Reaktor Fixed Bed Mar'i [PDF]

Citation preview

1



REAKTOR FIXED BED



Tugas = Mereaksikan 2-Butanol Menjadi MEK Tipe Alat : Reaktor fix bed Multitubular T = 676,7 oC



Kondisi operasi :



P = 1 atm



NERACA MASSA 1.Umpan Masuk : C4H9OH



= 100



kmol/ jam = 7300 kg/jam



C4H8O



= 9,2505



kmol/jam = 656,7855 kg/jam



H2O



= 5,3842



kmol/jam = 96,9148 kg/jam +



Total



= 114,6347



kmol/jam = 8053,7003 kg/jam



Reaksi : C4H9OH Katalis : Zinc Oxide on coke



C4H8O + H2



2 Konversi : 0,96 (96 %) terhadap NH3 Reaksi bisa ditulis : A + 7/4 B



2/3 C + 7/6 D + 1/3 E



Maka pada saat konversi = X A nA



= n AO (1  X A )



nb



= nBO  nAO X A



nC



= n AO X A



Maka pada korversi X A = 0,96 Maka diperoleh hasil reaksi : H2



= 90 kmol/ jam



= 180 kg/jam



C4H8O



= 99,2505 kmol/jam = 7046,7855 kg/jam



C4H9OH



= 10,0000 kmol/jam = 730,0000 kg/jam



H2O



= 143,159 kmol/jam = 96,9148 kg/jam



Total



= 204,6347 kmol/jam = 8053,7003 kg/jam



PENENTUAN KONSTANTA KECEPATAN REAKSI Reaksi C4H9OH



C4H8O + H2



Reaksi diatas dapat disederhanakan menjadi A



B+ C



Persamaan kecepatan reaksinya dapat ditulis sebagai berikut: rA 



C  PA,i  PK ,i PH ,i / K  PKi (1  K A PA,i  K AK PA,i / PK ,i )



Dengan harga konstanta kecepatan reaksi (k) dan factor tumbukan A adalah: k  A. exp



   B  2 A A 22







E RT



 1 N  1     8.3,14.k .T   3  10   MA MB  



1 2



..



Sehingga:  rA  kC A C B



 rA  A. exp



 rA  Dimana:



 A







E RT



C AC B



 1 B  N  1 8.3,14.K .T   2 3  M M 2 10   A B 2



     



1 2



. exp







E RT



.C A .C B



3



 rA  Kecepatan reaksi A 



= Diameter tumbukan



N



= Bilangan Avogadro (6,023.1023 molekul/mol)



K



= Konstanta boltzman (1,30.10-16 erg/0K)



M



= Berat molekul/N (gr)



E



= Energi aktifasi (kJ/mol)



Jika diketahui : MA =



= 2,823.10-23 g



MB



= 5,313.10-23 g



=



 A = 7,95.10-09 cm  B = 2,8.10-09 cm (Twelfth) Maka: 2



A=



.



½



A = 7,137.109 Energi aktifasi dari literatur diperoleh: E = │ DH* - R T │ ( Levenspiel, 1959) E = │ 57256 – 1,987 . 949,7│ Cal/gmol = 55368,946 Cal/gmol



Sehingga:



4 E/R =



= 27865,599



Konsatanta kecepatan reaksi: k  A. exp







E RT



9



k= 7,137.10 . exp (- 27865,599/T) Jadi pada suhu 676,7 C diperoleh harga Konstanta kecepatan reaksi : 9



k= 7,137.10 . exp (- 27865,599/949,7) k = 0,0013 Lt/(gmol s) = 4680 Lt/(Kgmol jam)



PENYUSUNAN MODEL MATEMATIS PADA ELEMEN VOLUME 1. NERACA MASSA PADA ELEMEN VOLUME FA



z



Z



FA



z+∆z



∆Z



∆Z



Masuk – keluar = akumulasi FA Z –[ FA Z +  Z+(-rA) dv ] =Acc dV = A.∆Z dimana A =



 .Di 2 4



Neraca massa elemen volume juga meninjau ruang kosong diantara tumpukan katalis sehingga porositas (ε) berpengaruh. Porositas (ε) didapat dari Brown, fig.219 & 220. Maka : dV =



 .Di 2



FA Z – FA



4 Z+



 .z



 Z-(-rA)



πDi ε Z=0 4



FA Z – FA Z +  Z πDi 2 ε = (-r A) Z 4 FA  rA πDi 2 ε   Δz 4 dimana FA = F A0(1-XA) FA = -FA0. XA



5 X A (rA ). .Di   z 4 ΔX A (r ) . .D i 2  A ε Δz 4FA0 2



FA 0



lim z  0 dX A ( rA ). .Di 2  ε dz 4FA0



rA 



C  PA,i  PK ,i PH ,i / K  PKi (1  K A PA,i  K AK PA,i / PK ,i )



dX A (kC A C B ). .Di 2  ε dz 4FA0



CA 



=



CB 



=



n A Pt n t RT



n A0 (1  X A )Pt n 1 .RT n B Pt n t RT



n A0 (



n BO  X A )Pt n Ao n1.RT



Maka : 2



 n AO Pt  n   .k(1  X A )( Bo  X A ) .Di 2ε . n Ao dX A  n t RT   dz 4FA0



(1) Dimana : dX A  Perubahan konversi persatuan panjang dz Di = Diameter dalam







= porositas tumpukan katalis



F AO = Kecepatan molar A mula-mula



...…………



6 2. NERACA PANAS PADA ELEMEN VOLUME T z ∆z



z



QR



Qp ∆z T z+∆z Masuk – keluar = akumulasi ∑m.cp (Tz -To ) – (



 m.c (T p



QR



=



 HR.nAO.  XA



QP



=



U.A.  T



Z+



 Z - To) + QR + QP ) = 0



= U.  .DO.  z.(Ts - T)



 m.cp ( T z -T Z+∆Z ) - ∆HR..nAO.  XA - U.  .DO..∆z. (Ts - T) = 0



 m.cp ( T Z - TZ+∆Z ) = ∆HR..nAO..  XA + U.  .DO. ∆z. (Ts - T)  HR nAO  XA +U  DO (TS- T ) T Z – T Z+  Z = ∑ m.Cp



T Z T z T  z



Z  Z







ΔH R n A0



ΔH R n A0



: z



ΔX A  U.π.π 0 . (Ts  T) Δz  m.Cp



ΔX A  U. .D 0 (TS  T) Δz  m.Cp



Lim  z  0 dT  dz



- ΔH R .n A0



ΔX A  U.π.π 0 (TS  T) Δz Σm.Cp



dimana : dT/dZ



= perubahan suhu persatuan panjang katalis



 HR



= panas reaksi



U



= over all heat transfer coefficient



Do



= diameter luar



…………….(2)



7 T



= suhu gas



Ts



= suhu penelitian



m.Cp = kapasitas panas 3. NERACA PANAS UNTUK PENDINGIN PADA ELEMEN VOLUME Tinjauan : elemen panas FA



Ts



Z



Qp



∆z



FA



Z



∆ Td



Ts



Z+∆Z



Z+∆Z



Masuk – keluar = akumulasi mp.Cpp. ( Ts



Z+∆Z



- To ) + Qp – mp.Cpp. (( Ts



Z



- To ) = 0



Qp = U.A. ∆T ; dimana : A = π.Do.∆z. dan ∆T = (T – Ts) Sehingga Qp = U.π. Do.∆z. (T – Ts) mp. Cpp. (Ts



Z+∆Z



- Ts Z ) = - U.π. Do.∆z. (T – Ts) : mp. Cpp. ∆z



Ts



Z+∆Z



- Ts



Z



U.π. Do. (T – Ts) = -



∆z



m. Cpp



Ts U. .Do.( T - Ts )  z (m.Cp) p lim z  0 dTs U. .Do. ( T - Ts )  dz ( m.Cp ) p



.……………….(3)



PENURUNAN TEKANAN ( PRESSURE DROP ) Penurunan tekanan dalam pipa yang berisi katalisator (fixed bed) menggunakan rumus 11.6 (Chapter 11, Rase) hal 492, Chemical Reactor Design for Process Plants.



8 gc.dP (1   ) s  1   G  150  1,75 3 2 3  s.dz  Dp    Dp 2



Persamaan di atas dapat ditulis : f k .G 2  1    dP    dz D p . f .gc   3 



……………….(4)



dimana :  1    f k  1,75  150  D .G/  p   dimana : dP  perubahan tekanan per satuan panjang dz



fk = faktor friksi gc = konstanta gravitasi G = kecepatan aliran massa gas dalam pipa, g/cm3 ρf = densitas gas, g/cm3 Dp = diameter partikel katalisator, cm ε



= porositas tumpukan katalisator



μ = viskositas gas, g/cm.jam Sehingga diperoleh 4 persamaan differensial simultan sebagai berikut : 2



1)



2)



dX A  dz



dT  dz



 n AO Pt  n   .k(1  X A )( Bo  X A ) .Di 2ε . n Ao  n t RT 



- ΔH R .n A0



4FA0



ΔX A  U.π.π 0 (TS  T) Δz Σm.Cp



3)



dTs U. .Do. ( T - Ts )  dz ( m.Cp ) p



4)



dP f k .G 2  1       dz D p . f .gc   3 



Selanjutnya persamaan differensial simultan tersebut diatas diselesaikan dengan program computer dengan Metode Numeris Runge Kutta. OVERALL HEAT TRANSFER 1.



Koefisien transfer panas pipa (hio)



9 Dari pers. 6-2, Kern diperoleh :



hio =



 Dp.Gt   μ  



0,8



0,027



 Cp.μ    k  



1/3







k    Di  



…………….(5)



Persamaan diatas berlaku untuk organic liquid, larutan aqueous, dan gas pada Re > 10.000 dimana : Dp



= diameter partikel katalis



Di



= diameter dalam pipa



k



= konduktivitas thermal



μ



= viskositas gas



Cp



= panas jenis gas



Gt



= kecepatan massa per satuan luas



hi



= koefisien transfer panas pipa dalam



hio



= hi.



2.



ID ...................(Kern,1983) OD



Koefisien transfer panas dinding pipa dalam shell ( ho) Dari persamaan ho



=



, Kern :



 De.Gp   0,36   μ p  



0,55



 Cp p . p  kp 



0 , 33















 kp    ...........(Kern,1983, p137)  De 



…….(6) Persamaan diatas berlaku untuk Re antara 2000 – 1.000.000 dimana : ho



= koefisien transfer panas



De



= diameter equivalent



Gp = kecepatan massa pendingin per satuan luas



p



= viskositas pendingin



kp



= konduktivitas thermal pendingin



Cpp = panas spesifik pendingin



LAY OUT PIPA DALAM REAKTOR ( Kern, 1983, P. 139 )



10 Pipa dalam reaktor disusun secara square pitch, dimana luas penampang 1 pipa menempati luasan sebesar Pt2. 1 pipa menempati luasan = Pt2 maka luas total penampang reaktor ( over design 10%) As = 1,1. Nt.Pt2 dimana : As = Luas penampang shell Nt = jumlah pipa Pt = pitch Alasan penyusunan pipa secara square pitch : 1. mudah pembersihannya. 2. pressure drop kecil. FLOW AREA DALAM SHELL B As = (7)



C’



dimana : B



= Jarak buffle, in



C’



= Clearance, in



Pt



= Pitch, in



IDs = Diameter dalam shell, in As



= Flow area shell, in2



DIAMETER EQUIVALEN (De)



IDs .B.C' Pt



………….



11 Diameter equivalen dapat dipahami sebagai diameter dari area dalam shell, bila dipandang sebagai pipa ( Kern, 1983) p.139  μ.OD2 4 Pt 2  4 De =   .OD



De =



 



4 x free area



 = wetted perimeter



4Pt 2  μ.OD 2 4. .OD



………….



(8) DIAMETER SHELL Diameter shell yang dipakai untuk Nt pipa Luas shell = As = 1,1.Nt.Pt



2



π.(IDs ) 2 = 4



Diameter shell : IDs =



4. As



…..……..…







(9) KATALISATOR ( Rase, 1977 ) Katalisator yang digunakan berupa cobalt oxide dengan : -



Bentuk = pellet



-



Ukuran D = 0,3175 cm H = 0,3175 cm



-



Bulk density = 1106,13 kg/m3



-



Formula = PbO2 – Mg (SA, Miller Ernest, 1965)



DIAMETER PARTIKEL ( Dp ) Yaitu diameter partikel katalis yang ekuivalen dengan diameter bola dengan volume yang sama dengan volume katalis ( Rase, 1977, p.493 ) V kat = =



 .D 2 4



.H



 .0,31752 .0,3175 4



= 0,025125 cm3 V bola = V kat



12  .Dp



V Bola =



3



4



Maka : Dp



=3 =



3



VB 6







0,025125.6







= 0,36345 cm PEMILIHAN PIPA Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas. Pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas konveksi didelik oleh Colburn ( Smith,JM., p.571) dan diperoleh hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding transfer panas konveksi pada pipa kosong. Dp/Dt Hio/h



0,05 5,5



0,1 7



0,15 7,8



0,2 7,5



0,25 7,0



Dimana : (Dp/Dt)



= rasio diameter katalis per diameter pipa



(hio/h)



=



rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefisien transfer panas pada pipa kosong.



Dari data diatas diperoleh (hio/h)max terjadi pada 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dp  0,15 Dt Dp Dt  0,15 0,36345 Dt  cm 0,15



= 2,42298 cm



Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11) : NPs = 1 in OD



= 1,32 in



13 ID



= 1,049 in



Sch



= 40



JUMLAH PIPA ( Brown, 1950 ) Jumlah pipa ditentukan berdasarkan turbulensi gas dalam pipa berkatalis. Dalam suatu reaksi khusus terjadi tumbukan molekul yang optimum ( well mixed). Keadaan di atas terjadi bila pada keadaan turbulen yaitu bilangan Reynold diatas 3100. Spherecity ( )=



Luas area bola luas area katalis



Luas area bola = . Dp2 = 3,14. 0,36345 = 0,4148 cm2  π.DH 



Luas area katalis



2. .D 4



= 0,4748 cm2 0,4148



maka  = 0,4748  0,8736 Dari fig. 223 Brown diperoleh  = 0,35 a.



Jumlah pipa maksimum Jumlah pipa maksimum terjadi bila fluida dalam pipa pada keadaan turbulen minimum Re = 3100 Re



=



FRe .Dp.Gt







………………………………(pers.166,



1950,p.210) Dari fig brown 219 diperoleh FRe = 51 Viskositas gas = 0,0215 Cp = 0,000215 gr/cm.dt diameter partikel (Dp)= 0,36345 cm Maka : 3100 =



51.0,36345.Gt 0,000215



Gt = 0,03596 gr/dt.cm2 Kecepatan gas = 59223,7148 kg/j = 16451,0319 gr/dt luas penampang pipa =



Ao



=



 .Di 2 4



Brown,



14 (3,14).(2,664462).(0,35) 4  1,950546cm 2 







Luas total A



16451,0319 gr / dt 0,03596 gr / dt.cm 2



= 464196,0851 cm2 jumlah pipa maksimum : Nt maks



464196,0851cm 2 = 1,950546cm 2 / pipa



= 237982,6393 pipa ~ 237983 pipa b.



Jumlah Pipa minimum Jumlah pipa minimum ditentukan oleh kecepatan linier maksimum. Kecepatan linier maksimum suatu fluida melewati suatu padatan dicari dari Brown hal 74 V maks =



4( b  g ).g .Dp …………………………. ( Brown, 1950, p.74 3g . fb



) Dari fig 70 Brown hal 76 didapat fb = 1 Re = 3100  bulk katalis = 1106,13 kg/m3 = 1,10613 g / cm3 Pt.BM RT



g = 



2,5atm.19,56296 g / gmol cm 3atm 82,06 .723K gmol.K



 0,000824 g / cm3



g



= 981 cm/dt2



Dp = 0,36345 cm Sehingga : V maks =



4(1,10613  0,000824) g / cm3 .981cm / dt 2 .0,36345cm 3.0,000824 g / cm3 .1



= 798,5532 cm/dt Kecepatan volumetrik umpan : Qv 



16451,0319g/dt 0,000824g/cm3



Maka A = Nt min =



20257877,69cm 3 / dt  25368,2255Cm 2 798,5532cm / dt



A 25368,2255cm2   13005,7048 pipa Ao 1,950546cm 2



15 Maka diperoleh range jumlah pipa antara 13006 pipa – 237983 pipa , dan dipilih jumlah pipa = 14000 pipa. SIFAT FISIS a) Spesifik Heat Cp = A + BT + CT2 Komponen H2 C4H9OH C4H8O H2O



A 27,143 24,334 10,944 32,243



Cp ( joule/mol.K ) B 92,738.10-4 2,8866.10-1 35,592.102 19,238.104



C -1,381.105 1,1577.10-3 -1.900.104 10,555.106



µ ( micropoise.K ) B 2,1200.10-1 4,7500.10-1 2,0543.10-1 4,2900.10-2



C -3,2800.10-5 -9,8800.10-5 1,0683.10-5 -1,6200.10-5



Cp = Σ Cpi . yi b) Viskositas µ = A + BT + CT2 Komponen H2 C4H9OH C4H8O H2O



A 27,758 42,606 7,694 -36,826



c) Konduktivitas Thermal



k = ((14,54 . T/Tc ) – 5,14 )2/3 . Cp/τi . 106 Komponen H2 C4H9OH C4H8O



Tc 33,2 126,2 524,0



Pc 12,8 33,5 40,0



16 H2O



647,3



217,6



d) Sifat Pendingin Cp = 0,509 Btu/lboK µ = 0,40 micropoise.K k = 0,68 Btu/jam.ft.oK PANAS REAKSI T ΔHT



To



ΔH298



ΔHT = ΔH298 + ∫ ΔCp dT Dimana : ΔH298 = ΔHfp − ΔHfR = -205,02 − -103,6 = -101,42 kjoule/mol = -24239,38 kkal/kmol ΔCp = α + βT + γT2 α = AP – AR β = B P – BR γ = C P – CR



Komponen H2 C4H9OH C4H8O H2O



α



A 27,143



Cp ( joule/mol.K ) B 92,738.10-4



C -1,381.105



10,944 9,695



35,592.102 7,4955.10-2



-1.900.104 -1,5584.10-5



= 64,374 – ( 11,591 + 45,780 ) = 7,003 joule/mol.K



β



= 6,4776.10-2 – ( 3,2301.10-1 + 2,1034.10-2 )



17 -2



= 2,2286.10 joule/mol.K γ = 3,5143.10-4 – (-1,3067.10-4 + 1,2484.10-4 ) = 3,5726.10-4 joule/mol.K Sehingga :



= = = -101,42 kjoule/mol + 7,003 ( 298 - 513 ) +



+



joule/mol



'OPEN "O", 1, "d:\qb\HAPDHEN\FIXDHEN2.bas" CLS N = 14000 PRINT " PERHITUNGAN REAKTOR FIXED BED MULTITUBE " MS = 50 C = 450 D = 435: D0 = D DOU = 3.3528: DI = 2.6645: Ptc = 1.2 * DOU CL = Ptc - DOU DE = (4 * (Ptc ^ 2 - (3.14 * DOU ^ 2 / 4))) / (3.14 * DOU) ID = (.189 * Ptc) - 1.63 ID = ID + ((1.63 - .18 * Ptc) ^ 2 + 3.14 * (.19 + (N * (Ptc ^ 2)) + (.187 * Ptc))) ^ .5 ID = ID / 2.54 BS = ID / 5 at = 3.14 / 4 * DI ^ 2: ASi = ID * CL * BS / Ptc PRINT



18 DP = .36345: rbulk = 1.10613 bma = 148: bmb = 18: BMD = 44: bme = 122 'KECEPATAN MASUK MASING-MASING GAS (GMOL/JAM) FAIO = 36.3548 FBIO = 2989.174 FDIO = 0 FEIO = .31205 FAO = FAIO / 3.6 / N: FBO = FBIO / 3.6 / N: FEO = FEIO / 3.6 / N FTO = FAO + FBO + FEO BMRT = (FAO / FTO) * bma + (FBO / FTO) * bmb + (FEO / FTO) * bme GT = FTO * BMRT / at: GS = MS / ASi PRINT " KECEPATAN MASUK MASING-MASING GAS KE REAKTOR": PRINT PRINT PRINT USING " C6H4(CO)2O = ####.#### kgmol/j = ######.#### kg/j"; FAIO; FAIO * bma PRINT USING " H2O = ####.#### kgmol/j = ######.#### kg/j"; FBIO; FBIO * bmb PRINT USING " C6H5COOH = ####.#### kgmol/j = ######.#### kg/j"; FEIO; FEIO * bme PRINT " ─────────────────────────────────────────────" PRINT USING " TOTAL = ####.#### kgmol/j = ######.#### kg/j"; FTO * 3.6 * N; FTO * BMRT * 3.6 * N : INPUT "", a$ PRINT PRINT PRINT " Perhitungan persaamaan deferensial dengan metode MODFIED EULER" PRINT PRINT " KONDISI AWAL :" Z0 = 0: X0 = 0: PT = 2.5: F = 1 PRINT PRINT " Tinggi katalis mula-mula ="; Z0 PRINT " Konversi Reaksi mula-mula ="; X0 PRINT " Suhu umpan gas masuk ="; C PRINT " Suhu pendingin keluar ="; D PRINT " Tekanan gas umpan ="; PT PRINT " Increment panjang ="; F PRINT : INPUT "", a$ PRINT " ------------------------------------------------------" PRINT " :L(cm) : Xa : T (c) : Td (c) : P : " PRINT " ------------------------------------------------------" no = 0 PRINT USING " : #### : #.###### : ###.## : ###.## : ##.### :"; Z0; X0; C; D; PT 620 GA = Z0: GB = X0: GC = C: GD = D: GE = PT: GOSUB 910 630 K1 = DX: L1 = T: M1 = S: N1 = p 640 GB1 = X0 + K1 * F: GC1 = C + L1 * F: GD1 = D + M1 * F: GE1 = PT + N1 * F GB = GB1 GC = GC1 GD = GD1 GE = GE1 650 GOSUB 910 660 K2 = DX: L2 = T: M2 = S: N2 = p DGB = (K1 + K2) / 2 DGC = (L1 + L2) / 2 DGD = (M1 + M2) / 2 DGE = (N1 + N2) / 2



19 GB = X0 + DGB * F GC = C + DGC * F GD = D + DGD * F GE = PT + DGE * F 680 GOSUB 910 690 K3 = DX: L3 = T: M3 = S: N3 = p 700 GB2 = X0 + K3 * F: gc2 = C + L3 * F: gd2 = D + M3 * F: GE2 = PT + N3 * F IF (ABS(GB2 - GB1) < .001) THEN 710 GB = GB2 GC = gc2 GD = gd2 GE = GE2 GOTO 650 710 Z0 = Z0 + F 740 X0 = GB2 760 C = gc2 770 D = gd2 780 PT = GE2 no = no + 1 IF X0 >= .85 THEN 870 IF no = 100 THEN 800 GOTO 620 800 PRINT USING " : #### : #.###### : ###.## : ###.## : ##.### :"; Z0; X0; C; D; PT: no = 0 GOTO 620 870 PRINT USING " : #### : #.###### : ###.## : ###.## : ##.### :"; Z0; X0; C; D; PT PRINT " ======================================================": PRINT PRINT " Massa keluar reaktor :" PRINT " -----------------------": PRINT GB = .85 FA = FAO * (1 - GB) FB = FBO - FAO * GB FE = FEO + FAO * GB FD = FDOU + FAO * GB FT = FA + FB + FD + FE YA = FA / FT: YB = FB / FT: YC = FC / FT: YD = FD / FT: YE = FE / FT M = bma * YA + bmb * YB + bmc * YC + BMD * YD + bme * YE PRINT Kg/j"; FA PRINT Kg/j"; FB PRINT Kg/j"; FD PRINT Kg/j"; FE



USING " C6H4(C0)2O = ####.#### Kgmol/j * N * 3.6; FA * N * 3.6 * bma USING " H2O = ####.#### Kgmol/j * N * 3.6; FB * N * 3.6 * bmb USING " CO2 = ####.#### Kgmol/j * N * 3.6; FD * N * 3.6 * BMD USING " C6H5COOH = ####.#### Kgmol/j * N * 3.6; FE * N * 3.6 * bme PRINT " ─────────────────────────────────────────────"



= ######.#### = ######.#### = ######.#### = ######.####



PRINT USING " total = ####.#### Kgmol/j = ######.#### Kg/j"; FT * N * 3.6; FT * N * 3.6 * M INPUT "", a$ PRINT : PRINT PRINT " SPESIFIKASI REAKTOR" PRINT PRINT USING " Tinggi Katalis PRINT USING " Berat Katalis (DI / 100) ^ 2 / 4 * N * rbulk * 1000 PRINT USING " Tinggi Reaktor PRINT USING " Diameter Shell PRINT USING " Jumlah pipa PRINT USING " Jarak Buffle



= ##.## m"; GA / 100 = ####.## Kg"; GA / 100 * = = = =



##.## ##.## #### ##.##



m"; GA m"; ID pipa"; m"; BS



/ 100 + 2 / 100 N / 100



20 PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT PRINT CLOSE



USING " Jumlah Pendingin = ###### Kg/j"; MS * 3600 USING " Suhu pendingin masuk = #### C"; gd2 USING " Suhu pendingin keluar = #### C"; D0 USING " Diameter luar pipa USING " Diameter dalam pipa USING " Square pitch USING " Clearence : PRINT



= = = =



##.### ##.### ##.### ##.###



cm"; cm"; cm"; cm";



DOU DI Ptc CL



END 910 'KOMPOSISI GAS (GMOL/JAM) FA = FAO * (1 - GB) FB = FBO - FAO * GB FE = FEO + FAO * GB FD = FAO * GB MM1 = FBO / FAO FT = FA + FB + FD + FE YA = FA / FT: YB = FB / FT: YC = FC / FT: YD = FD / FT: YE = FE / FT M = bma * YA + bmb * YB + bmc * YC + BMD * YD + bme * YE 970 'KAPASITAS PANAS GAS (CAL/GMOL.K) CPA = -1.064 + .1562 * (C + 273) - .0001023 * (C + 273) ^ 2 + 2.411E-08 * (C + 273) ^ 3 CPB = 7.701 + .0004595 * (C + 273) + 2.521E-06 * (C + 273) ^ 2 - 8.59E-10 * (C + 273) ^ 3 CPC = -3.123 + .08323 * (C + 273) - 5.217E-05 * (C + 273) ^ 2 + 1.156E-08 * (C + 273) ^ 3 CPD = 4.726 + .01754 * (C + 273) - 1.338E-05 * (C + 273) ^ 2 + 4.097E-08 * (C + 273) ^ 3 CPE = -12.251 + .1503 * (C + 273) - .0001012 * (C + 273) ^ 2 + 2.537E-08 * (C + 273) ^ 3 CPM = (YA * CPA + YB * CPB + YC * CPC + YD * CPD + YE * CPE) / M 1050 'KAPASITAS PENDINGIN (CAL/GMOL.K) cpp = .31152 + .0003402 * (D + 273) 1070 'RAPAT MASSA CAMPURAN GAS RM = PT * M / (C + 273) / 82.06 1090 'VISKOSITAS GAS (gr/dt.cm) VA = (10 ^ (2917.6 * ((1 / (C + 273)) - (1 / 457.88)))) * .01 VB = (10 ^ (658.25 * ((1 / (C + 273)) - (1 / 283.16)))) * .01 VC = (10 ^ (952.48 * ((1 / (C + 273)) - (1 / 365.81)))) * .01 VD = (10 ^ (578.08 * ((1 / (C + 273)) - (1 / 185.24)))) * .01 VE = (10 ^ (2617.6 * ((1 / (C + 273)) - (1 / 407.88)))) * .01 VM = YA * VA * SQR(bma) + YB * VB * SQR(bmb) + YC * VC * SQR(bmc) + YD * VD * SQR(BMD) + YE * VE * SQR(bme) VR = VM / (YA * SQR(bma) + YB * SQR(bmb) + YC * SQR(bmc) + YD * SQR(BMD) + YE * SQR(bme)) 1175 'VISKOSITAS PENDINGIN (gr/dt.cm) VP = 1.6 * .01 1190 'THERMAL KONDUKTIVITAS (CAL/JAM.M.K)



21 Ka = ((14.54 * (C + 273) / 810) - 5.14) ^ (2 / 3) * (.000001 / 2.852) * CPA Kb = ((14.52 * (C + 273) / 647.3) - 5.14) ^ (2 / 3) * (.000001 / .3449) * CPB KC = ((14.52 * (C + 273) / 718) - 5.14) ^ (2 / 3) * (.000001 / 1.7116) * CPC KD = ((14.52 * (C + 273) / 304.2) - 5.14) ^ (2 / 3) * (.000001 / .9866) * CPD KE = ((14.54 * (C + 273) / 752) - 5.14) ^ (2 / 3) * (.000001 / 2.6327) * CPA KM = YA * Ka * (bma ^ .333) + YB * Kb * (bmb ^ .333) + YC * KC * (bmc ^ .333) + YD * KD * (BMD ^ .333) + YE * KE * (bme ^ . 333) KM = KM / (YA * (bma ^ .333) + YB * (bmb ^ .333) + YC * (bmc ^ .333) + YD * (BMD ^ .333) + YE * (bme ^ .333)) 1275 'KONDUKTIVITAS PENDINGIN (CAL/JAM.M.K) KP = .1725 1290 'PERHITUNGAN PANAS RE = 50.8 * GT * DP / VR HI = (.27 * KM * (RE) ^ .8 * (CPM * VR / KM) ^ (1 / 3)) / DI HI = 7.8 * HI HIO = HI * DI / DOU RS = DE * GS / VP PR = cpp * VP / KP HO = .36 * KP / DE * RS ^ .55 * PR ^ .333 UC = (HIO * HO) / (HIO + HO) UD = UC / (35.8347 * UC + 1) 1360 'KECEPATAN REAKSI HR = -18184 - 14.16 * (C + 273 - 298) + .0055 * ((C + 273) ^ 2 - 298 ^ 2) - 4.934E-06 * ((C + 273) ^ 3 - 298 ^ 3) + 1.554E-09 * ((C + 273) ^ 4 - 298 ^ 4) K = 5.590178E+18 * EXP(-(16839.46 / (C + 273))) CAO = (FAO / FTO * PT / 82.06 / (C + 273)) 1450 'PERSAMAAN DIFFERENSIAL 1460 DX = K * (CAO) ^ 2 * (1 - GB) * (MM1 - GB) * 3.14 * (DI / 100) ^ 2 * .36 / 4 / FAO 1480 T = (-HR * DOX * FA - 3.14 * DOU * UD * (GC - GD) / N) 1490 T = (T / (FA * CPA + FB * CPB + FC * CPC + FD * CPD + FE * CPE + FF * CPF)) / M 1500 S = ((UD * 3.14 * DOU * (GD - GC)) / (MS * cpp)) 1510 p = (GT) * (1 - .36) * (150 * (1 - .36) * (VM) / (DP) + 1.75 * (GT)) 1520 p = -((p / ((DP) * (RM) * 981 * .36 ^ 3))) / 100000 1530 RETURN



HASIL RUN PROGRAM : KECEPATAN MASUK MASING-MASING GAS KE REAKTOR C6H4(CO)2O = 36.3548 kgmol/j = 5380.5107 kg/j H2O = 2989.1741 kgmol/j = 53805.1328 kg/j C6H5COOH = 0.3121 kgmol/j = 38.0701 kg/j ─────────────────────────────────────────────────── TOTAL = 3025.8408 kgmol/j = 59223.7148 kg/j



22 Perhitungan persaamaan deferensial dengan metode MODFIED EULER KONDISI AWAL : Tinggi katalis mula-mula Konversi Reaksi mula-mula Suhu umpan gas masuk Suhu pendingin keluar Tekanan gas umpan Increment panjang



= = = = = =



0 0 450 435 2.5 1



-----------------------------------------------------:L(cm) : Xa : T (c) : Td (c) : P : -----------------------------------------------------: 0 : 0.000000 : 450.00 : 435.00 : 2.500 : : 100 : 0.221117 : 450.00 : 429.24 : 2.492 : : 200 : 0.392032 : 450.00 : 421.24 : 2.484 : : 300 : 0.524478 : 450.00 : 410.09 : 2.476 : : 400 : 0.627352 : 449.99 : 394.49 : 2.469 : : 500 : 0.707431 : 449.99 : 372.56 : 2.461 : : 600 : 0.769891 : 449.98 : 341.49 : 2.453 : : 700 : 0.818698 : 449.98 : 296.95 : 2.445 : : 781 : 0.850344 : 449.97 : 246.33 : 2.438 : ====================================================== Massa keluar reaktor



:



C6H4(CO)2O = 5.4532 Kgmol/j = 807.0765 Kg/j H2O = 2958.2725 Kgmol/j = 53248.9023 Kg/j CO2 = 30.9016 Kgmol/j = 1359.6697 Kg/j C6H5COOH = 31.2136 Kgmol/j = 3808.0630 Kg/j ─────────────────────────────────────────────────── Total = 3025.8408 Kgmol/j = 59223.7148 Kg/j SPESIFIKASI REAKTOR Tinggi Katalis Berat Katalis Tinggi Reaktor Diameter Shell Jumlah pipa Jarak Buffle



= = = = = =



7.80 m 21438.79 Kg 9.80 m 3.32 m 14000 pipa 0.66 m



Jumlah Pendingin = 180000 Kg/j Suhu pendingin masuk = 246 0C Suhu pendingin keluar = 435 0C Diameter luar pipa Diameter dalam pipa Square pitch Clearence



= = = =



3.353 2.664 4.023 0.671



cm cm cm cm



Menghitung Tebal Shell Digunakan bahan Stainless Steel SA 167 grade 3 Tekanan design (p) = 36,75 psi Allowable stress



= 15100 psi



efisiensi sambungan = 0,85



23 faktor korosi



= 0,125 in



Jari-jari tangki



= 421,64 in



Tebal Shell : p .ri t shell = ────────── + c S . e – 0,4 . p 36,75 . 421,64 = ────────────────── + 0,125 15100,00 . 0,85 – 0,4 . 36,75 = 1,334 in Dipakai tebal shell 1 6/16 in Menghitung tebal head Bentuk head : Elliptical Dished Head Digunakan bahan Stainless steel SA 167 grade 3 Tekanan design (p) = 36.30 psi Allowable stress



= 15100 psi



efisiensi sambungan = 0.85 faktor korosi



= 0.125 in



Jari-jari tangki = 421.64 in



Tebal Head : 0,885 . p .d t head = ─────────── + c 2 . S . e – 0,2 . p 0,885 . 36,30 . 843,28 = ────────────────────── + 0,125 2 . 15100,00 . 0,85 – 0,2 . 36,30 = 1,181 in Dipilih tebal head 1 3/16 in Menghitung ukuran pipa



24 Diameter Optimum pipa berdasarkan Pers. 15 Peters, hal.525 a. Pipa pemasukan Umpan Reaktor : Kecepatan Umpan



= 469060,281 lb/j



Densitas Umpan



=



0,1363 lb/ft3



Di = 2,2 . ( G/1000 )0,45 .  (-0,31) = 2,2 . ( 469060,281 / 1000 )0,45 . 0,1363 (-0,31) = 64,981 in Dipakai pipa dengan ukuran : 65,00 in b. Pipa pengeluaran hasil Reaktor : Kecepatan hasil = 469060,281 lb/j Densitas hasil =



0,1329 lb/ft3



Di = 2,2 . ( G/1000 )0,45 .  (-0,31) = 2,2 . ( 469060,281 / 1000 )0,45 . 0,1329(-0,31) = 65,497 in Dipakai pipa dengan ukuran : 65,50 in c. Pipa pemasukan dan pengeluaran Hi-Tech : Kecepatan Hi-Tech = 110000,0078 lb/j Densitas Hi-Tech = 55.9728 lb/Ft3 Di = 2,2 . ( L/1000 )0,45 .  (-0,31) = 2,2 . ( 110000,008 / 1000 )0,45 . 55,9728 (-0,31) = 5,238 in Dipakai pipa dengan ukuran : 5,25 in Menghitung tebal Isolasi Diameter shell = 10,89 ft Tinggi shell



= 32,00 ft



Tebal shell



= 0,111 ft



Luas permukaan head = 223,53 ft² Luas permukaan shell = 1094,47 ft² Total luas permukaan = 1317,99 ft² Suhu permukaan isolasi = 167,00 °F = 707,00 °R Suhu dalam reaktor



= 644,90 °F = 1184,90 °R



Suhu udara lingkungan = 86,00 °F = 626,00 °R Konduktifitas thermal diding shell = 26,0000 Btu ft/(j ft² F)



25 Digunakan Isolasi Fine Diatomaceous earth powder Konduktifitas thermal isolasi



= 0,1400 Btu ft/(j ft² F)



Koeffisien transfer panas konveksi (hc) : ┌ ┐1/3 hc = 0,19 │ Tw - Tu │ └ ┘ ┌ ┐1/3 = 0,19 │ 707,00 – 626,00│ └ ┘ = 0,8220822 Btu/j ft² F Panas yang hilang bila digunakan tebal isolasi = 0 in A . (T1 - Tu) Q loss = ----------------------------┌ t1 t2 1 ┐ │ ---- + ---- + ---------- │ └ k1 k2 (hr + hc) ┘ 1317,993 . (644,90 - 86,00) = -------------------------------------┌ 0,111 T is 1 ┐ │ ------- + -------- + -------- │ └ 26,00 0,140 0,8221┘ ┌ 0,111 T is 1 ┐ │ ------- + -------- + -------- │ └ 26,00 0,140 0,8221 ┘



1239567,125 = --------------------------------1317,993 (644,90 - 86,00)



┌ 0,111 T is 1 ┐ │ -------- + -------- + -------- │ └ 26,00 0,140 0,8221┘



= 1,683



┌ T is │ 0,00428 + -------- + └ 0,1400



┐ 1,21642 │ = 1,683 ┘



┌ T is ┐ │ -------- │ └ 0,1400┘



=



0,462



T isolasi



=



0,065 ft



=



0,776 in



Digunakan tebal isolasi = 1 in