tahun REAKTOR (R)

Prarancangan Pabrik Benzaldehyde dari Kulit Kayu Manis Kapasitas 600 ton/tahun

REAKTOR (R)

Deskripsi Tugas

: Mereaksikan cinnamaldehyde menjadi benzaldehyde dan acetaldehyde dengan katalis larutan 2HPb-CD dan NaOH

Jenis

: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk

Suhu

: 50o C (323 K)

Tekanan

: 1 atm

Kondisi

: Isotermal, Non-Adiabatis

Reaksi Mekanisme reaksi C9H8O + H2O  C7H6O + C2H4O Cinnamaldehyde + Air  Benzaldehyde + Acetaldehyde Secara detail, mekanisme reaksi digambarkan sebagai berikut:

(Chen et. al, 2010)

201

Lampiran


Kinetika reaksi Kinetika reaksi mengikuti orde 1 (Chen et. al, 2010).

rA = - k.CA Dengan, rA

= Laju reaksi, mol/m3.menit

k

= Konstanta laju reaksi, menit-1

CA = Konsentrasi reaktan, mol/m3 Pada suhu reaksi, 50 oC: k = 0,0888/menit (Chen et. al, 2010)

Neraca Massa Data arus masuk reaktor ditunjukkan dalam tabel berikut. Komponen Cinnamaldehyde Water NaOH 2 HPb-CD Benzaldehyde Acetaldehyde Total

m, kg/jam 95,73 2991,49 59,83 997,16 10,35 0,0000 4154,57

ρ, kg/m3 1050 1000 2130 1624 1040 788

Fv, m3/jam 0,09 2,99 0,03 0,61 0,01 0,00 3,73

Mr, g/mol 132 18 40 1375 106 44

mol, kmol/jam 0,73 166,19 1,50 0,73 0,10 0,00 169,24

Flowrate arus masuk reaktor: Fv = 3,73 m3/jam = 3,73 m3 /jam x

1 jam 60 menit

= 0,06 m3/menit

Neraca massa total pada reaktor ditunjukkan dalam tabel berikut. Komponen Input, kg/jam Cinnamaldehyde 95,73 Water 2991,49 NaOH 59,83 2 HPb-CD 997,16 Benzaldehyde 10,35 Acetaldehyde 0,00 Total 4154,57

Reaction, kg/jam -86,15 -11,75 0,00 0,00 69,19 28,72

Output, kg/jam 9,57 2979,74 59,83 997,16 79,54 28,72 4154,57

202

Lampiran


Neraca massa pada reaktor dapat dijabarkan sebagai berikut: Input – Output + Generation = Accumulation Untuk kondisi steady state, accumulation = 0 FA0 – FA1 + rA.V = 0 FA0 – FA0.(1 – X) + (-k.CA).V = 0 FA0 – FA0.(1 – X) - k.CA0.(1 – X).V = 0 FA0.X = k.CA0.(1 – X).V

1 – X  FA0 = k.V CA0 X Dengan, FA0 = Fv CA0

Sehingga,

Fv = k.V V=

1 – X  X

Fv X k (1-X)

Dengan, FA0 = Laju mol reaktan mula-mula, mol/menit FA1 = Laju mol reaktan keluar, mol/menit V

= Volume reaktor, m3

Fv = Laju volumetrik reaktan, m3/menit CA0 = Konsentrasi reaktan mula-mula, mol/m3.menit X

= Konversi

Nilai-nilai yang diketahui antara lain: Fv = 0,0622 m3/menit k

= 0,0888/menit

Dengan nilai-nilai tersebut dan persamaan hasil penjabaran neraca massa, nilai V dapat dihitung untuk berbagai nilai konversi.

Optimasi Volume Reaktor Volume reaktor dihitung untuk berbagai nilai konversi. Hasil yang diperoleh ditampilkan dalam tabel. 203

Lampiran


Konversi (X) 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70 0,80 0,81 0,82 0,83 0,84 0,85 0,86 0,87 0,88 0,89 0,90 0,91 0,92 0,93 0,94 0,95 0,96 0,97 0,98 0,99

Volume Reaktor, m3 0,1752 0,3004 0,4673 0,7010 1,0514 1,6356 2,8038 2,9883 3,1933 3,4223 3,6800 3,9721 4,3059 4,6910 5,1404 5,6714 6,3087 7,0875 8,0611 9,3128 10,9817 13,3183 16,8231 22,6644 34,3471 69,3952

Grafik hasil perhitungan adalah sebagai berikut.

Grafik Konversi vs. Volume Reaktor 1,2000 1,0000 Koversi

0,8000 0,6000 0,4000 0,2000 0,0000 0,0000

10,0000 20,0000 30,0000 40,0000 50,0000 60,0000 70,0000 80,0000 Volume Reaktor, m3

204

Lampiran


Dari grafik tersebut terlihat bahwa untuk konversi di atas 0,9, diperlukan penambahan volume reaktor yang cukup besar untuk menghasilkan penambahan konversi yang tidak signifikan. Sehingga, dipilih konversi optimum yang dicapai dalam reaktor sebesar 0,9.

Optimasi Jumlah Reaktor Berdasarkan neraca massa reaktor alir tangki berpengaduk, diperoleh:

V=

Fv X k (1-X)

V 1 X = Fv k (1-X) Dengan, V =  Fv

τ

= Waktu tinggal dalam reaktor, menit

=

1 X k (1-X)

k =

X (1-X)

k (1-X) = X

k- kX = X k = X(1+k)

X=

kτ (1+kτ)

Dengan, X=

CA0 - CA CA0

X=1-

CA CA0

CA = 1-X CA0

Sehingga,

1-

CA kτ  CA0 (1+kτ)

205

Lampiran


CA kτ  1 CA0 (1+kτ) CA 1  CA0 (1+kτ) Untuk multiple reaktor berlaku: CAn = 1-Xn CA0 CAn CAn CA(n-1) CA2 CA1 = ... = 1-Xn CA0 CA(n-1) CA(n-2) CA1 CA0 CAn CA(n-1) CA2 CA1 ... CA(n-1) CA(n-2) CA1 CA0

Xn = 1 -

Xn = 1 - [

[

1 ]n (1+kτ)

1 ]n  1  Xn (1+kτ)

1  (1  Xn)1/n (1+kτ) 1+kτ  kτ 

1 (1  Xn)1/n

1 1 (1  Xn)1/n

1 1 τ= [ -1] k (1-Xn)1/n V 1 1 = [ -1] FV k (1-Xn)1/n

V=

FV 1 [ -1] k (1-Xn)1/n

Dengan, n

= Jumlah reaktor

CA0 = Konsentrasi awal reaktan, mol/m3 CAn = Konsentrasi reaktan keluar reaktor ke-n, mol/m3 Xn = Konversi keluar reaktor ke-n V

= Volume masing-masing reaktor, m3

Xn adalah konversi akhir dari multiple reactor, yaitu sesuai konversi yang telah ditetapkan sebesar 0,9. 206

Lampiran


V adalah volume masing-masing reaktor. Volume total rangkaian reaktor dapat dihitung dengan mengalikan V dengan jumlah reaktor. Dengan persamaan tersebut serta nilai Fv dan k yang telah diketahui, nilai τ dan V untuk berbagai variasi jumlah reaktor dapat dihitung. Waktu tinggal (τ), menit 101,35 24,35 13,00 8,76 6,59 5,27 4,39 3,76 3,28 2,92

Jumlah reaktor (n) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Volume tiap reaktor, m3 6,31 1,52 0,81 0,55 0,41 0,33 0,27 0,23 0,20 0,18

Volume total reaktor, m3 6,31 3,03 2,43 2,18 2,05 1,97 1,91 1,87 1,84 1,81

Grafik hasil perhitungan adalah sebagai berikut. 7,0000 6,0000

Jumlah Reaktor

5,0000 4,0000 3,0000 2,0000 1,0000 0,0000 0,0000

2,0000

4,0000

6,0000 Volume Total,

8,0000

10,0000

12,0000

m3

Dari grafik terlihat bahwa semakin banyak jumlah reaktor, pengurangan volume total reaktor semakin tidak signifikan. Dalam kasus ini, dipilih untuk menggunakan dua buah reaktor saja, karena untuk jumlah reaktor lebih dari dua, volume masing-masing reaktor menjadi terlalu kecil, sehingga tidak sesuai dengan ukuran standar. Maka, Jumlah reaktor

=2

Waktu tinggal (τ) = 24,35 menit 207

Lampiran


V tiap reaktor

= 1,52 m3

V total

= 3,03 m3

Perhitungan Dimensi Reaktor Keterangan: Reaktor dilengkapi dengan pengaduk agar suhu, tekanan, dan komposisi dalam reaktor selalu seragam. Reaktan dan produk bersifat korosif, sehingga dipilih bahan stainless steel AISI 316 sebagai bahan konstruksi reaktor. Reaktor dilengkapi dengan coil pemanas untuk menjaga agar suhu dalam reaktor tetap isothermal.

Volume Reaktor Reaktor dirancang sehingga 80% volumenya berisi reaktan. Vreaktan

= 1,52 m3

Vreaktor

=

100 x 1,52 m3 80

= 1,89 m3 Untuk desain optimum, dipilih nilai D/H = 1 (Brownell and Young, 1959). D=H V=

π 2 DH 4

V=

π 3 D 4

D3 =

4V π

D=(

4V 1/3 ) π

=(

4 x 1,89 m3 1/3 ) π

= 1,34 m H = 1,34 m

208

Lampiran


Design Pressure and Temperature Operating pressure Reaktor beroperasi pada tekanan atmosferis. P

= 1 atm

Tekanan hidrostatis di dasar reaktor disebabkan oleh adanya cairan di dalam reaktor. Ph = ρgh Dengan, Ph = Tekanan hidrostatis dalam reaktor, Pa ρ

= Massa jenis cairan dalam reaktor, kg/m3

h

= Tinggi level cairan dalam reaktor, m

ρ=

m FV

Dengan, m = Laju massa cairan dalam reaktor, kg/jam Fv = Laju volumetrik cairan dalam reaktor, m3/jam

ρ=

4.154,57 kg/jam 3,73 m3 /jam

= 1.112,42 kg/m3 g = 9,8 m/s2 h = (0,8) (1,34 m) = 1,07 m Ph = (1.112,42 kg/m3) (9,80 m/s2) (1,07 m) = 11.695,00 Pa = 0,12 atm Sehingga, Poperasi = (1+0,12) atm = 1,12 atm

Design pressure Design pressure di-set 10% di atas operating pressure. Pdesign = (110%) (1,12 atm) = 1,23 atm = 18,08 psia

209

Lampiran


Operating temperature Reaktor beroperasi pada suhu reaksi, yaitu 50 oC. Toperasi = 50 oC = 323 K

Design temperature Reaktor didesign agar dapat beroperasi pada suhu 10% di atas suhu operasinya. Tdesign =

110 x 50o C 100

= 55 oC = 328 K

Material Reaktan dan produk bersifat korosif sehingga harus dipilih material yang tahan korosi. Untuk perancangan reaktor ini, dipilih material stainless steel AISI 316.

Design Stress Untuk material Stainless Steel AISI 316 yang bekerja pada temperatur kurang dari 200 oF, tensile strength sebesar 16.100 psia (Wallas, 1990). f = 16.100 psia

Corrosion Allowance Untuk mengantisipasi reaktan yang bersifat korosif, diset corrosion allowance sebesar 4 mm. c = 4 mm = 0,1575 in

Tebal Shell Untuk mencari tebal shell, digunakan persamaan berikut (Rase and Barrow, 1957).

ts =

P.ri +C f.E - 0,6.P

Dengan, ts = Tebal shell, in P = Tekanan design, psia 210

Lampiran


ri = Jari-jari, in f = Allowable working stress, psia E = Joint efficiency C = Corrosion allowance, in

Dari perhitungan sebelumnya diketahui diameter reaktor sebesar 1,34 m. Sehingga, ri = D/2 = 1,34/2 m = 0,67 m = 26,75 in Joint efficiency sebesar 0,8.

ts =

(18,08 psia) x (26,75 in) + 0,1575 in (16.100 psia) x (0,8) - (0,6) x (18,08 psia)

= 0,1951 in Untuk perancangan, diambil tebal shell standard sebesar 1/4 in. ts = 0,25 in = 0,0063 m

Outside diameter reaktor dapat dihitung dengan inside diameter ditambah 2 kali tebal dinding. OD = ID + 2 x ts = (1,34 + 2 x 0,0063) m = 1,35 m = 53,29 in Untuk perancangan diambil OD standard sebesar 54 in. Sehingga, OD = 54 in = 1,37 m H

= OD = 54 in = 1,37 m

ID = OD – 2 x ts = (1,37 – 2 x 0,0063) m = 53,50 in 211

Lampiran


= 1,36 m

Head Reaktor beroperasi pada tekanan hampir atmosferis, sehingga digunakan flanged and dished head. Flanged and dished head merupakan jenis head yang paling ekonomis dan hanya sesuai untuk vessel dengan tekanan rendah dan diameter kecil, sesuai dengan kondisi reaktor. Head pada reaktor didesain berdasarkan outside diameternya. Dari tabel diperoleh data untuk OD sebesar 54 in dan tebal shell sebesar ¼ in (Brownell and Young, 1959). icr = 0,75 sf

=2

ID = 53,50 in = 1,36 m r

= 54 in

Dimensi head dihitung sebagai berikut, berdasarkan Figure 5.8 Brownell and Young.

212

Lampiran


a =

ID 2

b = r - (BC)2 - (AB)2 AB =

ID – icr 2

BC = r – icr AC =

(BC)2 - (AB)2

OA = t + b + sf Sehingga diperoleh, a

= 26,75 in

AB = 26,00 in BC = 53,25 in AC = 46,47 in b

= 7,53 in

OA = 9,78 in

Neraca Panas Panas Reaksi Panas reaksi dihitung berdasarkan energi ikatan dari masing-masing komponen umpan dan produk. Energi ikatan tiap komponen ditunjukkan dalam tabel berikut. Komponen Cinnamaldehyde, C9H8O Air, H2O Benzaldehyde, C 7H6O Acetaldehyde, C2H4O

Ikatan

Jumlah

C-H C=C C-C C=O O-H C=C C-C C-H C=O C-H C-C C=O

8 4 5 1 2 3 4 6 1 4 1 1

Bond Energy, kJ/mol 414,22 610,86 347,27 740,57 464,42 610,86 347,27 414,22 740,57 414,22 347,27 740,57

3313,73 2443,46 1736,36 740,57 928,85 1832,59 1389,09 2485,30 740,57 1656,86 347,27 740,57

Total, kJ/mol 8234,11

kJ/mol

∆Hr298, kJ/kmol

Entalpi reaktan: 9162,96

928,85 29.288,00 6447,54

Entalpi produk: 9192,25

2744,70

Dari perhitungan di atas diperoleh: ∆Hr298 = 29.288,00 kJ/kmol 213

Lampiran


Reaksi terjadi pada suhu operasi 50o C. Panas reaksi pada suhu tersebut dihitung sebagai berikut. ∆Hr333

Reaktan, T = 323 K ∆H1

Produk, T = 323 K ∆H2

∆Hr298

ΔHi =  cpi x (T-Tref)

Dengan, ∆Hr298 = Panas reaksi pada suhu referensi 298 K, kJ/kmol ∆Hr333 = Panas reaksi pada suhu operasi 333 K, kJ/kmol ∆H1

= Panas sensibel tiap kmol reaktan, kJ/kmol

∆H2

= Panas sensibel tiap kmol produk, kJ/kmol

∆Hi

= Panas sensibel komponen i, kJ/kmol

cpi

= Kapasitas panas komponen i, kJ/kmol.K

Tref

= Suhu referensi, 298 K

ΔHCinnamaldehyde=  cp Cinnamaldehdye x (T-Tref)

= -6.699,94 kJ/kmol ΔHAir =  cp Air x (T-Tref)

= -1.881,13 kJ/kmol ∆H1 = ∆HCinnamaldehyde + ∆HAir = (-6.699,94 - 1.881,13) kJ/kmol = -8.581,07 kJ/kmol ΔHBenzaldehyde =  cp Benzaldehyde x (T-Tref)

= 4.754,42 kJ/kmol ΔHAcetaldehyde =  cp Acetaldehyde x (T-Tref)

= 1.450,23 kJ/kmol 214

Lampiran


∆H2 = ∆HBenzaldehyde + ∆HAcetaldehyde = (4.754,42+1.450,23) kJ/kmol = 6.204,65 kJ/kmol ∆Hr323 = ∆H1 + ∆Hr298 + ∆H2 = (-8.581,07+29.288,00+6.204,65) kJ/kmol = 26.911,58 kJ/kmol Nilai ∆Hr yang positif menunjukkan bahwa reaksi bersifat endotermis.

Panas Hilang ke Lingkungan Panas yang hilang ke lingkungan secara radiasi dapat diabaikan karena suhu dinding reaktor rendah, yaitu 50o C. Panas yang hilang ke lingkungan dianggap hanya terjadi secara konduksi melalui dinding reaktor dan konveksi bebas ke udara. Karena suhu reaktor relatif rendah, reaktor tidak perlu diberi isolasi. Tw = 50o C = 323 K Tu = 30o C = 303 K Tf =

Tw + T u 2

= 40o C = 313 K Dengan, Tw = Suhu dinding reaktor Tu = Suhu udara Tf = Suhu rata-rata Diasumsikan transfer panas secara konduksi pada dinding reaktor berlangsung sangat baik sehingga suhu dinding reaktor sama dengan suhu reaktan di dalam reaktor.

Koefisien transfer panas secara konduksi dalam dinding reaktor diperoleh dari literatur. Untuk stainless steel, k = 26,00 Btu/jam ft2 oF 215

Lampiran


Koefisien transfer panas secara konveksi dari dinding reaktor ke udara dihitung sebagai berikut. hxl k

Nuf =

Nuf = f (Prf, Grf)

Gr =

g x 2 x  x (Tw-Tu) x l3 2

Ra = Pr x Gr Dengan, Nuf = Bilangan Nusselt, dihitung pada suhu Tf Prf = Bilangan Prandtl, dihitung pada suhu Tf Grf = Bilangan Grashof, dihitung pada suhu Tf Ra = Bilangan Rayleigh, dihitung pada suhu Tf h

= Koefisien perpindahan panas konveksi dari dinding reaktor ke udara, Btu/jam ft2 oF

k

= Koefisien perpindahan panas konduksi dalam dinding reaktor, Btu/jam ft oF

l

= Tinggi reaktor (tinggi shell + tinggi head + tinggi bottom), m

g

= Percepatan gravitasi, m/s2

ρ

= Massa jenis udara, kg/m3

μ

= Viskositas udara, kg/ms

β=

1 Tf

=

1 313 K

= 0,0032 K-1 Tinggi shell

= 1,37 m

Tinggi head

= b + sf = (7,53 + 2) in = 9,53 in = 0,24 m

Tinggi bottom = 0,24 m l

= Tinggi shell + Tinggi head + Tinggi bottom = (1,37 + 0,24 x 2) m = 1,86 m = 6,09 ft 216

Lampiran


Dari tabel di Perry, diperoleh nilai properties untuk udara pada suhu Tf. ρ

= 1,12 kg/m3

μ

= 0,19 kg/ms

g

= 9,80 m/s2

Prf

= 0,70

Grf

=

(9,80 m/s 2 ) x (0,0032 K -1) x ( 1,12 kg/ m3 ) 2 x (323-30 3) K x (1,86 m)3 (0,19 kg/ms) 2

= 138,52 Ra

= 0,70 x 138,52 = 97,44

log Ra = 1,99 Dari tabel 7-7 di Holman, untuk nilai log Ra tersebut, dapat ditentukan nilai log Nu. log Nu = 0,40 Nu

= 2,51

h

=

Nuf x k l

=

2,51 x 26,00 Btu/jam ft oF 6,09 ft

= 10,73 Btu/jam ft2 oF

Perpindahan panas secara overall dari reaktor ke lingkungan dapat digambarkan sebagai berikut. t

Tr

Tw

Tu

Di Do

Panas yang hilang ke lingkungan dapat dihitung dengan:

217

Lampiran


q=

Tr - Tu ln (Do/Di) 1 + 2πkl hA

Dengan, q = Panas hilang ke lingkungan, kJ/jam t = Tebal dinding reaktor, in A = Luas perpindahan panas (luas permukaan dinding shell + head + bottom), m2

Luas permukaan dinding shell dihitung dengan rumus luas silinder. Ashell = π x OD x H = π x 4,50 ft x 4,50 ft = 63,64 ft2 Luas permukaan head dan bottom didekati dengan luas permukaan lingkaran. Luas permukaan head sama dengan luas permukaan bottom.

π.OD2 Ahead = 4 π x (4,50 ft)2 = 4 = 15,91 ft2 Ahead + Abottom = 2 x (15,91 ft2) = 31,82 ft2 Atotal = Ashell + Ahead + Abottom = (63,64+31,82) ft2 = 95,46 ft2

Sehingga, panas hilang ke lingkungan:

q=

(122 - 86) o F ln (4,50 ft/4,46 ft) 1 + o 2π x (26,00 Btu/jam ft F) x (6,09 ft) (10,73 Btu/jam ft 2 o F)x (95,46 ft 2 )

= 36.516,85 Btu/jam = 38.526,75 kJ/jam

218

Lampiran


Entalpi Arus Masuk dan Keluar Reaktor Entalpi untuk masing-masing komponen dihitung berdasarkan suhu referensi 298 K. ΔHi =  Fi x cpi x (T-Tref)

Perhitungan untuk masing-masing komponen disajikan dalam tabel berikut. Entalpi Masuk Recycle Total 2 kJ/jam kJ/jam kJ/jam kJ/jam 10.605,11 96,64 68,73 10.770,48 0,00 174.632,35 0,00 174.632,35 0,00 5.584,81 0,00 5.584,81 0,00 32.538,68 0,00 32.538,68 0,00 433,40 0,00 433,40 0,00 0,00 0,00 0,00 10.605,11 213.285,89 68,73 223.959,73 Umpan

Komponen Cinnamaldehyde Water NaOH 2 HPb-CD Benzaldehyde Acetaldehyde Total

Mixer

Entalpi Keluar Komponen kJ/jam Cinnamaldehyde 485,89 Water 311.404,99 NaOH 6.070,44 2 HPb-CD 35.368,13 Benzaldehyde 3.567,59 Acetaldehyde 946,5511 Total 357.843,59 Neraca Panas Overall Input – Output + Generation = Accumulation (Kalor pemanasan) + (Entalpi arus masuk) - (Entalpi arus keluar) - (Panas Reaksi) – (Panas hilang ke lingkungan) = 0

Dari perhitungan sebelumnya diperoleh: Entalpi arus masuk = 223.959,73 kJ/jam Entalpi arus keluar = 357.843,59 kJ/jam Panas reaksi

= (26.911,58 kJ/kmol) x (0,65 kmol/jam) = 17.564,88 kJ/jam

Panas hilang

= 38.526,75 kJ/jam

219

Lampiran


(Kalor pemanasan) = - (Entalpi arus masuk) + (Entalpi arus keluar) + (Panas reaksi) + (Panas hilang ke lingkungan) = (-223.959,73+357.843,59+17.564,88+38.526,75) kJ/jam = 189.975,5 kJ/jam Pemanas harus dapat mensuplai panas sebanyak 116.751,7076 kJ/jam ke dalam reaktor.

Pengaduk Dimensi Pengaduk Untuk reaktor ini, dipilih jenis pengaduk flat blade turbine impellers dengan 6 sudu. J b

Zr

L

H

w E

Da

Dt

Untuk perancangan, dipilih typical dimension untuk pengaduk sebagai berikut (McCabe and Smith, 1993). Da 1 = Dt 3

Zr =1 Dt

J 1 = Dt 12

E 1 = Dt 3

W 1 = Da 3

L 1 = Da 4

Dengan, Dt

= Diameter reaktor

Da

= Diameter pengaduk

J

= Lebar baffle

E

= Jarak pengaduk dari dasar reaktor

W

= Lebar pengaduk

L

= Panjang pengaduk

Zr

= Tinggi reaktor

H

= Tinggi cairan dalam reaktor

Dari hasil perhitungan, untuk reaktor diperoleh: 220

Lampiran


Dt

= 1,37 m

Da

= 0,46 m

J

= 0,11 m

E

= 0,46 m

W

= 0,09 m

L

= 0,11 m

Kecepatan Putaran Pengaduk Kecepatan putaran pengaduk dapat dihitung dengan persamaan berikut (Rase, 1957). N=

600 WELH π.Di (ft) 2Di (in)

Dengan, N

= Kecepatan putaran pengaduk, rpm

WELH

= Water equivalent liquid high, in

WELH

= Zl x Sg

Zl

= Tinggi cairan di shell + head + sf, in

Sg

= Specific gravity

Di

= Diameter pengaduk

Dari hasil perhitungan diperoleh: Di

= 0,46 m = 18,00 in = 1,50 ft

Tinggi cairan di shell

= 43,20 in

Tinggi head

= 7,53 in

sf

= 2 in

Sehingga, Zl

= (43,20+7,53+2) in = 52,73 in

ρair

= 0,999972 kg/L (4 oC) = 999,97 kg/m3

ρcairan

= 1.112,42 kg/m3

221

Lampiran


sg

=

ρcairan ρair

=

1.112, 42 kg/m 3 999,97 kg/m 3

= 1,11 WELH

= (52,73 in) x (1,11) = 58,66 in

N

=

600 ft/menit π (1,50 ft)

( 58, 66 in) 2 (18,00 in)

= 162,61 rpm Untuk perancangan, diambil nilai kecepatan putaran pengaduk sebesar 160 rpm.

Jumlah Pengaduk Jumlah pengaduk dihitung dengan persamaan berikut (Rase, 1957). n=

WELH ID

Dengan, n

= Jumlah pengaduk

ID

= Diameter dalam reaktor

Dari hasil perhitungan diperoleh: ID

= 53,50 in

WELH

= 58,66 in

Sehingga, n

=

58,66 in 53,50 in

= 1,10 Untuk perancangan, diambil jumlah pengaduk sebanyak 1 buah.

Pengecekan Bilangan Reynold Bilangan Reynold dihitung dengan persamaan berikut.

NRe =

Di 2 Nρ μ

Dengan, NRe = Bilangan Reynold 222

Lampiran


Di

= Diameter pengaduk, ft

N

= Kecepatan pengadukan, rps

ρ

= Massa jenis cairan, lb/ft3

μ

= Viskositas larutan, lb/ft s

Dari hasil perhitungan diperoleh, Di

= 1,50 ft

N

= 2,71 rps

ρ

= 1.112,42 kg/m3 = 69,45 lb/ft3

μ

= 0,0004 lb/ft s

Sehingga, NRe =

(1,50 ft)2 x (2,71 rps) x (69,45 lb/ft 3 ) (0,0004 lb/ft s)

= 1,15 x 106 (Turbulen) Dari gambar 8.8 (Rase, 1957), untuk six blade turbine dengan NRe > 10, Np = 5,5. Power Pengaduk Power pengaduk dihitung dengan persamaan berikut.

N3 .Di 5 .ρ.Np P= 550.gc Dengan, N

= Kecepatan putaran pengaduk, rps

Di

= Diameter pengaduk, ft

ρ

= Densitas campuran, lb/ft3

gc

= Gaya gravitasi

Dari perhitungan sebelumnya diperoleh: N

= 2,71 rps

Di

= 1,5 ft

ρ

= 69,45 lb/ft3

gc

= 32,15 ft/s2

Np

= 5,5

Sehingga: 223

Lampiran


P=

(2,71 rps)3 .(1,5 ft)5 .(69,45 lb/ft 3 ).(5,5) 550.(32,15 ft/s 2 )

= 3,26 hp Untuk perancangan diambil power standar sebesar 3,5 hp.

224

Lampiran

tahun REAKTOR (R)

Recommend Documents