Reaktor r 01

REAKTOR (R-01)

Tugas : Mereaksikan Sikloheksena (C6H10) dengan H2O2 (30% wt)

menjadi C6H10O4 dengan katalisator H2WO4, dan H3PO4.

Fase Proses : Cair-Cair

Tipe Alat : Reaktor Alir Tangki Berpengaduk Gelembung

Kondisi operasi : Isothermal non adiabatic (tekanan 15 atm dan suhu 100OC)

Katalisator : Tris (triphenyl phosphine) rhodium carbonyl hydride yang

terlarut dalam olefin maupun aldehyde.

Sistem pendingin : Cooling coil

Daftar 1. Data Umpan Cair Masuk Reaktor

Komponen kmol/jam kg/jamFraksi

massa, wiDensitas, ρi

(kg/m3)wi ρi

C7H14 94,3077 9242,1501 0,1925 624,0487 120,1374

C7H16 6,2527 625,2671 0,0130 613,3228 7,9880

C8H16O 2,7751 355,2093 0,0073 760,9310 5,6301

HRhCO(PPh3)3 126,3723 37785,3049 0,7870 1104,0719 868,9750

Total 229,7077 48007,9316 1,0000 3102,3747 1002,7307

Daftar 2. Data Umpan Gas Masuk Reaktor

Komponen kmol/jam kg/jamFraksi massa,

wiDensitas, ρi

(kg/m3)wi ρi

CO 15,2369 426,6341 0,3654 13,7217 5,0145

H2 15,4396 30,8792 0,0264 0,9801 0,0259

N2 17,2021 481,6585 0,4125 7,8409 3,2350

CH4 7,1442 114,3073 0,0979 13,7217 1,3435

C7H14 0,5799 56,8260 0,0486 48,0260 2,3377

C7H16 0,2268 22,6840 0,0194 49,0061 0,9522

C8H16O 0,2690 34,4345 0,0294 62,7279 1,8502

Total 56,0985 1167,4236 1,0000 196,0247 14,7593

Dari data diatas, diperoleh kecepatan volumetrik cairan masuk sebesar (Fvcairan) 47,8771

m3/jam, sedangkan kecepatan volumetrik gas(Fvgas) sebesar 79,0973 m3/jam.

A. SIFAT FISIS CAMPURAN

1. Berat molekul

Berat molekul campuran diperoleh dengan persamaan berikut

BM=Σ xi BMi (1)

dimana, BM = berat molekul campuran, kg/kmol

xi = fraksi mol

BMi = berat molekul komponen, kg/kmol

Daftar 3. Data Perhitungan Berat Molekul Campuran Cairan

KomponenLaju,

(kmol/jam)Fraksi mol

(xi)Berat Molekul

(BMi), kg/kmolxi Bmi

(kg/kmol)

C7H14 94,3077 0,4106 98 40,2344

C7H16 6,2527 0,0272 100 2,7220

C8H16O 2,7751 0,0121 128 1,5464

HRhCO(PPh3)3 126,3723 0,5501 299 164,4930

Total 229,7077 1 - 208,9958

Daftar 4. Data Perhitungan Berat Molekul Campuran Gas

Komponen kg/jamFraksi mol

(xi)Berat Molekul

(BMi), kg/kmolxi Bmi

(kg/kmol)

CO 15,2369 0,2716 16 4,3458

H2 15,4396 0,2752 2 0,5504

N2 17,2021 0,3066 28 8,5859

CH4 7,1442 0,1274 16 2,0376

C7H14 0,5799 0,0103 98 1,0130

C7H16 0,2268 0,0040 100 0,4044

C8H16O 0,2690 0,0048 128 0,6138

Total 56,0985 1 - 17,5509

Berdasarkan tabel diatas maka,

BM campuran cairan = 208,9958 kg/kmol

BM campuran gas = 17,5509 kg/kmol

2. Massa jenis campuran

Massa jenis campuran dapat diperoleh dari persamaan berikut

ρ=Σ wi ρi (2)

dimana,

ρ = massa jenis campuran, kg/m3

wi = fraksi mol

ρi = massa jenis komponen, kg/m3

Daftar 5. Data Perhitungan Massa Jenis Campuran Cair

KomponenLaju Fraksi massa Densitas Wi ρi

Fi (kg/jam) Wi ρi (kg/m3) (kg/m3)C7H14 9242,1501 0,1925 624,0487 120,1374

C7H16 625,2671 0,0130 613,3228 7,9880

C8H16O 355,2093 0,0073 760,9310 5,6301

HRhCO(PPh3)3 37785,3049 0,7870 1104,0719 868,9750

Total 48007,9316 1 - 1002,7307

Berat jenis gas dengan asumsi gas ideal diperoleh dengan persamaan

ρi gas=P BMiR T

(3)

dimana,

ρi = massa jenis gas, kg/m3

P = tekanan operasi, atm

BMi = berat molekul komponen gas, kg/kmol

R = tetapan gas ideal, 0,082 m3 atm/kmol/K

T = suhu operasi, K

Daftar 6. Data Perhitungan Massa Jenis Campuran Gas

KomponenLaju Fraksi massa Densitas Wi ρi

Fi (kg/jam) Wi ρi (kg/m3) (kg/m3)CO 426,6341 0,3654 13,7217 5,0145

H2 30,8792 0,0264 0,9801 0,0259

N2 481,6585 0,4125 7,8409 3,2350

CH4 114,3073 0,0979 13,7217 1,3435

C7H14 56,8260 0,0486 48,0260 2,3377

C7H16 22,6840 0,0194 49,0061 0,9522

C8H16O 34,4345 0,0294 62,7279 1,8502

Total 1167,4236 1 - 14,7593


ρ campuran cairan = 1002,7307 kg/m3

ρ campuran gas = 14,7593 kg/m3

3. Viskositas campuran

Viskositas campuran dapat diperoleh dengan persamaan berikut

ln μ=Σ wi ln μi (4)

dimana,

= viskositas campuran, cP

Wi = fraksi massa

i = viskositas komponen, cP

Daftar 7. Data Perhitungan Viskositas Campuran Cair

KomponenLaju Fraksi massa Viskositas Wi ln mi

Fi (kg/jam) Wi (kg/kmol) mi (cP) CpC7H14 9242,1502 0,1925 0,1866 -0,3232

C7H16 625,2672 0,0130 0,2020 -0,0208

C8H16O 355,2093 0,0074 0,5534 -0,0044

HRhCO(PPh3)3 37785,3049 0,7871 2,1913 0,6175

Total 48007,9316 1 - 0,2691

Daftar 8. Data Perhitungan Viskositas Campuran Gas

KomponenLaju Fraksi massa Viskositas Wi ln mi

Fi (kg/jam) Wi (kg/kmol) mi (cP) CpCO 426,6341 0,3654 0,2036 -0,5817

H2 30,8792 0,0265 0,1023 -0,0603

N2 481,6585 0,4126 0,2060 -0,6518

CH4 114,3073 0,0979 0,1336 -0,1971

C7H14 56,8260 0,0487 0,0772 -0,1247

C7H16 22,6840 0,0194 0,0731 -0,0508

C8H16O 34,4345 0,0295 0,0696 -0,0786

Total 1167,4236 1,0000 - -1,7450


campuran cairan = 1,3087 cP

campuran gas = 0,1746 cP

4. Tegangan Muka

Tegangan muka rata-rata diperoleh dari persamaan berikut

τ 0,25=ρcamp Σxi τi0,25

ρi(5)

dengan : τi = tegangan muka komponen i, dyne/cm

ρi = rapat massa komponen i, gr/cm3

ρcamp = rapat massa campuran cairan, gr/cm3

xi = fraksi mol komponen i dalam fase cair.

Daftar 9. Data Perhitungan Tegangan Muka Rata-rata

KomponenLaju Fraksi mol

Tegangan muka

Densitas Xi τi^0,25/ρi

Fi (kg/jam) Xi τi (dynes/cm) ρi (kg/m3) (dynes/cm)C7H14 9242,1501 0,1925 12,5129 624,0487 1,2374

C7H16 625,2671 0,0130 45,3965 613,3228 0,1152

C8H16O 355,2093 0,0073 20,6555 760,9310 0,0338

HRhCO(PPh3)3 37785,3049 0,7870 7,6984 1104,0719 0,8300

Total 48007,9316 1,0000 - - 2,2164

Berdasarkan data diatas maka

τ campuran cairan = 24,3966 dynes/cm

B. KINETIKA REAKSI

1. Kinetika reaksi kimia

Reaksi pembentukan oktaldehid merupakan reaksi 2 fase antara heptena yang berfase

cair dengan gas sintesis (CO dan H2) yang berfase gas. Katalis yang digunakan

adalah HRhCO(PPh3)3 yang merupakan katalis homogen karena larut dalam olefin

(heptena) maupun aldehid (oktaldehid). Reaksi yang terjadi

HRhCO(PPh3)3

CH3-(CH2)5=CH2 + CO + H2 CH3-(CH2)6-CHO (6)

Heptene Syn-gas Octaldehyde

Sebagai penyederhanaan lambang dapat dituliskan :

A + B + C D (7)

Dimana :

A = Olefin (Heptena)

B = Hidrogen

C = Karbonmonoksida

D = Aldehid (Oktaldehid)

Dalam reaksi heterogen gas cair, berlaku teori lapisan dua film yaitu film gas dan

film cairan. Agar reaksi dapat berjalan, gas CO dan H2 harus mendifusi ke fase cairan

agar bertemu dengan heptena. Oleh karena itu, terjadi fenomena transfer massa H2

dan CO ke dalam fase cair melewati lapisan film gas dan lapisan film cairan. Reaksi

tidak mungkin terjadi di badan utama gas karena tidak ada heptena yang mendifusi

ke fase gas. Setelah terjadi proses tansfer massa maka barulah terjadi reaksi

hidroformilasi.

Laju Transfer Massa

Peristiwa transfer massa gas CO dan H2 yang terjadi adalah sebagai berikut

1) Difusi syn-gas dari badan utama gas ke interface melalui lapisan film gas

NB = kBG.aG. (PBG-PBi) (8)

NC = kCG.aG.(PCG-PCi) (9)

2) Kesetimbangan di interface film gas-cairan :

PBi = HB. CBi (10)

PCi = HC. CCi (11)

3) Difusi syn-gas dari interface ke badan utama cairan melalui lapisan film cairan:

NB = kBL. aG. (CBi – CBL) (12)

NC = kCL. aG. (CCi - CCL) (13)

Untuk menghilangkan nilai tekanan dan konsentrasi yang tidak diketahui pada

interface (Pi dan Ci) maka persamaan di lapisan gas (8) dan lapisan film cairan (12)

dengan kesetimbangan di interface didekati dengan Henry (10), untuk komponen gas

H2, dapat dituliskan sebagai berikut

N B=PB−H CB

( 1kB g

+ Hk Bl

) (14)

Laju Reaksi Kimia

Sedangkan reaksi kimia yang terjadi, ditentukan oleh laju reaksi kimia yang nilainya

sebanding dengan orde satu konsentrasi katalis dan tekanan parsial gas hidrogen.

Persamaan laju reaksi kimia dapat dituliskan sebagai berikut:

(-rA) = k CKatalis PB (15)

Karena konsentrasi katalis bernilai tetap tiap waktunya, maka persamaan laju reaksi

diatas menjadi:

(-rA) = k PB (16)

Sehingga diperoleh persamaan laju reaksi reaksi hidroformilasi heptena dengan gas

sintesis menghasilkan oktaldehid dengan katalis rhodium termodifikasi berbanding

lurus terhadap order satu tekanan parsial hidrogen.

2. Menentukan rate controller

Pada reaksi yang melibatkan dua fase lapisan film, perlu ditinjau laju atau proses

mana yang mengontrol jalannya reaksi. Proses yang mengontrol adalah proses yang

berjalan paling lambat dari proses yang lain. Pada reaksi hidroformilasi ini, proses-

proses yang terlibat yaitu transfer massa dan reaksi kimia.

Jika pada saat kesetimbangan, laju transfer massa gas ke cairan sama dengan laju

reaksi kimia maka persamaan (14) dan (16) jika digabungkan akan menjadi

(−r A )=k CB

[ 1H

− V kA H ( 1

k Bg

+ HkBl

)] (17)

Untuk reaksi yang terjadi di lapisan film, konstanta Henry (H) dapat dipakai untuk

menentukan ada tidaknya tahanan pada fase gas. Untuk gas dengan nilai H yang

sangat besar maka ia merupakan gas yang susah larut, sehingga tahanan pada fase gas

dapat diabaikan. Sedangkan kebalikannya, gas dengan nilai H yang sangat kecil

maka tahanan pada fase gas tidak dapat diabaikan.

Perhitungan konstanta Henry pada tiap gas didekati dengan hukum Rault-Dalton

yi Ptot = xi P io (18)

yixi

= Pio

Ptot

= H ¿ (19)

Konstanta Henry dimensionless dijabarkan sebagai berikut

Pi = H Ci (20)

yi Ptot = H xiC (21)

yixi

= HCcamp

Ptot(22)

H ¿ =

H

BMcampρ camp

Ptot

(23)

Berdasarkan persamaan diatas diperoleh nilai konstanta Henry

H CO = 1,53 106 Pa m3

mol

H H2 = 2,07 106 Pa m3

mol

Nilai konstanta Henry baik gas CO dan H2 sangat besar sehingga kedua gas adalah

gas yang sukar larut dan tahanan di fase gas dapat diabaikan. Persamaan (17) dapat

disederhanakan sebagai berikut:

(−r A )= k

[ 1k Bl

−V kA k Bl

]CB

(24)

3. Menentukan letak terjadi reaksi

Untuk mengetahui dimana terjadinya reaksi, dilakukan peninjauan terhadap bilangan

Hatta. Bilangan Hatta menunjukkan:

MH2 = konversi maksimal yang mungkin terjadi di lapisan film (25)

transfer difusi maksimal yang terjadi di lapisan film

Bilangan Hatta diperoleh dari persamaan berikut:

MH2 = kr DAL (26)

kAL2

Jika nilai MH >>1 maka reaksi terjadi hanya di lapisan film dan luas permukaan

transfer massa merupakan rate controller. Sedangkan jika nilai MH<<1 maka reaksi

tidak ada yang terjadi di lapisan film dan volume bulk yang menjadi rate controller.

Atau dapat disimpulkan menjadi:

1) MH > 2 : reaksi terjadi di lapisan film

2) 2 > MH >0,02 : reaksi terjadi di lapisan film dan badan cairan

3) MH < 0,02 : reaksi terjadi di badan utama cairan

(Levenspiel, 1999)

Untuk keperluan perhitungan Modulus Hatta maka perlu dicari dulu parameter-

parameter yang menentukan nilai Modulus Hatta yaitu k, DAL, dan kAL..

1) Konstanta reaksi

Dari Pruett (1969) diperoleh nilai konstanta laju reaksi untuk

k 1-hexene = 55,8 103 1/menit

k cis-2-hexena = 34,4 103 1/menit

k cis-2-heptena = 40,2 103 1/menit

sehingga nilai k untuk 1-heptena dapat didekati dengan persamaan

k heptena= k hexenak cishexena

k cisheptena (27)

Sehingga diperoleh nilai k untuk 1-heptena sebesar 65,2 103 1/menit

2) Koefisien difusivitas

Menurut Wilke Chang, koefisien difusivitas gas ke cairan dapat diperoleh dari

persamaan berikut

DAL=7,4 10−8 T (θ BM )0,5

μL va0,6 (28)

dengan

DAL = koefisien difisivitas gas ke cairan, cm2/s

T = suhu operasi, K

= parameter asosiasi, untuk zat organik diambil = 1

BM = berat molekul komponen, g/mol

L = viskositas cairan, cP

va = volume molal gas pada titik didih mormal, cm3/mol

Data yang diperlukan

T = 373 K

va CO = 446,4064 cm3/gmol

va H2 = 110,9451 cm3/gmol

BM CO = 28 g/gmol

BM H2 = 2 g/gmol

L = 0,013088 g/cm/s

Sehingga diperoleh nilai koefisien difusivitas CO dan H2 sebesar

DAL CO = 2,87 10-4 cm2/s

= 2,87 10-8 m2/s

DAL H2 = 1,77 10-4 cm2/s

= 1,77 10-8 m2/s

3) Konstanta transfer massa gas ke cairan

Nilai konstanta transfer massa gas ke cairan dapat diperoleh dari persamaan

K AL=0,42( μL gρL )

1 /3( ρL DAL

μL )1 /2

(29)

dengan

KAL = koefisien transfer massa gas ke cairan, m/s

DAL = koefisien difisivitas gas ke cairan, cm2/s

L = viskositas cairan, kg/m/s

ρL = massa jenis cairan, kg/m3

g = percepatan gravitasi, m/s2

Data yang diperlukan

DAL CO = 2,87 10-4 cm2/s

= 2,87 10-8 m2/s

DAL H2 = 1,77 10-4 cm2/s

= 1,77 10-8 m2/s

L = 1,3108 10-3 kg/m/s

ρL = 1002,73 kg/m3

g = 9,81 m/s2

Sehingga diperoleh nilai koefisien transfer massa masing-masing gas sebesar

KAL CO = 1,46 10-3 m/s

KAL H2 = 1,14 10-3 m/s

Dari hasil perhitungan diatas, dapat dicari bilangan Hatta sebesar

MH CO = 3,8331

MH H2 = 3,8331

Dari tinjauan bilangan Hatta baik untuk gas CO maupun H2, nilainya berada pada kisaran

MH>2 sehingga reaksi terjadi di lapisan film cairan, sehingga rate overall reaksi

dikontrol oleh laju transfer massa.

Dari pembahasan diatas diperoleh informasi dimana terjadinya reaksi yaitu di lapisan

film cairan karena nilai Hatta number menunjukkan lebih dari 2. Selain itu dperoleh laju

reaksi overall seperti pada persamaan (24) sebagai berikut

(−r A )= k

[ 1k Bl

−V kA k Bl

]CB

(24)

Nilai k overall didekati dengan nilai k observed. k observed merupakan nilai k gabungan

dari nilai k intrinsik yang mewakili konstanta transfer massa dan reaksi kimia nya.

Diperoleh nilai kobs sebesar 0,1175 1/menit. Laju reaksi kimia overall dapat dituliskan

sebagai berikut

(−r A )=kobs CB (30)

Persamaan laju reaksi kimia overall diatas serta data-data fisis yang diperoleh kemudian

digunakan untuk menghitung dimensi reaktor yang diperlukan untuk menghasilkan

oktaldehid sebesar 80.000 ton/tahun.

C. PERHITUNGAN VOLUME REAKTOR

Langkah-langkah perhitungan reaktor ditentukan oleh algoritma berikut:

1. Menebak trial diameter reaktor

Diameter reaktor ditebak untuk mencari data-data yang diperlukan setelahnya.

Nilai volume reaktor yang ditebak ditrial dengan volume reaktor yang dihitung

hingga diperoleh selisih antara keduanya sama dengan nol, dengan mengubah

nilai diameter tebakannya.

2. Menentukan tinggi reaktor

Menurut Perry (1997) menyatakan bahwa tinggi reaktor dapat diperoleh dari nilai

rasio H/D yaitu sebesar 2-3.

3. Menentukan volume reaktor

Volume reaktor diperoleh dari persamaan

Vreaktor = π4

D2 H L (31)

dengan, Vreaktor = volume reaktor trial, m3

D = diameter reaktor, m

H = tinggi reaktor, m

4. Menentukan luas penampang reaktor (Ac)

Luas penampang reaktor diperoleh dari persamaan berikut

Ac = π4

D2(32)

dengan, Ac = luas penampang reaktor, m2

5. Menentukan kecepatan superficial gas (Usg)

Usg= F vgas

3600 Ac(33)

dengan, Usg = kecepatan superficial gas, m/s

Fvgas = debit gas, m3/jam

6. Menentukan diameter pengaduk (Ds)

Froment (1979) menyatakan pada umumnya, diameter pengaduk berkisar antara

1/3 sampai 2/5 kali diameter reaktor. Pada proses ini, dipilih diameter pengaduk

(Ds) sama dengan 1/3 Dr (diameter reaktor).

7. Menentukan posisi pengaduk terhadap tinggi cairan (Hs)

Hs = 12

H L (34)

dimana, Hs = tinggi pengaduk, m

HL = tinggi cairan, m

Perancangan dimensi reaktor ini menggunakan tinggi pengaduk sebesar setengah

kali tinggi cairan di dalam reaktor. Hal tersebut sesuai dengan persyaratan yang

harus dipenuhi pada penggunaan persamaan untuk perhitungan hold – up gas

yang diusulkan oleh Van Dierendonck.

8. Menentukan kecepatan pengaduk karakteristik (No*)

Kecepatan karakteristik diperoleh dengan persamaan berikut

No* = 2[ σL gρL ]

1 /4Dr

Ds2 [ HL−HSDr ]

1 /2

(35)

dengan, No* = kecepatan pengaduk karakteristik, putaran/s

σL = tegangan muka campuran cairan, kg m/s2/m


ρL = massa jenis campuran cairan, kg/m3

Dr = diameter reaktor, m

Ds = diameter pengaduk, m

HL = tinggi cairan, m

HS = tinggi pengaduk, m

9. Menentukan kecepatan pengadukan (Nmin)

Kecepatan pengadukan minimum diperoleh dengan persamaan berikut

Nmin = [ F ' g( DrDs )

3,3

16 Ds4 ]1/3

(36)

dengan, Nmin = kecepatan pengadukan minimal, putaran/s

F’ = debit gas, m3/s

g = percepatan gravitasi, 9,81 m/s2


Ds = diameter pengaduk, m

Kecepatan pengadukan harus lebih besar atau sama dengan kecepatan putaran

minimumnya. Menurut Froment (1979), apabila kecepatan putaran pengaduk (N)

> 2,5 No*, maka nilai Eob = 0,41. Pada perancangan ini, diambil nilai N lebih

besar dari 2,5 No*, sehingga Eob = 0,41. Nilai Eob dibutuhkan untuk perhitungan

diameter gelembung (db)

10. Menentukan diameter gelembung (db)

Diameter gelembung diperoleh dari persamaan berikut

db = √ Eob σ L

g (ρL−ρg)(37)

dengan, db = diameter gelembung, mm

σL = viskositas campuran cairan, kg/m/s



ρg = massa jenis campuran gas, kg/m3

11. Menentukan kecepatan naik gelembung (Ub)

Kecepatan naik gelembung diperoleh dari persamaan berikut

Ub = 0,711 db g0,5 (38)

dengan, Ub = kecepatan naik gelembung, m/s

db = diameter gelembung, m


12. Menentukan hold up gas (εG)

Hold up gas diperoleh dari persamaan berikut

εG =

0,31[ U SG

( σ L gρL

)0,5 ]

2 /3

+0,45¿¿(39)

dengan εG = hold up gas

Usg = kecepatan superficial gas, m/s

σL = viskositas campuran cairan, kg/m/s



N = kecepatan pengadukan, putaran/s

No* = kecepatan pengaduk karakteristik, putaran/s


13. Menentukan volume cairan (Vc)

Volume cairan dalam reaktor diperoleh dengan perhitungan neraca massa

komponen dalam reaktor sebagai berikut:

Laju massa – laju massa + laju massa = laju massa (40)

masuk keluar generasi akumulasi

Pada keadaan steady state, laju massa akumulasi mempunyai nilai 0 sehingga

Laju massa – laju massa + laju massa = 0 (41)

masuk keluar generasi

Reaksi yang terjadi

A + B + C D

Diperoleh data stoikiometri berikut dengan

FAO = laju awal komponen A, kmol/jam

M = rasio jumlah B/A atau C/A

x = konversi

Daftar 10. Tabel stoikiometri

KomponenMol mula-mula,

kmol/jam

Mol bereaksi/terbentuk,

kmol/jamMol sisa, kmol/jam

A FAO = FAO x FAO FA = (1-x) FAO

B FBO = M FAO x FAO FB = (M-x) FAO

C FCO = M FAO x FAO FC = (M-x) FAO

D - x FAO FD = x FAO

Jumlah FTO = (1+2M) FAO - FT = (1+2M-2x) FAO

Sehingga neraca massa komponen A dalam reaktor

FAO - FA – (-rA) Vc = 0 (42)

dimana,

(-rA) = kobs CB (43)

CB = FB/Fv (44)

FB = (M-x) FAO (45)

Sehingga volume cairan dapat diperoleh dri persamaan berikut

Vc = xkobs (M−x )

Fv (46)

Dari persamaan diatas dapat diperoleh berbagai volum cairan dalam berbagai

konversi sebagai berikut

Gambar 1. Grafik Hubungna Konversi dengan Volume Cairan untuk Perhitungan

Volume Reaktor

Berdasarkan gambar 1 diatas, dapat dilihat bahwa pada konversi diatas 0,85, garis

sudah mulai melengkung (mendatar), yang berarti apabila konversi diatas 0,85

untuk mencapai konversi yang lebih tinggi sedikit saja, diperlukan volume cairan

yang jauh lebih besar. Oleh karena itu, konversi yang digunakan pada proses ini

0 50 100 150 200 250 300 350 4000

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

1

Konversi vs volume

Volume, m3

Konv

ersi,

x

adalah 0,85. Setelah dipilih konversi reaktor sebesar 0,85 maka diperoleh volume

cairan di reaktor.

14. Menentukan volume total reaktor (Vt)

Volume total diperoleh dengan persamaan berikut

Vt = Vc

1−ε G(47)

dengan, Vt = volume total reaktor, m3

Vc = volume cairan, m3

εG = hold up gas

15. Menemukan volume dengan spacing gas (VT)

Perry (1997) menyatakan jumlah space untuk gas yaitu 20% dari volume total

reaktor sehingga

VT = 100 %

(100−20 )%Vt (48)

dengan, VT = volume total dengan space vapor, m3

Vt = volume reaktor total, m3

16. Menentukan volume desain reaktor (Vdesain)

Volume desain reaktor diperoleh dari persamaan berikut

Vdesain = 1,2 VT (49)

dengan, Vdesain = volume desain reaktor, m3

VT = volume total reaktor, m3

Dengan persamaan-persamaan diatas yang dihitung secara simultan dan dengan trial

error diperoleh data-data berikut:

Diameter reaktor, DR = 3,1933 m

Tinggi reaktor, HR = 7,0252 m

Luas penampang reaktor, Ac = 8,0119 m2

Kecepatan superficial gas, Usg = 0,0027 m/s

Diameter pengaduk, DS = 1,0644 m

Tinggi pengaduk, HS = 2,1191 m

Kecepatan karakteristik, No* = 0,4953 rps

Kecepatan pengadukan min, Nmin = 0,7328 rps

Kecepatan pengadukan, N = 2,9718 rps

Diameter gelembung, Db = 1,0164 mm

Kecepatan naik gelembung, Ub = 0,0710 m/s

Hold up gas, εG = 0,0951

Volume cairan, Vc = 33,9563 m3

Volume total, Vt = 37,5238 m3

Volume total dengan space, VT = 46,9047 m3

Volume desain, Vdesain = 56,2851 m3

D. MECHANICAL DESIGN REAKTOR

1. Pemilihan Bahan Reaktor

Bahan tangki yang digunakan dalam reaktor ini adalah Carbon Steel ASTM-A-

283 Grade C. Grade C dipilih karena cocok untuk bahan yang tidak bersifat

korosif dan untuk tangki dengan head berbentuk (form head), selain itu Grade C

memiliki tingkat ductility yang cukup tinggi dan mudah untuk di las. Menurut

Brownell and Young (1959), Carbon Steel ASTM-A-283 Grade C memiliki tensil

strengths minimum 55000 psi dan ketebalannya tersedia sampai 2 in (5,08 cm).

2. Penentuan Tebal Shell Reaktor

Langkah pertama untuk menentukan tebal shell yaitu menghitung tekanan

hidrostatis menggunakan persamaan berikut:

Ph = ρL g HL (50)

dengan

Ph = tekanan hidrostatik, Pa

ρL = densitas cairan, kg/m3

g = percepatan gravitasi, m/s2 diambil g = 9,81 m/s2

HL = tinggi cairan baru, m

Kemudian tekanan operasi merupakan jumlah dari tekanan reaksi dengan tekanan

hidrostatik pada reaktor

Poperasi = Preaksi + Phidrostatik (51)

Setelah diperoleh tekanan operasi, dihitung tekanan desain yang merupakan 1,2

kali dari tekanan operasi

Pdesain = 1,2 Poperasi (52)

Tebal shell dapat dihitung dengan menggunakan persamaan :

t= Pi Di2 Jf −Pi

+C (53)

dengan, t = tebal shell, mm

Pi = tekanan desain (1,2 tekanan operasi), N/mm2

Di = diameter vessel, mm

J = design stress, N/mm2

f = welded joint effiency

C = corrosion factor, mm

Data untuk nilai J, f, dan C diperoleh dari Coulson (1999) sebagai berikut

J = 0,85

f = 150 N/mm2

C = 2 mm

Dari data-data dan persamaan-persamaan diatas diperoleh

Tekanan hidrostatis, Ph = 0,5136 atm

Tekanan operasi, Top = 15,5136 atm

Tekanan desain, Tdes = 18,6163 atm

Tebal shell, t = 25,6564 mm

= 1,0101 in

Tebal standard, Tstandard = 1 in

3. Pemilihan Jenis Head dan Tebalnya

Pemilihan jenis head yang digunakan pada reaktor bergantung pada tekanan

desain yang digunakan yaitu sebesar 18,6163 atm dimana dapat dipakai jenis head

torispherical head atau ellipsoidal head. Torispherical head dapat digunakan untuk

tekanan sampai dengan 20 bar, namun terkadang untuk tekanan yang lebih dari 10

bar, ellipsoidal head lebih ekonomis dibandingkan dengan torispherical head.

Sehingga perlu dibandingkan antara tebal kedua head tersebut.

4. Perhitungan Tebal Head

Perhitungan Torispherical Head

Perhitungan tebal torispherical head dilakukan dengan menggunakan persamaan

dari Brownell and Young (1959) berikut ini.

t= Pi Rc Cs2Jf −PiCs−0,2

(54)







Rc = Di

Rk = 0,06 Rc

Cs = 0,25(3+√ RcRk )

Data yang digunakan dalam perhitungan

Preaksi = 1,5198 N/mm2

Poperasi = 1,5719 N/mm2

Di = 3193,2780 mm

J = 125 N/mm2

f = 0,85

C = 2 mm

Rc = Di = 3193,2780 mm

Rk = 191,5966 mm

Cs = 1,7706

Tekanan yang digunakan untuk head bagian bawah adalah tekanan operasi.

Sedangkan untuk head bagian atas, tekanan yang dipakai yaitu tekanan reaksi.

Sehingga diperoleh:

Tebal head atas, ttop = 39,9652 mm

Tebal head bawah, tbottom = 41,3159 mm

Perhitungan Ellipsoidal Head

Perhitungan untuk tebal ellipsoidal head adalah dengan persamaan berikut.

t= Pi Di2 Jf −Pi

+C (55)







Tekanan yang digunakan untuk head bagian bawah adalah tekanan operasi.

Sedangkan untuk head bagian atas, tekanan yan dipakai yaitu tekanan reaksi.

Sehingga diperoleh:

Tebal head atas, ttop = 22,8721 mm

Tebal head bawah, tbottom = 23,6564 mm

Tebal pada ellipsoidal head lebih kecil (lebih tipis) dibandingkan dengan tebal

pada torispherical head, sehingga dipilih ellipsoidal head karena lebih ekonomis.

5. Perhitungan Volume Head

Perhitungan Volume Head Tanpa Porsi Straight-flange

Menurut Brownell and Young (1959), persamaan untuk menghitung volume

elliptical dished head tanpa melibatkan porsi volum straight flange adalah sebagai

berikut

V = 0,000076 di3 (56)

dengan,

di = diameter head, in

V = volume head, ft3

Sehingga diperoleh

Volume head, V = 151,0158 ft3

= 4,2762 m3

Menghitung tinggi pada satu head

Gambar 3. Hubungan Dimensional untuk Flangeddan Dished Head

Keterangan gambar :

t = tebal head, in

icr = inside corner radius, in

sf = staright flange, in

r = radius dri dish, in

OD = outside diameter, in

b = tinggi dish (inside), in

a = ID/2 = radius dalam, in

s = slope dari cone, deg

OA = dimensi overall, in

H - diameter flat spot

Berdasarkan gambar di atas yang diperoleh dari Brownell and Young (1959),

diperoleh persamaan untuk menghitung tinggi head bagian dalam sebagai berikut.

LHinside = b + sf (57)

Sedangkan untuk menghitung tinggi head bagian luar digunakan persamaan

berikut

LHoutside = b + sf + t (58)

dengan,

LHinside = tinggi head bagian dalam, in

LHoutside = tinggi head bagian luar, in

b = tinggi dish (inside), in

sf = staright flange, in

t = tebal head, in

Dimana nilai b atau tinggi dish diperoleh dari hubungan dengan diameter reaktor

menurut hubungan berikut

b = 0,5 a = 0,5 0,5 Di

b = 0,25 Di

Untuk mencari nilai sf standard digunakan Table 5.11 Brownell and Young

(1959) dengan memilih nilai gage (tebal standar) yang bernilai lebih tinggi dari

tebal head yang terhitung, tebal head yang terhitung merupakan tebal head bagian

bawah. Setelah itu disesuaikan dengan range diameter head yang ada lalu akan

diperoleh nilai standar sf adalah.

Pemilihan sf berdasarkan data-data berikut

Tebal head bagian bawah, tbottom = 0,9313 in

Gage = 1 in

Diameter head, Dr = 3,1932 m

= 125,7196 in

Diameter available, D = 12-156 in

Standard sf, sf = 2-4 in (diambil 3 in)

Dari data dan persamaan diatas diperoleh

Tinggi dish inside, b = 31,4299 in

Tinggi head inside, LHinside = 34,4299 in

Karena tebal head di bagian atas dan bawah berbeda, maka diperoleh tinggi

head bagian luar

Tinggi head outside bagian atas, LHoutside top = 35,3612 in

Tinggi head outside bagian atas, LHoutside bottom= 35,3303 in

Menghitung Volume Head dengan Porsi Volum Straight Flange

Untuk menghitung volume straight flange digunankan persamaan berikut:

V sf =π4

Di2 sf (59)

Data:

Di = 125,7196 in

sf = 3 in

Sehingga didapatkan

Volume straight flange head, Vsf = 37255,6328 in3

= 0,6105 m3

Menghitung Volume Head Total

Volume head total didapatkan dari

Vhead = V + Vsf (60)

dengan, Vhead = volume head total, m3

V = volume head tanpa sf, m3

Vsf = volume straight flange, m3

Dari data perhitungan diperoleh

Volume head tanpa straight flange, Vhead = 4,2763 m3

Volume straight flange, Vsf = 0,6105 m3

Sehingga didapatkan volume head secara keseluruhan,

Volume head total, Vhead = 4,8868 m3

Perhitungan Tinggi Cairan Baru

Perhitungan tinggi cairan dalam reaktor yang sebelumnya dilakukan adalah tinggi

cairan dengan asumsi bahwa bagian dasar reaktor berbentuk datar (tabung biasa).

Namun, karena adanya head yang berbentuk setengah bola pada dasar reaktor,

maka tinggi cairan di dalam reaktor harus dihitung ulang. Perhitungan tinggi

cairan di dalam reaktor dilakukan dengan persamaan berikut.

V 2=V 1+V headbottom (61)

h2=V 1−V headbottom

π4

Di2 (62)

dengan, V1 = volume cairan yang lama, m3

V2 = volume cairan yang baru, m3

Vheadbottom = volume cairan di dalam head bagian bawah, m3

h2 = tinggi cairan baru, m

Data

V1 = 33,9563 m3

Di (design) = 3,1932 m

Vhead = 4,8868 m3

Sehingga diperoleh

Volume cairan baru, V2 = 29,0694 m3

Tinggi cairan baru, h2 = 3,6282 m

Tinggi cairan yang baru untuk perhitungan tekanan hidrostatis adalah tinggi

cairan di dalam vessel yang baru ditambah tinggi terbesar dari bottom head

hliquid = h2 + hheadbottom (63)

Data:

Lhinside = 0,8399 m

hliquid = 4,5027 m

Perhitungan Volume Total Reaktor dan Volume Ruang Kosong

Volume reaktor diperoleh dari persamaan berikut

VR = Vdesign + 2 Vhead (64)

Volume ruang kosong didapatkan dari hasil pengurangan dari volume reaktor total

dan volume cairan yang ada di dalam reaktor.

Vruang kosong = Vreaktor - Vcairan (65)

Sedangkan persen ruang kosong diperoleh dari persamaan berikut

%Vkosong = V ruang kosong

V reaktor

x100 % (66)

Data:

Vdesign = 56,2856 m3

Vhead = 4,8868 m3

Vcairan = 33,9563 m3

Sehingga diperoleh

Volume reaktor, VR = 66,0592 m3

Volume ruang kosong, Vkosong = 32,1029 m3

Persen ruang kosong, %Vkosong = 48,5972 %

E. PERANCANGAN PENGADUK

1. Pemilihan Jenis Pengaduk

Pemilihan jenis pengaduk dilakukan dengan menggunakan Figure 10.57 Coulson

(1999) dengan mempertimbangkan viskositas dan ukuran vessel. Jenis pengaduk

yang dipilih dalam reaktor ini adalah six blade disk turbine impellers (Rushton

turbine). Menurut Walas (2005), pengaduk jenis tersebut sesuai dengan tujuan

pengadukan yaitu untuk mendispersi gas sintesis ke dalam larutan heptena. Selain

itu, jenis pengaduk ini cocok untuk larutan yang mempunyai viskositas kecil dan

adanya reaksi kimia dalam vessel.

Gambar 2. Typical Configuration dan Dimensi Tangki Berpengaduk

Keterangan gambar:

D = diameter pengaduk

DT = diameter tangki

ZA = tinggi pengaduk dari dasar tangki

H = tinggi cairan

R = jumlah pengaduk

WB= lebar baffles

N = kecepatan pengadukan

P = pitch pengaduk

W = lebar blades pengaduk

Menurut table 7.1 Coulson vol. 1 (1999), spesifikasi dari jenis pengaduk ini

adalah :

Baffle = 4

WB/DT = 0,1

D = 0,051-0,2 m

DT/D = 1,3 – 5,5 (Diambil Dt/Di = 2,4)

N = 0,05 – 1,5 Hz (Diambil N = 1,5 Hz = 9,42 rps)

Ks (n < 1) = 11.5 ± 1.5

Menurut Rase (1977), terdapat beberapa informasi tambahan mengenai dimensi

pengaduk, yaitu :

ZA/D = 3/4

Dengan DT = 3,0549 m, maka parameter lainnya dapat dihitung dan hasilnya

adalah sebagai berikut.

D = 1,0644 m

WB = 0,3193 m

ZA = 0,7983 m

2. Perhitungan Power Pengaduk

Power pengadukan cairan

Perhitungan power pengaduk (untuk mengaduk cairan saja) dilakukan pertama-

tama dengan meninjau nilai reynold dengan menggunakan persamaan berikut.

ℜ=ρ N Di

μ(67)

Power pengaduk dapat dihitung dengan persamaan berikut.

Np= P

ρ N3 D5 (68)

Nilai Np diperoleh dari Figure 7.8 Coulson (1999) dengan menyesuaikan nilai Re

dengan tipe pengaduk, sehingga diperoleh nilai Np.

Dengan menggunakan data-data yang telah tertera di atas, diperoleh berikut

Reynold number, Re = 1041677,15

Np = 0,8

Power pengaduk, P = 1894,0675 Watt

= 1,8940 kWatt

Power pengadukan campuran cairan dan gas

Perhitungan power pengadukan (untuk mencampurkan gas + cairan), dihitung

dengan menggunakan persamaan berikut

Pag=0,08(P2 N D3

Q g0,56 ) (69)

dengan,

Qg = kecepatan volumetric gas

= 79,0973 m3/jam

= 0,0219 m3/s

Sehingga diperoleh power pengaduka campuran cairan dan gas sebesar 220,2088

Watt dan 0,2202 kWatt

3. Perhitungan Jumlah Pengaduk

Jumlah pengaduk dapat dihitung dengan menggunakan persamaan (Rase,1977)

Jumlah pengaduk=WELHD

(70)

dengan

WELH = Water Equivalent Liquid Height (ZL. Sg)

D = diameter dalam tangki

Sg = specific gravity

Specific gravity dapat diperoleh dari persamaan berikut

Sg=ρcampuran

ρair (40C )(71)

Data :

ρ air (40 C) = 999,97 kg/m3

ρ campuran = 1002,7310 kg/m3 (pada T = 100 C)

Sg = 1,0027

zL = 4,5027 m

WELH = 4,5152

Berdasarkan data–data di atas, diperoleh

Jumlah pengaduk = 4,2419

Diambil jumlah pengaduk berjumlah 5.

4. Menentukan Layout Sparger Plate

Bentuk sparger plate dijabarkan seperti gambar berikut

Gambar 3. Gambar Susunan Triangular Pitch

Gas sintesis digelembungkan melalui sparger plate dengan sejumlah orifice atau

hole yang disusun dalam bentuk triangular pitch. Penjabaran persamaan untuk

perhitungan konfigurasi triangular pitch adalah sebagai berikut.

[ 12

PT ]2

+X2=PT 2 (72)

X=12

√3 PT (73)

Luas PQR = 12

PT X= 14

√3 PT2

Luas 3 orifice = 3[ 60o

360o

π4

Do2]=18

πDo

Luas sparger plate (Ap) sama dengan 80% dari luas penampang reaktor.

Sehingga jumlah orifice adalah

Nb= ApLp

(74)

dengan,

Lp = luas plate tiap orifice =

Luas ∆ PQR

360o

360o

=12

√3 PT2

(75)

Spesifikasi sparger plate selengkapnya adalah sebagai berikut.

Diameter hole/orifice, do = 10 mm

Jarak pitch, Pt = 50 mm

Luas plate, Lp = 0,002165 m2

Luas penampang, Ar = 8,0119 m2

Luas sparger plate, Ap = 6,4095 m2

Jumlah orifice = 2960,4482

Sehingga didapatkan jumlah orifice sebanyak 2960 lubang.

F. PERANCANGAN PIPA

1. Perhitungan diameter pipa

Karena fluida yang mengalir tidak bersifat korosif, maka digunakan pipa dengan

material carbon steel. Perhitungan diameter optimum pipa untuk pipa carbon steel

dilakukan dengan menggunakan persamaan dari Coulson (1999).

doptimum = 293 G0,53 ρ-0,37 (76)

Data:

G = Flowrate liquid

= 48007,9316 kg/jam

= 13,3355 kg/s

ρ = 1002,7307 kg/m3

Sehingga diperoleh

Diameter optimum, doptimum = 89,6778 mm.

Diambil diameter standar pipa 90 mm.

Untuk diameter pipa tersebut, perlu dicek apakah aliran turbulen atau tidak.

Digunakan persaman bilangan reynold untuk mengecek jenis aliran ini.

Re = ρ v d

μ= 4 G

π μ d(77)

Data:

L = 0,001308 kg/m/s

Sehingga diperoleh

Reynold number, Re = 144092

Bilangan Reynold lebih kurang dari lebih dari 10000, sehingga aliran turbulen,

pemilihan diameter pipa sudah tepat.

2. Perhitungan Tebal Pipa

Untuk menghitung tebal pipa, digunakan persamaan berikut.

t= P d20 σd+P (78)

Data

d = 150 N/mm2 (menurut table 13.2 Coulson (1999))

P = 15 atm

= 1,5683 N/mm2 (tekanan yang digunakan mengabaikan tekanan hidrostatis).

d = 3054,9000 mm

Sehingga didapatkan :

Tebal pipa, t = 0,05642 mm

= 0,2221 in

G. PERHITUNGAN JAKET PENDINGIN

Tugas dari jaket pendingin pada reaktor ini adalah untuk menjaga suhu reaksi

agar tetap 100oC. Pendingin jaket dipilih sebagai alternatif pertama, karena luas

transfer panas jaket yang dipakai dapat memenuhi kebutuhan pendinginan.

Dalam neraca panas yang dijabarkan di atas, disebutkan bahwa panas yang

dikeluarkan dari sistem sebesar -12,309,523.1414 kJ/jam, atau sebesar -3419.311984

kJ/s. Perhitungan pendinginan yang dilakukan adalah sebagai berikut.

Pertama-tama, untuk media pendingin, digunakan air bersuhu 30oC (298K).

Apabila suhu pendingin keluar adalah 40oC, maka suhu rata-rata adalah 35oC atau

95oF. Data fisis kemudian dihitung dengan menggunakan suhu rata-rata tersebut dari

persamaan dan konstanta yang telah diberikan oleh Yaws (1999), didapatkan data fisis

air sebagai berikut.

Cp = 4179 J/kg/oC

μ = 0.0007 kg/m/s

k = 4179 J/kg/oC

Jumlah air pendingin yang harus dialirkan, didapatkan dari persamaan berikut,

W = Q

CpT(79)

Data :

Q = -12,309,523.14 kJ/jam

Cp = 4179 J/kg/oC

ΔT = 31.00 oC

Dengan data tersebut, didapatkan jumlah pendingin yang harus dialirkan sebesar

981855.56 kg/jam.

Gambar 1. Pendingin jaket

Dari perhitungan mechanical design reaktor diperoleh data sebagai berikut,

Impeller speed (N) = 9.4200 rps

Tinggi cairan di vessel (Z) = 4.2382 m

Diameter impeller (D) = 1.0644 m

Diameter tangki (DT) = 3.1933 m

Menentukan Inside Film Coefficient

Korelasi untuk menentukan inside film coefficient (hi) untuk vessel berjaket, dengan

impeller jenis flat blade turbin, 6-blade, dan Re>400 adalah (Dream,1999).

Nu=0.85 ℜ0.66 Pr0.33( ZDT )

−0.56

( DDT )

0.13

( μμw )

0.14

(80)

dengan,

Nu = bilangan Nusselt

Z = tinggi cairan di vessel, m

D = diameter impeller, m

DT = diameter tangki, m

μ = viskositas campuran, kg/m/s

μw = viskositas air, kg/m/s (Asumsi μ/μw =1)

Bilangan reynold untuk fluida dapat dihitung menggunakan persamaan berikut :

ℜ=D 2 N ρμ

(81)

Sehingga didapatkan

Re = 4127562

Bilangan prandtl untuk fluida dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut

Pr¿C p μ

k(82)

Sehingga didapatkan,

Pr = -1.5561

Nilai Nu terhitung = -16915.15

Nilai koefisien transfer panas pada bagian tangki (hi) dapat dihitung dengan

mengguanakn persamaan berikut ini,

hi= Nu kDT

(83)

Dengan data yang telah dihitung sebelumnya maka diperoleh,

hi = 3380.00 W/m2/oC

Menentukan Outside Film Coeffisient

Korelasi untuk menentukan outside film coefficient (hj), jika dipilih annular jacket

with no baffle dan dengan mengambil asumsi aliran di dalam jaket turbulen adalah

(Dream, 1999):

(84)

dengan,

De : diameter equivalen, m

Dc : diameter jaket rata-rata, m

Diameter equivalen dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut :

De= Djo2−Dji2

Dji(85)

Dengan,

Djo = diameter dalam jaket, m

Dji = diameter luar reaktor, m

Maka didapatkan,

De = 0.4125 m

Nilai diameter jaket rata rata dapat dihitung dengan mengguanakan persamaan berikut

Dc=Dji+Djo2

(86)

Sehinggga didapatkan,

Dc = 3.2933 m

Nilai Nu terhitung = 888.32

Nilai koefisien transfer panas pada bagian jaket (hj) dapat dihitung dengan

mengguanakn persamaan berikut ini,

hj= Nu kDe

(87)

Dengan data yang telah dihitung sebelumnya maka diperoleh,

hj = 1323.71 W/m2/oC

Koefisien Overall

Hambatan total dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut :

1Uc

= 1hi+hj

(88)

Didapatkan nilai koefisien panas overall,

Uc = 951.18 W/m2/oC

Dari nilai koefisien panas overall tersebut dapat dihitung luas transfer panas yang

diperlukan dengan menggunakan persamaan :

Areq= Q 1000Uc ΔT LMTD

(89)

Didapat nilai luas transfer panas yang diperlukan yaitu

Areq = 52.10 m2

Sedangkan luas transfer panas yang tersedia melalui persamaan berikut.

A=π Z DT (90)

Didapatkan nilai luas transfer panas yang tersedia yaitu,

A = 42.51 m2

Tinggi jaket (L) dapat dihitung dengan persamaan

L= AreqA

Z (91)

Dengan demikian diperoleh,

L = 5.20 m

Pemilihan Jaket dan Material Konstruksi

Jenis Jaket : Type-1 (Jacket of any length confined entirely

to the cyclindrical shell)

Jenis Material Konstruksi : Carbon Steel SA-285 Grade C

Maximum Temperature (T) : 40oC

Maximum Allowable stress (S) : 77221280.64 Pa

Perhitungan Tekanan Maksimum di Dalam Jaket

Diameter Luar Reaktor (Dji) : 3.1933 m

Diameter Dalam Jaket (Djo) : 3.2433 m

Diameter ekivalaen (De') : 0.2000 m

Roughness Factor (ε) : 2.50E-05

Relative Roughness (ε/De') : 1.25E-04

Percepatan gravitasi (g) : 9.80 m/s2

Lebar Jaket (L) : 5.1936 m

Kecepatan linier cairan (v) : 0.3982 m/s

Densitas Fluida (ρ) : 993 kg/m3

Reynold Number (Re) : 203850

Pout : 101325.00 Pa

Perhitungan friction factor dengan menggunakan persamaan berikut :

(92)

Didapatkan nilai friction factor sebesar 0.0151

Perhitungan Pressure drop dapat menggunakan persamaan berikut :

∆ P=4 f f ( v2

2g )( LDe )( ρ

144 ) (93)

Dengan demikian didapatkan nilai pressure drop,

∆P = 0.0872 kg/m2

Tekanan Maksimum Jaket dihitung dengan menggunakan persamaan

P=Pout+(∆ P g) (94)

Diperoleh nilai tekanan maksimum yaitu,

P = 101325.85 Pa

Perhitungan Tebal Jaket

Type Joint = Single Lap Joint

Joint Efficiency (E) = 0.8

Corrossion allowance (C) = 0.003175 m

Maximum Allowable stress (S) = 77221281.68 Pa

Jari-jari dalam Jaket (R) = 1.69665 m

Tebal dinding jaket dapat dihitung dengan persamaan berikut :

t j=P R

S E−0.6 P+C (95)

Didapatkan nilai tebal dinding jaket sebesar 0.0060 m.

Reaktor r 01

Documents