=
4.053,2643 = 0,3378 in2 12.000
Keterangan : fbolt
= stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap baut = 12.000 psi
Digunakan baut standar dengan diameter = 7/8 in (Tabel 10.4,B & Y, 1959) Ketebalan plat horizontal : thp
=
My
=
6 My f allow
Pbolt 4
2l 1 1 1 ln e
(Pers.10.41, B & Y, 1959:193)
(Pers.10.40, B & Y, 1959:192)
dengan : thp
= tebal horizontal plat, in
My
= bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lb
P
= beban baut maksimum, lb = 4.053,2643lb
A
= panjang kompresi plate digunakan, = ukuran baut + 9 in = 7/8 in + 9 in = 9 7/8 in
h
= tinggi gusset = 12 in (Brownell and Young, 1959, p.192)
b
= lebar gusset, in = ukuran baut + 8 in = 7/8 in + 8 in = 8 7/8 in
l
= jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in = 6 in
µ
= poisson’ratio (untuk steel, µ = 0,3) (Brownell and Young, 1959)
F-75 fallow
= stress yang diizinkan = 12,000 psi
γ1
= konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959
e
= jarak konsentrasi beban = setengah dari dimensi nut, in = ½ x 7/8 in = 7/16 in = 0,4375 in
Ketebalam plat kompresi: b l
= 8 7/8 in / 6 in = 1,4792 in
Dari tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 γ1
= 0,177
My =
4.053,2643 2 6 1 0,177 1 0,3ln 0,4375 4
= 1.174,0617 lb-in
thp
=
6 1.174,0617 12.000
= 0,7662 in (digunakan plat standar 13/16 in) Ketebalan gusset tg
= 3/8 x thp = 3/8 x 13/16 = 0,3047 in
dipilih tebal standar = 5/16 in = 0,3125 in
(Pers.10.47, B & Y, 1959)
F-76
Gambar F.14. Detail Lug
Base Plate Planning Digunakan I- beam dengan ukuran 7 in dan 20 lb/ft Panjang kaki (Hlug)
= 13,4591 ft
Sehingga berat satu lug
= 13,4591 ft x 20 lb/ft = 269,1819 lb
Beban base plate = berat 1 lug + P
Pb
= 269,1819lb + 16.213,0572 lb = 16.482,239 lb le
n
pa
0,95 hb
m
0,8 fw
Gambar F.15. Sketsa area base plate
F-77
Base plate area :
Abp
=
Pb f
=
16.482,2390 545
= 30,2426 in2 (= Abp min) Dengan: Pb = base plate loading f
= kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi)
Untuk posisi lug 1-1 Abp
= lebar (le) x panjang (pa) = (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)
dengan : fw = lebar flange (3,86 in) hb = kedalaman beam (7 in) m = n (diasumsikan awal) Abp
= (0,8 x 3,86 + 2n)(0,95 x 7 + 2m)
30,2426 in2
= (0,8 x 3,86 + 2n)(0,95 x 7 + 2m)
Didapat nilai n
= 0,4558 in
maka, le
= (0,8 x 3,86) + (2 x 0,4558) = 3,9995 in
pa
= (0,95 x 7) + (2 x 0,4558) = 7,5615 in
F-78 umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 7,5615 in Abp,baru
= 1e x pa = 7,5615x 7,5615 = 57,1768 in2
nbaru
=
(1e 0,8. f w ) 2
=
7,5615 0,8 3,86 2
= 2,2368 in
mbaru
=
p a 0,95.hb 2
=
7,5615 0,95 7 2
= 0,4558 in Tekanan aktual, Pa : Pa
=
Pb A bp, baru
=
16.482,2390 = 288,2679 psi 57,1768
Tebal base plate: tbp
= (0,00015 x Pa x n2)1/2 = (0,00015 x 288,2679 x 2,2368 2)1/2 = 0,4651 in (digunakan plat standar ½ in)
Perancangan Pondasi Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi beton terdiri dari campuran semen: kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi berbentuk limas terpancung. Dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada pondasi.
F-79 Berat vesel, termasuk perlengkapannya yang diterima oleh :
I-Beam pada kondisi operasi
= 64.852,2288 lbm
Berat I-Beam yang diterima oleh base plate = 16.482,239 lbm + Jadi berat total yang diterima oleh pondasi
= 81.334,4678 lb
Digunakan tanah dengan ukuran : Luas bagian atas (a) = 12.100 in2 (110 in x 110 in) Luas bagian bawah (b)
= 13.225 in2 (115 in x 115 in) = 91,8403 ft2
Tinggi pondasi
= 30 in
Volume pondasi
= 1/3 x tinggi pondasi x ((a+b) + (axb)1/2 ) = 379.750 in3 = 219,7627 ft3
Berat pondasi (W)
= V x densitas beton = 219,7627 ft3 x 140 lb/ft = 30.766,7824 lb
Jadi berat total yang diterima tanah adalah Wtot
= Berat total yang diterima pondasi + berat pondasi = 81.334,4678lb + 30.766,7824 lb = 112.101,2502 lb
Tegangan tanah karena beban (T) = P/F < 10 ton/ft2
F-80 Keterangan : P = Beban yang diterima tanah (lb) F = Luas alas (ft2) Jadi tegangan karena beban (г) : Г
=
Wtot b
=
112.101,2502 91,8403
= 1.220,611 lb/ft2 = 0,5449 ton/ft2 < 10 ton/ft2 Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, sebab tegangan tanah karena beban kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.
K.
Perancangan Sistem Pengendalian Tujuan pengendalian adalah agar reaktor bekerja pada kondisi yang diharapkan. Instrumen pengendali yang digunakan yaitu: a. Flow Controller (FC), dengan alat berupa venturimeter, mengatur laju umpan masuk sehingga selalu sesuai dengan komposisi yang diinginkan. b. Temperatur Controller (TC), menunjukkan temperatur reaktor dan mengatur laju alir air pendingin. c. Level Controller (LC), yang bertujuan untuk menjaga ketinggian cairan dalam reaktor agar tidak meluap dengan mengatur valve keluaran reaktor. d. Pressure Controller (PC), menjaga tekanan dalam reaktor
F-81
Gambar F.16. Kontrol Reaktor Gelembung (Agra, S.W, 1986)