Etilen Etilen 1-Butena

LAMPIRAN F TUGAS KHUSUS REAKTOR (R-01) Fungsi : Mereaksikan Etilen (C H 4 ) menjadi 1- Butena (C 4 H 8 ) dengan proses dimerisasi Etilen Tipe alat : Reaktor gelembung Kondisi operasi : Isotermal Isotermal pada 67 C, 8 atm Katalisator : Ti(OC 4 H 9 ) 4 dan Al(C H 5 ) 3 yang dilarutkan dalam pelarut cair n-heptana (C 7 H 16 ) 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, 000) : - Temperatur : Isotermal pada suhu 67 o C - Tekanan : 8 atm - X (konversi) : 95,7 % Persamaan reaksi utama : Katalis (l) C H 4(g) + C H 4(g) C 4 H 8(g) X = 95,7 % Etilen Etilen 1-Butena

F- Persamaan reaksi samping : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) X = 100 % Etilen 1-Butena 3-Metil-1-Pentena C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) X = 100 % Etilen 1-Butena 1-Heksena C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) X = 100 % Etilen 1-Butena -Etil-1-Butena 6 7 R-01 8 A. Neraca Massa Gambar.F.1. Reaktor (R-01) Neraca Massa Total pada R-01 = Input R-01 = Output R-01 + 6 = 7 + 8

F-3 Aliran Output (7+8) : Tabel F.1. Selektivitas produk reaktor Komponen 1- Butena 3-Metil 1-pentena 1-Heksena -Etil 1-Butena Komposisi (%vol % mol) 99,4 % 0, % 0,1 % 0,3 % (Sumber : U.S Patent No. 5.037.997) Tabel F.. Berat molekul komponen : Komponen BM (kg/kgmol) 1- Butena 56,1080 Etilen 8,0540 3-Metil 1-pentena 84,1610 1-Heksena 84,1610 Etil 1-Butena 84,1610 n-heptana 100,040 Katalis Ti (OC 4 H 9 ) 4 340,33 Katalis Al (C H 5 ) 3 114 Kapasitas Produksi 1-Butena = 30.000 ton tahun x 1000 kg ton 1 tahun x x 330 hari 1 hari 4 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 = 38,1751 kg/jam Produk samping yang terbentuk : 3-Metil 1-pentena 0, = 67,9180 kgmol/jam 100 = 0,1358 kgmol/jam = 11,431 kg/jam

F-4 0,1 1-Heksena = 67,9180 kgmol/jam 100 = 0,0679 kgmol/jam = 5,7160 kg/jam 0,3 -Etil 1-Butena = 67,9180 kgmol/jam 100 = 0,038 kgmol/jam = 17,1481 kg/jam Aliran input (+6): Stokiometri reaksi pada R-01 sebagai berikut : Basis : 1 jam Reaksi Utama : Katalis (l) C H 4(g) + C H 4 (g) C 4 H 8(g) Awal : F AO F AO - Reaksi : -F AO. X -F AO. X + F AO. X Sisa : F AO (1-X) F AO (1-X) F AO. X Diketahui = Produk 1-Butena yang dihasilkan = 67,5105 kmol (F AO. X) Konversi (X) = 95,7 % = 0,957 Maka F AO = F AO.X X = 67,5105 = 70,5439 kmol 0,957 F AO (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol Sehingga : C H 4(g) + C H 4 (g) C 4 H 8(g) Awal : 70,5439 70,5439 0,0000 Reaksi : -67,5105-67,5105 67,5105 Sisa : 3,0334 3,0334 67,5105 Tabel F.3. Neraca Massa Reaksi Utama Reaktan Produk Komponen Kmol kg Kmol Kg C H 4 141,0878 3958,0761 6,0668 170,1973 C 4 H 8 0,0000 0,0000 67,5105 3787,8788 Total 141,0878 3958,0761 73,5773 3958,0761

F-5 Reaksi Samping 1 : 3-Metil-1-Pentena yang terbetuk = 0,1358 kmol (F AO. X) Konversi (X) = 100 % F Maka F AO = AO.X = 0,1358 kmol X F AO (1-X) = 0,1358 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Awal : 0,1358 0,1358 0,0000 Reaksi : -0,1358-0,1358 0,1358 Sisa : 0,0000 0,0000 0,1358 Tabel F.4. Neraca Massa Reaksi Samping 1 Reaktan Produk Komponen Kmol Kg Kmol Kg C H 4 0,1358 3,8107 0,0000 0,0000 C 4 H 8 0,1358 7,615 0,0000 0,0000 C 6 H 1 (3M1P) 0,0000 0,0000 0,1358 11,431 Total 0,717 11,43 0,1480 11,431 Reaksi Samping : 1-Heksena yag terbentuk = 0,0679 kmol (F AO. X) Konversi (X) = 100 % F Maka F AO = AO.X = 0,0679 kmol X F AO (1-X) = 0,0679 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Awal : 0,0679 0,0679 0,0000 Reaksi : -0,0679-0,0679 0,0679 Sisa : 0,0000 0,0000 0,0679

F-6 Tabel F.5. Neraca Massa Reaksi Samping Reaktan Produk Komponen Kmol Kg Kmol Kg C H 4 0,0679 1,9054 0,0000 0,0000 C 4 H 8 0,0679 3,8107 0,0000 0,0000 C 6 H 1 (1Heksena) 0,0000 0,0000 0,0679 5,7160 Total 0,1358 5,7161 0,0740 5,7160 Reaksi Samping 3 : -Etil-1-Butena yang terbentuk = 0,038 kmol (F AO. X) Konversi (X) = 100 % F Maka F AO = AO.X = 0,038 kmol X F AO (1-X) = 0,038 kmol (1-1) = 0 kmol Sehingga : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Awal : 0,038 0,038 0,0000 Reaksi : -0,038-0,038 0,038 Sisa : 0,0000 0,0000 0,038 Tabel F.6. Neraca Massa Reaksi Samping 3 Reaktan Produk Komponen Kmol Kg Kmol Kg C H 4 0,038 5,9730 0,009 0,568 C 4 H 8 0,038 11,9459 0,009 0,5137 C 6 H 1 (E1B) 0,0000 0,0000 0,038 17,1481 Total 0,4076 17,9189 0,1 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 Produk Komponen Kmol Kg Kmol Kg C H 4 141,4953 3.969,5083 6,0668 170,1973 C 4 H 8 0,4075,8645 67,5105 3.787,8788 C 6 H 1 (3M1P) 0,0000 0,0000 0,1358 11,431 C 6 H 1 (1-Heksena) 0,0000 0,0000 0,0679 5,7160 C 6 H 1 (E1B) 0,0000 0,0000 0,038 17,1481 Total 141,908 3.99,378 73,9848 3.99,374

F-7 Aliran Input : Aliran = Aliran 1 + Aliran 1 Jumlah total Etilen yang dibutuhkan berdasarkan stokiometri reaksi di reaktor (aliran ) sebesar = 141,4953 kmol Tabel F.8. Komposisi Aliran 1 (recycle dari produk atas MD-01) : Komponen Kmol Kg Etilen 6,0788 170,5349 Etana 0,0001 0,0043 Total 6,0790 170.539 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 99,9 135,4165 kmol = 135,551 kmol Jumlah etana dalam fresh feed = (135,551-135, 4165) kmol = 0,1356 kmol = 4,0774 kg Aliran Input 6 Aliran 6 = Pelarut + Katalis = (n-heptana + 1-Heksena) + (Ti (OC 4 H 9 ) 4 + Al (C H 5 ) 3 ) Berdasarkan U.S Patent No. 5.037.997 : Konsumsi katalis terhadap produk = 87 g produk/g Ti.jam = 87 kg produk/kg Ti.jam Perbandingan pelarut n-heptane terhadap katalis : n Heptana : Ti (OC 4 H 9 ) 4 : Al (C H 5 ) 3 00 ml : 1,6 x 10-3 mol : 6,4 x 10-3 mol 0, liter : 0,5445 gram : 0,796 gram Total Aliran Produk = 67,9180 kgmol = 38,1751 kg

F-8 Jumlah katalis Ti (OC 4 H 9 ) 4 = 38,1751 kg produk/jam 87 kg produk/kg Ti.jam = 4,383 kg Ti = 4383, gram Ti = 0,019 kgmol Ti /jam -3 6,4 x 10 mol Al Jumlah katalis Al (C H 5 ) 3 = 0,019 kgmol Ti /jam -3 1,6 x 10 mol Ti = 0,0515 kgmol Al/jam = 5,8730 kg Al /jam Volume pelarut n- Heptana = 0, liter 0,5445 gram Ti 4383, gram Ti = 1610,001 liter Densitas n-heptana ( Tabel -30, Perrys ) = 5,3364 kmol/m 3 = 0,5347 kg/liter (T=67 o C=340,15 K) Jumlah pelarut n- Heptana = Densitas n-heptana x Volume pelarut n- Heptana = 0,5347 kg/liter x 1610,001 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 = 0,064 mol/liter (Fig.1 Kim & Woo, 1991) Etilen yang terlarut dalam n-heptana = volume n-heptana x kelarutan etilen = 1610,001 liter/jam x 0,064 mol/liter = 100,4641 mol/jam = 0,1005 kmol/jam =,8184 kg/jam (aliran 8) Etilen yang tidak terlarut dalam n-heptana = total output etilen etilen terlarut = 170,1973 kg -,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 = 1610,001 liter/jam x 0,8600 mol/liter = 1384,6010 mol/jam = 1,3846 kmol/jam = 77,687 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 - 77,687 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.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 1kmol n - Heptana x 30,07 x 8,5916 kmol nheptana/jam = 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(OC 4 H 9 ) 4, katalis Al(C H 5 ) 3 dan pelarut n-heptana Jumlah masukan pada aliran 6 = keluaran aliran 8 Tabel F.9. Neraca Massa Reaktor (R-01) Komponen Input (kg) Output (kg) Aliran Aliran 6 Aliran 7 Aliran 8 1-Butena,864 0,000 3.710,19 77,687 Etilen 3.969,508 0,000 167,379,818 Etana 4,093 0,000 0,476 3,617 3-Metil 1-Pentena 0,000 0,000 0,000 11,43 1-Heksena 0,000 0,86 0,000 6,578 -Etil 1-Butena 0,000 0,000 0,000 17,148 Katalis Ti(OC 4 H 9 ) 4 0,000 4,383 0,000 4,383 Katalis Al(C H 5 ) 3 0,000 5,873 0,000 5,873 n-heptana 0,000 860,914 0,000 860,914 Total 3.996,465 87,03 3.878,047 990,451 4.868,497 4.868,497

F-11 B. Neraca Energi Q 6 +Q Q 7 +Q 8 +Q loss R 01 Reaktan pada T = 340,15 K Produk pada T = 340,15 K H o R H o P H o f 5 o C Gambar.F.. Profil neraca energi di reaktor a. Panas Aliran Masuk dan Keluar Tabel F.10. Aliran 6 + Aliran ( Q 6 dan Q ) Komponen Fi(kg) Fi (kmol) CpdT (kj/kmol) Fi. CpdT (kj) 1-Butena,8645 0,4075 3.896,8397 1.587,9934 Etilen 3.969,5083 141,4953 1.914,1100 70.837,5139 Etana 4,099 0,1361.338,001 318,85 3-Metil 1-Pentena 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1-Heksena 0,8618 0,010 7.75,7861 79,1090 -Etil 1-Butena 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Katalis Ti(OC 4 H 9 ) 4 4,383 0,019 0.945,9366 69,7700 Katalis Al(C H 5 ) 3 5,8730 0,0515 10.69,7313 550,8616 n-heptane 860,9137 8,5916 9.98,580 85.30,5087 Total 4.868,4971 150,7051 358.945,985

F-1 Tabel F.11 Aliran 7 (Q 7 ) Komponen Fi(kg) Fi (kmol) CpdT (kj/kmol) Fi. CpdT (kj) 1-Butena 3.710,1916 66,159 3.896,8397 57.68,0063 Etilen 167,3789 5,9663 1.914,1100 11.40,173 Etana 0,4761 0,0158.338,001 37,0177 3-Metil 1-Pentena 0,0000 0,0000 6.41,9193 0,0000 1-Heksena 0,0000 0,0000 5.984,834 0,0000 -Etil 1-Butena 0,0000 0,0000 6.067,6189 0,0000 Katalis Ti(OC 4 H 9 ) 4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Katalis Al(C H 5 ) 3 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 n-heptane 0,0000 0,0000 7.493,379 0,0000 Total 3.878,0466 7,1080 69.139,197 Tabel F.1. Aliran 8 (Q 8 ) Komponen Fi(kg) Fi (kmol) CpdT (kj/kmol) Fi. CpdT (kj) 1-Butena 77,687 1,3846 5.800,47 8.031,776 Etilen,8184 0,1005 5.857,481 588,4611 Etana 3,6169 0,103 5.380,5046 647,1808 3-Metil 1-Pentena 11,431 0,1358 8.607,510 1.169,098 1-Heksena 6,5778 0,078 7.75,7861 603,890 -Etil 1-Butena 17,1481 0,038 8.047,4978 1.639,7099 Katalis Ti(OC 4 H 9 ) 4 4,383 0,019 0.945,9366 69,7700 Katalis Al(C H 5 ) 3 5,8730 0,0515 10.69,7313 550,8616 n-heptane 860,9137 8,5916 9.98,580 85.30,5087 Total 990,4505 10,6791 98.80,8085 b. Panas Reaksi Standar Reaksi : Katalis (l) C H 4(g) + C H 4 (g) C 4 H 8(g) Data entalpi standar pada 5 o C: ΔH f C H 4 = 5330 kj/kmol ΔH f C 4 H 8 = -16 kj/kmol ΔH R 5 = (n. ΔH F produk - n. ΔH F reaktan) = -104.786 kj/kmol

F-13 Panas reaksi pada T = 5 o C, ΔH R 5 total ΔH o R 5 = mol bereaksi x konversi x (n. ΔH F produk - n.δh F reaktan) ΔH o R 5 = F AO. X. { (n C 4 H 8 x ΔH f C 4 H 8 ) - (n C H 4 x ΔH f C H 4 ) } ΔH o R 5 = 67,5105 x { (1 x -16) ( x 5.330 )} ΔH o R 5 = 67,5105 kmol. -104.786 kj/kmol = -7.074.154,69 kj c. 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 Q = F AO. X. H R (340,15 K) Panas reaksi utama pada 340,15 K, H R (T) T ΔH R (T) = ΔH o R(T R ) + C dt (Pers. 8.6, Fogler, edisi kedua, 199) Tref Panas reaksi standar, H R o (T R ) = -104.786 kj/kmol T Menghitung C dt : T TR Cp Trefo ΔA = -39,51 ΔB = 0,3614 ΔC = -0,00043565 ΔD = 3,337E-07 ΔE = -8,9495E-11 p p B C 3 3 D 4 4 E 5 5 T T T T T T T T T T i dt A. R R R R. R 3 4 5 T Maka : C T ref p dt = 68,6197 kj/kmol

F-14 T ΔH R (340,15 K) = ΔH o R(T R ) + C Tref p dt = -104.786 kj/kmol + 68,6197 kj/kmol = -104.717,380 kj/kmol Q = F AO. X. H R (340,15 K) = 67,5105 kmol. -104.717,380 kj/kmol = -7.069.5,0809 kj Panas reaksi samping 1 pada 340,15 K, H R (T) T ΔH R (T) = ΔH o R(T R ) + C dt (Pers. 8.6, Fogler, edisi kedua, 199) Tref T Menghitung C dt : T TR Cp Trefo ΔA =,575 ΔB = 0,067101 ΔC = -0,000118118 ΔD = 7,94E-08 ΔE = -1,953E-11 p p B C 3 3 D 4 4 E 5 5 T T T T T T T T T T i dt A. R R R R. R 3 4 5 T C T ref p dt = 601,9696 kj/kmol Menghitung Panas Entalpi Standar H R o (T R ) : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Data entalpi standar pada 5 o C (Hysys): ΔH f C H 4 = 5330 kj/kmol ΔH f C 4 H 8 = -16 kj/kmol ΔH f C 6 H 1 = -45.010 kj/kmol (3-Metil-1-Pentena) ΔH o R 5 = n. ΔH F produk - n. ΔH F reaktan = -97.14 kj/kmol

F-15 T Maka: ΔH R (340,15 K) = ΔH o R(T R ) + C Q = F AO. X. H R (340,15 K) Tref p dt = -97.14 kj/kmol + 601,9696 kj/kmol = -96.61,0304 kj/kmol = 0,1358 kmol. -96.61,0304 kj/kmol = -13.13,39 kj Panas reaksi samping pada 340,15 K, H R (T) T ΔH R (T) = ΔH o R(T R ) + C dt (Pers. 8.6, Fogler, edisi kedua, 199) Tref T Menghitung C dt : T TR Cp Trefo p p B C 3 3 D 4 4 E 5 5 T T T T T T T T T T i dt A. R R R R. R 3 4 5 ΔA = -4,481 ΔB = 0,160661 ΔC = -0,00084597 ΔD =,135E-07 ΔE = -5,6817E-11 T C T ref p dt = 173,8737 kj/kmol Menghitung Panas Entalpi Standar H R o (T R ) : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Data entalpi standar pada 5 o C (Hysys): ΔH f C H 4 = 5.330 kj/kmol ΔH f C 4 H 8 = -16 kj/kmol ΔH f C 6 H 1 = -41.700 kj/kmol (1-Heksena) ΔH o R 5 = n. ΔH F produk - n.δh F reaktan = -93.904 kj/kmol

F-16 Maka : ΔH R (340,15 K) = -93.904 kj/kmol + 173,8737 kj/kmol = -93730,163 kj/kmol Q = F AO. X. H R (340,15 K) = 0,0679 kmol. -93730,163 kj/kmol = -6.365,969 kj Panas reaksi samping 3 pada 340,15 K, H R (T) T ΔH R (T) = ΔH o R(T R ) + C dt (Pers. 8.6, Fogler, edisi kedua, 199) Tref T Menghitung C dt : T TR Cp Trefo p p B C 3 3 D 4 4 E 5 5 T T T T T T T T T T i dt A. R R R R. R 3 4 5 ΔA = -30,114 ΔB = 0,04011 ΔC = -0,000361435 ΔD = 3,869E-07 ΔE = -6,986E-11 T C T ref p dt = 56,6691 kj/kmol Menghitung Panas Entalpi Standar H R o (T R ) : C H 4(g) + C 4 H 8 (g) C 6 H 1(g) Data entalpi standar pada 5 o C (Hysys): ΔH f C H 4 = 5.330 kj/kmol ΔH f C 4 H 8 = -16 kj/kmol ΔH f C 6 H 1 = -41.700 kj/kmol (-Etil-1-Butena) ΔH o R 5 = n. ΔH F produk - n.δh F reaktan = -103.754 kj/kmol

F-17 Maka : ΔH R (340,15 K) = -103.754 kj/kmol + 56,6691 kj/kmol = -103.497,3309 kj/kmol Q = F AO. X. H R (340,15 K) = 0,038 kmol. -103.497,3309 kj/kmol = -1087,9958 kj Total panas yang harus diserap oleh air pendingin (Q R total ) = Q R Total = Q rx utama+q rx samping 1 + Q rx samping + Q rx samping 3 = -7.069.5,0809 + (-13.13,39) + ( -6.365,969) + (-1087,9958) = -7.110.099,4318 kj d. Beban panas pendingin di R-01 (Q P ) Pendingin yang digunakan adalah air dengan temperatur : Twi = 30 o C = 303,1500 K Two = 45 o C = 318,1500 K Cpw = 4,1810 kj/kg.k Jumlah air pendingin yang dibutuhkan Q Total kj m 4,1810 kj/kg.k (T wo - T = 113.371,596 kg e. Menghitung Panas hilang (Q loss ) Neraca Energi R-01 = wi )K Panas Input = Panas Output Q + Q 7 + Hr,5 = Q 8 + Q 9 + Q R Total + Q loss Q loss = Q + Q 7 + Hr,5 - Q 8 - Q 9 - Q R Total = 6.948,781 kj

F-18 Tabel F.13. Neraca Panas Reaktor (R-01) Panas Masuk Panas Keluar Keterangan kj Keterangan kj Q +Q 7 ΔHr,5 TOTAL 358.945,985-7.074.154,69-6.715.08,6440 Q 8 Q 9 Q R Total Q loss 69.139,197 98.80,8085-7.110.099,4318 6.948,781 TOTAL -6.715.08,6440 C. 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 = 00 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 0,86 0,010 0,001 Katalis Ti (OC 4 H 9 ) 4 4,383 0,013 0,005 Katalis Al (C H 5 ) 3 5,873 0,05 0,007 n-heptana 860,914 8,59 0,987 Total 87,03 8,666 1,000

F-19 Nilai Densitas dan Viscositas Campuran (Fase Liquid) : Tabel F.15. Densitas Liquid (ChemCAD) ρi Komponen A B C D (kmol/m 3 ) ρi (kg/m 3 ) wi vi (m 3 ) C 6H 1 7,57E-01 3,86E-01 5,04E+0,86E-01,6883 138,731 0,0010 7,14E-06 Ti(OC 4H 9) 4 7,73E-01,63E-01 6,38E+0,73E-01 1,6199 551,3104 0,0050 9,117E-06 Al (C H 5 ) 3,09E+00 4,80E-01 7,0E+0 6,56E-01,67 98,9881 0,0067,53E-05 C 7 H 16 6,03E-01,60E-01 5,40E+0,79E-01 1,319 13,1867 0,9873 0,0074686 Total 1,0000 0,0075074 A i D (T=Kelvin ; ρ = kmol/m 3,eq.105 ChemCAD) T B. 1 1 C wi i vi 1 1 mix = = 133,04 kg/m 3 = 8,3155 lb/ft 3 vi 0, 0075 Tabel F.16. Viskositas Liquid (ChemCAD) Komponen A B C μ (pa.s) μ (cp) Wi wi/μ C 6 H 1-7,7434 0,58-4,73E-05 1,767E-04 0,1767 0,0010 0,0056 Ti(OC 4 H 9 ) 4-9,934 831,7900 0 5,603E-04 0,5603 0,0050 0,0090 Al (C H 5 ) 3 -,999 1.14,3000-1,358 1,34E-03 1,34 0,0067 0,0051 C 7 H 16-4,4510 1.533,1000,01E+00,654E-04 0,654 0,9873 3,703 Total 1,0000 3,7399

F-0 μ = B E exp A C.ln( T ) DT (T=Kelvin ; μ = pa.sec, eq.101 ChemCAD) T 1 i wi = 3,7399 cp -1 μ mix = 0,674 cp i Tabel F.17. Komposisi Reaktan (Fase Gas) Komponen Fi (kg) Ni (kmol) Wi Yi 1-Butena,864 0,408 0,0057 0,009 Etilen 3.969,508 141,495 0,9933 0,996 Etana 4,093 0,136 0,0010 0,0010 Total 3.996,465 14,039 1,0000 1,0000 Tabel F.18. Densitas Gas (Yaws, 1999) Tc Tc Pc Pc Komponen ( o C) (K) (Kpa) (atm) ω yi yi. Tci yi. Pci yi.ωi yi.bmi 1-Butena 146,450 419,600 4.0,60 39,700 0,187 0,009 1,038 0,1139 0,0005 0,1610 Etilen 9,10 8,360 5.031,79 49,660 0,085 0,996 81,793 49,4698 0,0847 7,9466 Etana 3,80 305,430 4.883,85 48,00 0,099 0,0010 0,97 0,046 0,0001 0,088 Total 1,0000 8,7758 49,699 0,0853 8,1364 mix P Z y. BM i R T i

F-1 P operasi = 8 atm Σ y i.bm i = 8,1364 kg/kgmol R T = 0,0806 m 3 atm / kgmol K = 340,15 K Tavg T r = y i. Tc i = 340,15 K 8,7758 K = 1,09 Pop P r = y i. Pc i 8atm = = 0,161 49,699atm Z (Pr,Tr) = 1 (Compressibility factor, Fig 3.8 Couldson), maka ; mix 8atm.8,1364 kg / kgmol 3 1.0,0806m atm / kgmolk.340,15k = 8,0641 kg/m 3 Tabel F.19. Viskositas Gas (Yaws, 1999) Komponen A B C μ(μp) μ(cp) wi wi/μ 1-Butena Etilen Etana -9,149 0,3156-8,4E-05 88,470 0,0088 0,0057 0,6467-3,9851 0,3873-1,1E-04 114,765 0,0115 0,9933 86,5467 0,514 0,3345-7,11E-05 106,071 0,0106 0,0010 0,0965 Total 1,0000 87,900 μ= A + BT + CT (T = Kelvin ; μ = μp) 1 i wi = 87,9 cp -1 Maka : μ mix = 0,0115 cp i

F- Sehingga Densitas Campuran total = G + L = 8,0641 + 133,04 = 141,665Kg/m 3 Laju Alir Volumetrik, v o = Flow rate total / Camp = 4.868,4971 Kg/Jam 141,665 Kg/m 3 = 34,463 m 3 /jam Diketahui : Produk 1-Butena (F Ao. X) = 3.787,8788 kg/jam = 67,5105 kmol Konversi (X) = 95,7 % = 0,957 Sehingga : C H 4(g) + C H 4 (g) C 4 H 8(g) Awal : 70,5439 70,5439 0,0000 Reaksi : -67,5105-67,5105 67,5105 Sisa : 3,0334 3,0334 67,5105 F.X Konsentrasi mol Etilen mula-mula, F Ao = Ao 67,5105 = X 0, 957 = 70,5439 kmol/jam Konsentrasi Awal Etilen, C Ao = F Ao / v o 70,5439kmol jam = =,0469 kmol/m 3 3 34,463 m jam C A = C A0 ( 1 X ) =,0469 ( 1-0,957 ) = 0,0880 kmol/m 3 F A = F Ao. (1-X) = 70,5439 kmol (1-0,957) = 3,0334 kmol/jam

F-3 c. Menghitung kecepatan laju reaksi Reaksi : C H 4(g) + C H 4(g) C 4 H 8(g) Etilen Etilen 1-Butena Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen), maka : 1 -r a = k.c A = 56,88 jam -1. 0,0880 kmol/m 3 = 5,0065 kmol/m 3 jam D. Menghitung Parameter Design Reaktor Gelembung a. Menentukan Koefisien Diffusivitas (D AL ) Proses difusi terjadi didalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah Wilke Chang method (pers. 8. coulson 1999:33) D AL 13 1,173.10 M μ V 0,6 m 0,5 T (Coulson 1983, vol 6 : 33) Keterangan : Φ : Association parameter =1 (Coulson 1983, vol 6 : 33) M : Berat molekul pelarut = 100,040 kg/kmol T : Temperatur = 340,15 K μ : Viskositas pelarut =,6537.10-4 pa.s = 0,65 cp = 0,65 mn s/m V m : Volume molal zat terlarut, m 3 /kgmol

F-4 Diketahui : Berdasarkan Tabel 8.6, hal. 56, Coulson (1983), diperoleh : V m Etilen V m Etana V m 1-Butena = 0,0444 m 3 /kmol = 0,0518 m 3 /kmol = 0,0888 m 3 /kmol Difusifitas Etilen dalam larutan : D AL C H 4 13 1,173.10 1100,040 (0,65) (0,0444) 0,5 340,15 0,6 9,757.10-9 m /s Difusifitas Etana dalam larutan D AL C H 6 13 1,173.10 1100,040 (0,65) (0,0518) 0,5 340,15 0,6 8,8911.10-9 m /s Difusifitas 1-Butena dalam larutan D AL C H 6 13 1,173.10 1100,040 (0,65) (0,0888) 0,5 340,15 0,6 6,4344.10-9 m /s Difusifitas campuran dapat dihitung berdasarkan Azas Blanc : 1 X j D o mix (pers.5-05, Perrys 1999 : 5-50) Dmc Dengan X j : fraksi mol campuran X etilen = 0,996 X etana = 0,0010 X 1-Butena = 0,009 D o mix = 9,7374.10-9 m /s

F-5 b. Menghitung Surface Tension Pelarut (n-heptana) : L P ch 4 1 L M G 10 Keterangan : L = surface tension, dyne/cm P ch = sudgen s parachor n-heptana = 307, (Coulson, 1983 : 335) ρ L = densitas cairan = 133,04 kg/m 3 ρ v = densitas gas = 8,0641 kg/m 3 M = berat molekul = 100,040 kg/kmol Maka : L = 4 13,1867 0,935 1 307, 10 100,040 = 0,017 dyne/cm = 0,0000166 kg/s c. Menghitung Diameter Gelembung (d B ) d B = L.6,5. L g 4 u sg L g L 1/ L g 3 L 4 L 1/ 8 Keterangan : Densitas cairan, ρ L = 133,04 kg/m 3 Viskositas pelarut, μ L = 0,674 cp = 0,674 kg/m.s

F-6 Superficial Gas Velocity (u sg ) = 0,03 m/s Tetapan gravitasi, g = 9,81 m/s ( 0,03<u sg <0,4 m/s; Froment,1979: 76) Surface tension pelarut, L = 0,017 dyne/cm = 0,0000166 kg/s Dari Persamaan 14.3.f- Froment, 1979 halaman 737 diperoleh : d B = 0,00154 m = 1,5369 mm= 0,1537 cm d. Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (k L ) Untuk db mm, persamaan yang digunakan untuk menghitung kl adalah sebagai berikut : k L ( 1 1 3 μ L g ρl DAL mm ) 0,4 (Pers.14.3.f-4, Froment, 1979 : 76) ρ L μ L = 0,00050 m/s Sedangkan db < mm, berlaku persamaan : k L = k L ( mm) x 500 x d B = 0,0005 x 500 x 0,00154 = 0,00019 m/s = 0,019 cm/s (memenuhi) Dari Tabel -39, Perry 1999 halaman 3-43 diketahui : Range k L 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-7 k CEo D Ha = k L o mix (Perry,1999, hal. 3-4) Dimana : Konsentrasi etilen mula-mula, C Ao = N AO / v o =,0469 kmol/m 3 0,0158,0469 9,7374 Ha = 0,000-9 = 0,0085 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/ 4 1/ 8 L L g 3 / 4 1, usg L L (Pers.14.3.f-1, Froment 1979: 75) ε = 0,367 g. Interfacial Area (Av ) Untuk menghitung interfacial area digunakan persamaan sebagai berikut: Av = 6 d B (Pers.14.3.f-3, Froment 1979: 75) = 6 0,367 0,00154 m = 1.415,910 m -1

F-8 E. Perancangan Reaktor Bubble a. Menentukan Dimensi Reaktor Perhitungan volume fase liquid : Volume liquid = Laju alir massa liquid densitas liquid holding time Dimana : Laju alir massa liquid = 87,03 kg/jam Densitas liquid = 133,04 kg/m 3 Holding time, t = 00 detik = 0,0556 jam Maka : Volume liquid = 87,03 kg/jam 133,04 kg/m 3 0,0556 jam = 0,3637 m3 Perhitungan volume fase gas (Plug flow) : Reaksi : C H 4(g) + C H 4(g) C 4 H 8(g) Awal : F AO F AO - Reaksi : -F AO. X -F AO. X + F AO. X Sisa : F AO (1-X) F AO (1-X) F AO. X F C H 4 = F AO (1-X) = F A F C H 4 = F AO (1-X) = F A F C 4 H 8 = F AO. X + F Total = F AO (-X) y A = FA (Pers. E3-7.1 Fogler, 199:90) F Total A

F-9 y A F F AO AO.(1 X ) 1 X.( X ) X C AO = y AO. C TO C AO = y AO. Po R. T o (Pers. E-3.1 Fogler, 199:41) C A = y A. Po 1 X R. T X o. Po R. T o Kecepatan laju reaksi orde 1 terhadap A (Etilen), maka : -r a = k.c A 1 Untuk Plug flow digunakan persamaan : V F X dx AO 0 r A (Pers. -16 Fogler, 199:34) Maka : V F AO X 0 dx 1 k.c A X dx = 0 1- X P o k.. - X R. To R. To =. k. P o X dx 0 (1- X)/( - X) R. To =. k. P o X 0 ( - X) (1- X) R. To. dx =. k. P o X 0 X (1- X) 1 R. T o. dx =. (1- X) k. P 1 o 0 1 (1- X). dx R. T o =. k. Po X dx X 0 0 R. To V = F AO.. k. P o 1 (1- X) X ln( 1 X ). dx

F-30 Dimana = Tekanan, P Temperatur, T Gas Constant,R = 8 atm = 340,15 K = 0,0806 m 3 atm / kgmol. K Konversi, X = 0,957 Konstanta Laju reaksi,k = 56,88 jam -1 Molar flowrate, F AO = 70,5438 kmol/jam V 3 70,5438 kmol/jam 0,0806 m atm / kgmol.k 340,15 K -1 56,88 jam 8 atm 0,957 ln 1 0,957 Maka : Volume gas = 17,7571 m 3 Volume total fluida dalam reaktor gelembung : Volume total = Volume liquid + volume gas = 0,3637 m 3 + 17,7571 m 3 = 18,1080 m 3 Safety factor 0 % V ts = 1,745 m 3 Maka volume total reaktor = 1,745 m 3 Untuk ε< 0,45, 0,03 < u sg < 0,4 m/s, maka 0,3 < Z/Dr < 3 (Fromen,1979:76) Dipilih Z/dr = 1,5, sehingga Z = H = 1,5 x Dr D Z V r = 4 D (1,5 D) = 4

F-31 D 3 = 4 r V 1,5 D =,648 m = 104,0457 in = 8,6705 ft Z = H = 1,5 x D = 3,964 m = 156,0686 in = 13,0057 ft Dipilih standar (Brownel, 1959: 90-91) : D = 108 in =,743 m = 9 ft H = 156 in = 3,964 m = 13 ft D H Maka volume shell aktual = = 3,4189 m 3 = 6.186,68 galon 4 b. Menentukan Sparger Ring Ditetapkan diameter sparger ring, Ds = 40 % Dr Ds = 0,4 x,743 m = 1,0973 m = 43, in Luas plate sparger (Ls) : Ls π Ds 4 π (1,0973 m) = 0,9456 m 4 c. Menghitung Diameter Hole Sparger (D o ) Berdasarkan Perry (1984) hal. 18-58, diameter hole plate = 0,004-0,95 cm. Diameter hole plate dapat ditentukan dengan persamaan : D o = d 3 B ( L G ) g 6,08 (Perry, 1999 : 18-58) Keterangan : Diameter bubble, d B = 0,1537 cm

F-3 Densitas liquid, ρ L = 133,04 kg/m 3 = 0,133 gr/cm 3 Densitas gas, ρ G = 8,0641 kg/m 3 = 0,008064117gr/cm 3 Tegangan permukaan liquid, = 0,017 dyne/cm Percepatan gravitasi, g = 980,6650 cm/det Maka : D o = 3 (0,0764 ) (0,13 0,0081) 980,665 6,08 0,067 = 3,4115 cm = 1,3431 in = 0,0341 m = 34,1150 mm Dipilih hole diameter standard = 1,5 in = 3,81 cm (Couper, 010: 45) Jadi luas tiap hole : 3,81 Luas tiap hole = 4 = 11,4009 cm Direncanakan triangular pitch dengan jarak ke pusat : Pt = 1, D o C = 1, 3,81 cm = 4,570 cm = 1,8 in Tinggi (h) = 0,5 Pt.Tan 60 o C = 3,9595 cm = 1,5588 in Luas Pitch = 0,5. Pt. h = 9,0513 cm Luas lubang 11,4009 Ratio luas = Luas pitch 9,0513 = 1,596 Maka : Luas hole seluruhnya = 1,596 x luas plate sparger = 1,596 x 0,9456 m = 1,1911 m = 11.911,1634 cm

F-33 Luas total hole Jumlah 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 0,3 in (Couper, 010: 45) d. Penentuan Tekanan desain V fluida = D H L = 18,108 m 3 4 18,108 m 3 = (,743 m ) H L 4 H L / h = 3,066 m= 10,059 ft Densitas Campuran total, tot = 141,665 kg/m 3 = 8,8190 lb/ft 3 P total = P operasi + P hidrostatis ( h1) = 117,5676 psi + 144 (pers 3.17. Brownell, 1959:46) = 117,5676 psi + 0,5548 psi = 118,14 psi = 8,0378 atm Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1999:807) Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. P desain = 1,1 P total = 1,1 118,14 psi = 19,9346 psi = 8,8415 atm e. Penentuan Tebal Dinding Shell Reaktor t s P. r C (Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959) f. E 0,6P Bahan yang dipakai : Stainless steel AISI 410 (C=0,15%max, Mn=1%max, Cr=1,5%)

F-34 Alasan pemilihan Material (Tabel. 4 Timmerhaus,1991 : 47) : Cocok untuk bubble tower, bahan petroleum hidrokarbon, harga yang murah ts = tebal shell, in P = tekanan design = 19,9346 psi f = allowable stress = 16.50 psi (App.D Item 4, Brownell,1959:34) E = efisiensi single welded butt joint = 0,80 (tabel 13. Brownell,1959:54) C = corrosion allowance = 0,15 in/10 thn (tabel 6, Timmerhaus,1991:54) ri = Jari-jari shell = 54 in Diperoleh ts = 0,668 in diambil ts standar = 11/16 in f. Perhitungan diameter shell : OD standar = 108 in =,743 m (Tabel 5.7 Brownell,1959:90) ID shell =OD shell - ts= 106,65 in =,7083 m g. Perhitungan Head : Bentuk tutup yang digunakan adalah torispherical flanged head. Biasa digunakan untuk merancang vessel dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,00689 atm) 00 psig (13,60919 atm). Tekanan operasi pada reaktor (R- 01) yaitu 8 atm (10,87 psig) sehingga dipilih untuk menggunakan bentuk torispherical flanged head. Untuk OD = 108 in dan t s = 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) 1 W = x(3 rc / r 1 ) (Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959:138) 4 r 1 = Knuckle radius = 0,06 ID (Tabel 10-65 Perry s,1999:10-140) = 0,06. 106,65 in = 6,3975 in W = 1 x 3 96 = 1,718 4 6,3975 Menghitung tebal head : th = P rc W C fe 0,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 t s = 9/16, sf adalah 1 ½ - 3 ½ Dipilih sf = 3 in a = ID / = 53,315 in AB = ID icr = 47,1875 in BC = r icr = 89,875 in AC = BC AB = 76,4909 in Tinggi dari dished, b = r - ( AB BC) ( ) = r AC = 19,5091 in Tinggi head, OA = t + b + sf = 3,5091 in = 0,5971 m = 1,9591 ft Tinggi total tangki = H+.OA= 03,018 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 Massa Pendingin : Air pendingin : 113.371,596 kg/jam = 49.941,805 lb/jam Temperatur in : 30 o C = 303,15 K = 86 o F Temperatur out : 45 o C = 318,15 K = 113 o F Pada T av (37,5 o C) ρ = 993,1060 kg/m 3 = 61,9976 lb/ft 3 (Table A.-3, Geankoplis,1993:855 )

F-37 cp = 1 Btu/(lb). o F = 4,1810 kj/kg.k (Fig., Kern, 1950) k = 0,360 Btu/jam. ft. o F (Tabel 4, Kern, 1950) μ = 0,71 cp = 1,718 lb/ft.jam (Fig. 14, Kern, 1950) Tabel F.0. LMTD Hot Fluid o F Cold Fluid o F Temp. diff 15,6000 Higher temp. 113,00 39,6000 Δt 15,6000 Lower temp. 86,00 66,6000 Δt 1 0,0000 Temp diff 7,00-7,0000 Δ(t t 1 ) Sehingga : Δ t t1 ΔT LMTD = 51,9355 o F = 11,0753 o F t Ln t1 Perhitungan Jaket Pendingin Luas perpindahan panas yang tersedia A = luas selimut reaktor + luas penampang bawah reaktor A =. OD. H L. OD 4 Diketahui: OD = 108 in = 9 ft H L = 3,0660 m = 10,0590 ft Sehingga: π A = (π 910,0590 ).9 4 = 304,6608 ft Untuk light organics-water, UD = 75 150 Btu/jam.ft. o F (Tabel 8,Kern, 1950:840)

F-38 Dipilih Trial UD = 100 Btu/jam.ft. o F Q = 7.110.099,4318 kj/jam = 6.739.073,841 Btu/jam ΔT lmtd = 51,9355 o F A = A = U Q x D T lmtd 6.739.073,841 100 51,9355 = 197,5849 ft A kebutuhan > A tersedia (197,5849 Btu/jam.ft. o F > 304,6608 ft ) 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, 1950:70) Trial pemilihan pipa tube standar (Tabel. 13, Timmerhaus, 1991) : Dipilih tube : NPS = in = 0,1667 ft OD =,38 in = 0,1983 ft ID =,067 in = 0,17 ft a t = 0,6 ft /ft a = 3,35 in /tube = 0,033 ft /tube

F-39 Fluks Massa Pendingin Total (G c, tot ) G c, tot = w = at' 49.941,8 05 lb/jam = 10.743.745,841 lbm/ft.jam 0,033 ft Fluks Massa Tiap Set Koil (G i ) G i = v c c Kecepatan medium pendingin di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-,5 m/s, dan maksimal 4 m/s (Coulson, hal. 534) Dipilih : V c = 4 m/s = 13,133 ft/s. G i =.99.015,639 lb/jam.ft Jumlah Set Koil (N c ) N c G G c, tot i 10.743.745,841 N c 3,668set koil 4.99.015,639 Koreksi Fluks Massa Tiap Set Koil (G i,kor ) G i, kor G c, tot N c 10.743.745,841 4 set koil G i, kor.685.936, 31 lb / jam. Cek Kecepatan Medium Pendingin (V c,cek ) ft V c, cek Gi c.685.936, 31 c, 43.33,15 7 ft / jam 3,668 m / 61,9976 V cek s (memenuhi)

F-40 Beban Panas Tiap Set Koil (Q ci ) Asumsi : beban panas terbagi merata pada tiap set koil Q c = 7.110.099,4318 kj/jam Q ci Q N c c Q ci 7.110.099,4318 kj/jam 4 1.777.54,8579 kj/jam 1.684.768,456 Btu/jam Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil (A ci ) A ci U D Q ci T LMTD Berdasarkan Tabel 8 hal. 840 Kern : Untuk light organics - water, UD = 75 150 Btu/jam.ft. o F Dipilih Trial UD = 100, maka : A ci = 1.684.768,456 100 51,9355 = 34,396 ft Menghitung panjang satu putaran heliks koil, L he AB = D he BC = Jsp A B J sp AC = AB BC C = D Jsp he Gambar F.4. Putaran heliks koil

F-41 Keliling busur AB = ½ π D he ( ½ putaran miring ) Keliling busur AC = ½ π AC ( ½ putaran datar ) Jarak Antar Pusat Koil (J sp ) Js p = x OD koil J sp = x 0,1983 = 0,3967 ft = 4,7604 in Panjang Satu Putaran Heliks Koil (L he ) Keliling 1 lingkaran koil, L he = keliling busur AB + keliling busur AC = ½ π D he + ½ π AC = ½ π D he + ½ π D Jsp he Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 OD shell (Rase, 1977) D spiral (D he ) = 0,8 x,743 m =,1946 m = 7, ft = 86,4 in L he =,6366 ft Panjang Koil Tiap Set (L ci ) L ci A a ci " t L ci 34,396 0,6 51,5373 ft Jumlah Putaran Tiap Set Koil (N pc ) N pc L L ci he N pc 51,5373,6366 3,0395 ft ft putaran 4 putaran

F-4 Koreksi Panjang Koil Tiap Set (L ci,kor ) L ci,kor = N pc x L he L ci,kor = 4 x,6366 ft = 543,788 ft Tinggi Koil (L c ) L c = Jsp x Npc L c = 0,3967 x 4 = 9,5 ft = 114,4 in Gambar.F.5. Dimensi koil Volume Koil (V c ) V c = N c ( / 4 (OD) L ci ) 3 V c = 4 x / 4 0,1983 543,788 67,1373 ft 1,9011m Cek tinggi cairan setelah ditambah koil (H L ) Tinggi koil harus lebih kecil dari pada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan. 3

F-43 V H L = V cair koil / 4 Dvessel 18,1081,9011 = 3,14 / 4(,7083 m) = 3,4756 m = 11,408 ft H L = 11,408 ft > Lc = 9,5 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 5 Kern hal 835 : Dimana : velocity through tube Temperatur Average Correction factor = 43.33,157 ft/h = 1,034 ft/s = 99,5 o F = 0,78 ( Untuk tube ID,067 in) Maka : heat transfer coefficient,hi =.43,338 Btu/jam.ft. o F koreksi hi: hi terkoreksi = 0,78..43,338 Btu/jam.ft. o F = 1.897,38 Btu/jam.ft. o F hio hi ID OD,067 hio = 1.897,38 1.647,7149,38

F-44 Maka h io koil = h io pipa ( 1 + 3,5 D koil D spiral (Kern, 1950:71) 0,17 = 1.647,7149. ( 1 + 3,5 ) 7, = 1.785,684 Btu/jam.ft. o F Koefisien transfer fluida sisi luar koil : ΔT = (15,6 86) o F = 66,6 F t f = (15,6 + 86)/ = 119,3 o F T OD = 66,6/0,1983 = 335,7983 o F/ft kf h o = 116 3 x xc f f x T OD 0,5 (Pers 10.14 Kern, 1950) Dari Fig 10.4 Kern (1950) diperoleh k 3 x xc x = 0,05 Maka h o = 116 (0,05 x 335,7983) 0,5 = 34,8119 Btu/jam.ft. o F Menghitung clean overall coefficients (Uc) : Uc = = h o o x h io h h io 34,8119 1.785,684 34,8119 1.785,684 = 07,53 Btu/jam.ft. o F Dari Tabel 1 Kern (1950), Rd min untuk air = 0,00 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003 hr.ft. o F/Btu

F-45 U D = 1 (1/ U c ) Rd = 1 (1/ 07,53 ) 0,0030 = 17,8979 Btu/jam.ft. o F Luas perpindahan panas yang dibutuhkan (A) : A = U D Q T = 6.739.073,841 17,8979 51,9355 = 1.014,5476 ft Luas permukaan perpindahan panas yang sebenarnya = luas koil Luas koil = Lci,kor x Nc x at = 543,788 ft/set x 4 set x 0,6 ft /ft = 1.351,6777 ft U D aktual : U D = Q A t = 6.739.073,841 1.351,6777 51,9355 = 95,9981 Btu/jam.ft. o F Batasan UD untuk light organic - water adalah 75-150 Btu/jam.ft. o F, maka nilai UD yang didapat dari hasil hitungan memenuhi batas. Dari Tabel 1 Kern (1950), Rd min untuk air = 0,00 ; light organic = 0,001 Total Rd yaang diperlukan 0,003 Syarat : Rd hitung > Rd diperlukan Rd = U U C C U U D D = 07,53 95,9981 07,53 95,9981 = 0,0056 hr.ft. o F/Btu (memenuhi) Cek Pressure Drop Syarat : Pressure drop < 10 psi N Re = ID.G t = 1.077.467,5084 μ Faktor friksi (f) = 0,00008 (Fig. 6, Kern, 1950)

F-46 P P 4. f. G. L g. i c i. ID 4(0,00008)(10.743.745,841 )(9,5) 8 (4,18x10 )(61,9976 )(0,17) 0,6353 psi G. Desain perpipaan dan Nozle Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube dari bahan stainless steel dihitung dengan menggunakan persamaan : di opt = 60.G 0.5.ρ -0,37 (Coulson, 1999:0) dengan : di opt G : diameter optimum tube (mm) : kecepatan aliran massa fluida (kg/s) ρ : densitas fluida (kg/m 3 ) Pengecekan bilangan Reynold (N RE ) G.ID N RE a'.μ dengan : G ID : kecepatan alir massa fluida (kg/jam) : diameter dalam tube (m) µ : viskositas fluida (kg/m. jam) a : flow area per pipe (m )

F-47 Saluran umpan liquids Diketahui : G = 87,0317 kg/jam = 0,4 kg/s ρ = 133,04 kg/m 3 µ = 0,674 cp = 0,674 kg/m.s = 96,5888 kg/m.jam di opt = 60. ( 0,4 ) 0.5. (133,04 ) -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 (0,0667 m) ID = 0,84 in (0,0093 m) a = 0,534 in (0,000345 m ) Bilangan Reynold 0,4 kg/s. 0,0093 m N RE = 0,674 kg/m.s. 0,000345 m = 55,0356 Saluran umpan Gas Diketahui : G = 3996,465 kg/jam = 1,1101 kg/s ρ = 8,0641 kg/m 3 µ = 0,011456 cp = 0,011456 kg/m.s = 41,4186 kg/m.jam di opt = 60. (1,1101) 0.5. (8,0641) -0,37 = 16,8065 mm (4,99368 in)

F-48 Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 6 in Schedule number = 40 OD = 6,65 in (0,1687 m) ID = 6,065 in (0,154051 m) a = 8,9 in (0,018645 m ) Bilangan Reynold 1,1101 kg/s. 0,154051 m N RE = 0,011456 kg/m.s. 0,018645 m = 800,6396 Saluran keluaran liquid Diketahui : G = 990,4505 kg/jam = 0,751 kg/s ρ = 133,9611 kg/m 3 µ = 0,066 cp = 0,066 kg/m.s = 743,8847 kg/m.jam di opt = 60. (0,751) 0.5. (133,9611) -0,37 = 18,86609 mm (0,748 in) Dari Tabel Kern 11 (Kern, 1965) Nominal pipe size = 3/4 in Schedule number = 40 OD =1,05 in (0,0667 m) ID = 0,84 in (0,0093 m) a = 0,534 in (0,000345 m )

F-49 Bilangan Reynold 0,751 kg/s. 0,0093 m N RE = 0,066 kg/m.s. 0,000345 m = 80,8871 Saluran keluaran Gas Diketahui : G = 3878,047 kg/jam = 1,077 kg/s ρ = 18,134 kg/m 3 µ = 0,0089 cp = 0,0089 kg/m.s =3,16814 kg/m.jam di opt = 60. (1,077) 0.5. (18,134) -0,37 = 9,4976 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 = 4,06 in (0,106 m) a = 1,7 in (0,008194 m ) Bilangan Reynold 1,077 kg/s. 0,106 m N RE = 0,0089 kg/m.s. 0,008194 m = 1504,608 Saluran masuk dan keluar air pendingin Diketahui : G = 113.371,6 kg/jam = 31,4911 kg/s ρ = 993,106 kg/m 3 µ = 0,71 cp = 0,71 kg/m.s = 556 kg/m.jam

F-50 Dari perhitungan koil pendingin diperoleh : Nominal pipe size = in Schedule number = 40 OD =,38 in (0,06045 m) ID =,067 in (0,0550 m) a = 3,35 in (0,00161 m ) 31,4911 kg/s. 0,0550 m Bilangan Reynold, N RE = 0,71 kg/m.s. 0,00161 m = 1077,47 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 OD of pipe Flange nozzle thickness (n) Diameter of hole in reinforcing plate (D R ) = ¾ in = 1,313 in = coupling = 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 Low, Type C = 4 in = 3 in

F-51 Weld A in shop Weld in field Size of fillet weld A Size of fillet weld B = 1 1/16 in = 5/8 in =5/16 in =3/4 in Nozzle Umpan Gas Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350): Size OD of pipe Flange nozzle thickness (n) Diameter of hole in reinforcing plate (D R ) 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) = 6 in = 6 5/8 in = 0,43 in = 6 ¾ in = 16 1/4 in = 0 ¼ in = 8 in = 6 in Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H Low, Type C = 11 in = 8 1/8 in Weld A in shop Weld in field Size of fillet weld A Size of fillet weld B = 1 ¼ in = ¾ in =5/16 in =1 in

F-5 Nozzle Keluaran Liquid Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350) Size OD of pipe Flange nozzle thickness (n) Diameter of hole in reinforcing plate (D R ) = ¾ in = 1,313 in = coupling = 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 Low, Type C = 4 in = 3 in Weld A in shop Weld in field Size of fillet weld A Size of fillet weld B = 1 1/16 in = 5/8 in =5/16 in =3/4 in Nozzle Keluaran Gas Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350) Size OD of pipe Flange nozzle thickness (n) Diameter of hole in reinforcing plate (D R ) Length of side reinforcing plate (L) = 4 in = 4 ½ in = 0,337 in = 4 5/8 in = 1 in

F-53 Width of reinforcing plate (W) Distance, shell to flange face, outside (J) Distance, shell to flange face, inside (K) = 15 1/8 in = 6 in = 6 in Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H Low, Type C = 9 in = 6 in Weld A in shop Weld in field Size of fillet weld A Size of fillet weld B = 1 ¼ in = ¾ in =5/16 in =1 in Nozzle Pendingin Spesifikasi nozzle standar (Brownell and Young, 1959, App. F, hal. 349-350) Size OD of pipe Flange nozzle thickness (n) Diameter of hole in reinforcing plate (D R ) 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) = in = 3/8 in = 0,18 in = ½ in = - in = - in = 6 in = 6 in

F-54 Distance from bottom of tank to center of nozzle : Regular, Type H Low, Type C = 7 in = 3 ½ in (a) Weld B Q Weld B OD n Weld B J T t (b) Gambar F.6. Shell Nozzle (a) Reinforcing Plate (b) Single Flange

F-55 Tabel F.1. Spesifikasi nozzle standar reaktor Nozzle NPS OD N L D R J Aliran 6 6 5/8 0,43 16 ¼ 6 ¾ 8 Aliran 6 ¾ 1,313 Coupling - 1 7/16 - Aliran 7 4 4 ½ 0,337 1 4 5/8 6 Aliran 8 ¾ 1,313 Coupling - 1 7/16 - Cooling in 3/8 0,18 - ½ 6 Cooling out 3/8 0,18 - ½ 6 H. 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 0 in berdasarkan rekomendasi API Standard 1 C (Brownell and Young, Ap. F item 4), dengan spesifikasi : Tebal shell Jumlah = 0,315 in = satu Ukuran potongan : Weld A Weld B Panjang sisi = 0,1875 in = 0,315 in = 45,5 in Lebar reinforcement (W) = 54 in Diameter manhole, ID = 0 in Maksimum diameter lubang, Dp = 4,5 in

F-56 Diameter plat penutup cover plate = 8,75 in Diameter bolt circle, D B = 6,5 in Gambar F.7. Manhole

F-57 I. Perancangan flange (head dan bottom) Data perancangan: Tekanan desain Material flange =19,9346 psi = ASTM-01, GRADE B (Brownell and Young, 1959) Tegangan material flange Bolting steel = 15.000 psi = ASTM-198, GRADE B7 (Brownell and Young, 1959) Tegangan material bolt Material gasket Diameter luar shell Diameter dalam shell Ketebalan shell = 0.000 psi = Steel (Asbestos filled) = 108 in = 106,65 in = 11/16 in t h Gasket W hg ht HG go R hd C HT g1 G g1/ Gambar F.8. Tipe flange dan dimensinya Perhitungan lebar gasket d o y p.m = d i y p(m 1)

F-58 Dimana : d o d i = diameter luar gasket, in = diameter dalam gasket, in y = yield stress, lb/in (Fig. 1.11) m = faktor gasket (Fig. 1.11) Digunakan gasket dengan tebal 1/8 in, dari Fig. 1.11 (Brownell and Young, 1959), diperoleh: y = 3700 lb/in m =,75 Sehingga diperoleh: d d o i 3700 19,9346.,75 3700 19,9346.(,75 1) = 1,0 asumsi bahwa diameter dalam gasket, d i sama dengan diameter luar shell (OD) sehingga: d i =108 in d o = d d o i x d i = 1,0 x 108 = 110,163 in Lebar gasket minimum, N : d N = o d i 110,163-108 = = 1,081 in (digunakan lebar gasket minimum 1 in) Diameter rata-rata gasket, G G = d i + N = 108 + 1 = 109 in

F-59 Berat beban bolt maksimum, W m Dari Fig 1.1, Brownell and Young,1959: kolom 1, type 1.a N b o = 1 = 0, 5 = in Karena b o > ¼ in, maka: bo b = = 0,3536 in W m Keterangan : H y b G = H y = x b x G x y (B & Y,1959, pers. 1.88) = 3,14 x 0,3536 x 109 x 3700 = 447.953,67 lb = Berat beban bolt maksimum (lb) = Effective gasket (in) = Diameter gasket rata-rata (in) Beban untuk menjaga joint tight saat operasi, H p H p = b π G m p (B & Y,1959, pers. 1.90) = x 0,3536 x 3,14 x 109 x,75 x 19,9346 = 86.50,4975 lb Keterangan : H p m b G P = Beban join tight (lb) = Faktor gasket (fig.1.11) = Effective gasket (in) = Diameter gasket rata-rata (in) = Tekanan operasi (psi) Beban dari tekanan internal, H π.g H p (Pers. 1.89, B & Y,1959:40) 4

F-60 H π.109 4 19,9346 H = 1.1.461,1133 lb Keterangan : H G P = Total joint contact surface (lb) = Diameter gasket rata-rata (in) = Tekanan operasi (psi) Beban operasi total, W m1 W m1 = H + H p (Pers. 1.91, B & Y,1959:40) = 1.1.461,1133+ 86.50,4975 = 1.98.981,6108 lb Karena W m1 > W m, sehingga W m1 sebagai beban pengontrol Keterangan : W m1 H H p = Beban berat bolt (lb) = Total joint contact surface (lb) = Beban join tight (lb) Perhitungan luas baut minimum (minimum bolting area) A m1 = W f m1 b (Pers. 1.9, B & Y,1959:40) 1.98.981,6108 = 0.000 = 64,9491 in Keterangan : W m1 = Beban berat bolt pada kondisi operasi (lb) A m1 = Total luas bolt pada kondisi operasi (in ) f b = bolt stress maksimum yang diijinkan (psi)

F-61 Perhitungan ukuran baut optimum Berdasarkan Tabel 10.4 (Brownell and Young, 1959) : Tabel F.. perhitungan ukuran baut optimum Bolt Size Root Min. No Actual No R Bs E r N Bs C [ID+(1,415go + R)] (d) Area Of Bolt of bolt 1 3/4 1,744 37,414 40 1/4 3 3/4 1 3/4 5/8 47,7465 113,0706 1 7/8,049 31,69794 3 3/8 4 1 7/8 5/8 40,7437 113,306,3 8,387 8 1/ 4 1/4 11/16 37,8789 113,5706 1/4 3,0 1,5063 4 3/4 4 3/4 1/4 11/16 36,873 114,0706 Digunakan baut berukuran in sebanyak 8 baut dengan bolt circle diameter yang digunakan, C = 113,5706 in r R E d Gambar F.9. Gambar detail dimensi baut Perhitungan diameter flange luar Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + E = 113,5706 in + () in = 117,5706 in Koreksi lebar gasket : A b actual = jumlah baut x root area = 8 x,3 = 64,4 in

F-6 Lebar gasket minimun : N min = = A b actual f y π G allaw 64,4.0.000.3.700.3,14.109 = 0,5083 in < 1 in, lebar gasket memenuhi Perhitungan momen Untuk kondisi tanpa tekanan dalam W = ½ (A b + A m1 ) f a (Pers. 1.94, B & Y,1959:4) = ½ (64,4 + 64,9491).0.000 = 1.93.490,8054 lb Keterangan : W = Berat beban (lb) A m1 = Luas baut minimum (in ) A b = Luas aktual baut (in ) f a = Allowable stress (psi) Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (1.101), B & Y, 1959: h G = ½ (C G) = ½ (113,5706 109) =,853 in Keterangan : h G = 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 1.4) : Ma = W x h G = 1.93.490,8054 lb x,853 in =.956.030,706 lb-in Untuk kondisi beroperasi, W = W m1 (B & Y, 1959, pers. 1.95) H D = 0,785 B p (Pers. 1.96, B & Y,1959:4) = 0,785.(108). 19,9346 = 1.189.7,731 lb Keterangan : H D B p = Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb) = Diameter dalam flange / OD shell (in) = Tekanan operasi (psi) The lever arm dihitung dengan pers. 1.100 (B & Y, 1959) : h D = ½ (C B) = ½ (113,5706 in 108 in) =,7853 in The moment, M D (dari pers. 1.96): M D = H D x h D = 1.189.7,731 lb x,7853 in = 3.313.71,7417 lb-in H G dari pers. 1.98 (B & Y, 1959) : H G = W m1 H = 1.98.981,6108 lb 1.1.461,1133 lb = 86.50,4975 lb Momen M G, pers. 1.98 (B & Y, 1959) : M G = H G x h G = 86.50,4975lb x,853in = 197.76,3744 lb-in

F-64 H T dihitung dengan pers. 1.97 (B & Y, 1959) : H T = H H D = 1.1.461,1133 lb 1.189.7,731 lb =.748,380 lb Hubungan lever arm, h T pers. 1.10 (B & Y, 1959) : h T = ½ (h D + h G ) = ½ (,7853 in +,853 in) =,5353 in Flange moments, M T diberikan oleh pers. 1.97 (B & Y, 1959) : M T = H T x h T =.748,380lb x,5353in = 57.674,574 lb-in Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo Mo = M D + M G + M T (Pers. 1.99, B & Y,1959:4) = 3.313.71,7417lb-in + 197.76,3744 lb-in + 57.674,574lb-in = 3.569.1,3735 lb-in Sehingga moment saat tanpa tekanan dalam yang berfungsi sebagai pengontrol adalah : M max = 3.569.1,3735 lb-in Perhitungan tebal flange : A 117,5706 K = = = 1,0886 B 108 Pada Brownell and Young,1959, fig. 1., hal. 38, untuk K = 1,0886, maka diperoleh Y =,775 t = Y M max,775 x 3.569.1,3735 lb in = f B 0.000 psia x 108 in = 7,0836 in Ketebalan flange yang digunakan 7,5 (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 OD shell = 106,65 in (8,8854 ft) = 108 in (9 ft) Tinggi shell = 156 in (13 ft) Densitas Stainless Steel AISI 410, ρ = 481lb/ft 3 (www.substech.com) Berat shell = ¼.π.(OD s ID s ).L s.ρ stell = ¼.π.(( 9 ft) (8,8854 ft) )( 13 ft)(481 lb/ft 3 ) = 10.064,65 lb Berat Head OD dish sf icr t h = 108 in = 3 in = 6 1/8 in = 1 in (0,0833 ft) ρ steel = 481 lb/ft 3 Untuk t h 1 in perkiraan blank diameter (b d ) adalah : OD b d = OD + +. Sf + /3. icr (B & Y. Eq.5-1,p.88) 4 = 108 + (108/4) + (. 3) + (/3. 6 1/8 ) = 10,6548 in = 0,0546 ft

F-67 Berat dish = (¼ π (b d ) x t h x ρ steel ) = (¼ π (0,0546). 0,0833. 481) = 3.18,5858 lb Berat head dan bottom = x berat head = x 3.18,5858 lb = 6.365,1716 lb Berat coil Berat koil = volume koil x ρ steel = 67,1373 ft 3 x 481 lb/ft 3 = 3.93,0537 lb Berat Opening ( Manhole dan Nozzle) Berat manhole Manhole 0 in = 48 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 = 5 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 = in Berat Nozzle = 9 lb (Megyesy, 1983:413) Nozzle pendingin keluar coil Ukuran Nozzle = in Berat Nozzle = 9 lb (Megyesy, 1983:413) Total berat opening reaktor = 56 lb Berat material dalam reaktor Berat bahan baku Berat bahan baku = laju alir massa x holding time = 4868,497 kg/jam x 0,0556 jam Berat air pendingin = 70,471 kg = 596,90 lb Berat air pendingin = volume koil x ρ air pendingin = (67,1373 ft 3 )x (61,9976 lb/ft 3 ) = 4.16,3545 lb Total berat material dalam reaktor = 596,90 + 4.16,3545 lb = 4.758,6465 lb Maka : Total berat mati reaktor = 54.043,54 lb

F-69 Sistem Penyangga Berat untuk perancangan = 1, x berat mati reaktor = 1, x 54.043,54lb = 64.85,88 lb A a h t hp 1/ H L t bp 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: H lug = ½ H + L = (½.16,918) + 5 = 13,4591 ft = 161,5108 in keterangan :

F-70 H : tinggi total reaktor 16,918 ft L : jarak antara bottom reaktor ke pondasi (digunakan 5 ft) Gambar F.1. Kaki penyangga tipe I beam Dipilih digunakan I-beam 7 in (B & Y, App. G, item ) dimensi I-beam : kedalaman beam Lebar flange Web thickness = 7 in = 3,86 in = 0,45 in Ketebalan rata-rata flange = 0,39 in Area of section (A) = 5,83 in Berat/ft = 7,7 lb Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) : I = 41,9 in 4 S = 1 in 3 r =,68 in Peletakan tanpa beban eksentrik (axis -) : I = 3,1 in 4

F-71 S = 1,6 in 3 r = 0,74 in Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis -. Axis 1-1 l/r = 161,5108in /,68 in = 60,65 (l/r < 10, memenuhi) (B & Y, 1959:01) Stress kompresif yang diizinkan (f c ): f c = = 1 1 18.000 l 18.000 r 18.000 161,5108 18.000,68 (Pers. 4.1, brownell and Young, 1959) = 14.977,8833 lb/in f c <15.000 psi, sehingga memenuhi (Brownell and Young, p.01) 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 = 1,7098 in 3 Beban kompresi total maksimum tiap lug (P) :

F-7 P Gambar F.13. Sketsa beban tiap lug P = 4 Pw (H L) n D bc Σ W 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 = Σ W n = 64.85,88 lb / 4 = 16.13,057 lb Keterangan : P w H L = beban angin total pada permukaan yang terbuka, lb m = tinggi reaktor di atas pondasi, ft = jarak dari fondasi ke bagian bawah reaktor, ft D bc = diameter anchor-bolt circle, ft n = jumlah penyangga, n ΣW = berat reaktor kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lb m = 64.85,88 lb m

F-73 Menghitung beban eksentrik : P. a f ec = Z = 16.13,057 x 3,43 1,7098 =.561,5470 lb/in (Pers. 10.98, B & Y, 1959) f = f c f ec = 14.977,8833 lb/in.561,5470lb/in = 1.416,3364 lb/in Luas penampang lintang : P A = f (Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959) Axis - = 16.13,057/ 1.416,3364 = 1,3058 in < A tabel (5,83 in ), sehingga memenuhi. l/r = 161,5108in / 0,74in = 18,578 (l/r >10, tidak memenuhi) (B & Y, 1959:01) Lug Planning P = 16.13,057 lb Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt) Beban maksimum tiap baut: P bolt = P n b 16.13,057 = 4 = 4.053,643 lb Luas lubang baut : A bolt = P f bolt bolt (Pers.10.35, B &Y, 1959)

F-74 4.053,643 = = 0,3378 in 1.000 Keterangan : f bolt = stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap baut = 1.000 psi Digunakan baut standar dengan diameter = 7/8 in (Tabel 10.4,B & Y, 1959) Ketebalan plat horizontal : t hp = 6 M f allow y (Pers.10.41, B & Y, 1959:193) l M y = P bolt 1 ln 1 1 (Pers.10.40, B & Y, 1959:19) 4 e dengan : = tebal horizontal plat, in t hp M y P = bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lb = beban baut maksimum, lb = 4.053,643lb A = panjang kompresi plate digunakan, = ukuran baut + 9 in = 7/8 in + 9 in = 9 7/8 in h = tinggi gusset = 1 in (Brownell and Young, 1959, p.19) 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 f allow = stress yang diizinkan = 1,000 psi γ 1 = 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 = 1,479 in Dari tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ 1 γ 1 = 0,177 4.053,643 6 M y = 4 = 1.174,0617 lb-in 1 0,3 ln 1 0, 177 0,4375 6 1.174,0617 t hp = 1.000 = 0,766 in (digunakan plat standar 13/16 in) Ketebalan gusset t g = 3/8 x t hp (Pers.10.47, B & Y, 1959) = 3/8 x 13/16 = 0,3047 in dipilih tebal standar = 5/16 in = 0,315 in

F-76 Gambar F.14. Detail Lug Base Plate Planning Digunakan I- beam dengan ukuran 7 in dan 0 lb / ft Panjang kaki (H lug ) Sehingga berat satu lug = 13,4591 ft = 13,4591 ft x 0 lb / ft = 69,1819 lb Beban base plate P b = berat 1 lug + P = 69,1819lb + 16.13,057 lb = 16.48,39 lb l e m p a n 0,95 h b 0,8 f w Gambar F.15. Sketsa area base plate

F-77 Base plate area : A bp = P b f 16.48,390 = 545 = 30,46 in (= A bp min) Dengan: P b = base plate loading f = kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi) Untuk posisi lug 1-1 A bp = lebar (l e ) x panjang (p a ) = (0,8 f w + n)(0,95 h b + m) dengan : f w = lebar flange (3,86 in) h b = kedalaman beam (7 in) m = n (diasumsikan awal) A bp = (0,8 x 3,86 + n)(0,95 x 7 + m) 30,46 in = (0,8 x 3,86 + n)(0,95 x 7 + m) Didapat nilai n = 0,4558 in maka, l e = (0,8 x 3,86) + ( x 0,4558) = 3,9995 in p a = (0,95 x 7) + ( x 0,4558) = 7,5615 in

F-78 umumnya dibuat p a = l e, maka dibuat p a = l e = 7,5615 in A bp,baru = 1 e x p a n baru = m baru = Tekanan aktual, P a : P a = = 7,5615x 7,5615 = 57,1768 in ( 1e 0,8. f w ) 7,5615 0,8 3,86 = =,368 in p a,95. h 0 b 7,5615 0,95 7 = = 0,4558 in P A b bp, baru 16.48,390 = = 88,679 psi 57,1768 Tebal base plate: t bp = (0,00015 x P a x n ) 1/ = (0,00015 x 88,679 x,368 ) 1/ = 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 : : 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 = 64.85,88 lb m Berat I-Beam yang diterima oleh base plate = 16.48,39 lb m + Jadi berat total yang diterima oleh pondasi = 81.334,4678 lb Digunakan tanah dengan ukuran : Luas bagian atas (a) = 1.100 in (110 in x 110 in) Luas bagian bawah (b) = 13.5 in (115 in x 115 in) = 91,8403 ft Tinggi pondasi = 30 in Volume pondasi = 1/3 x tinggi pondasi x ((a+b) + (axb) 1/ ) = 379.750 in 3 = 19,767 ft 3 Berat pondasi (W) = V x densitas beton = 19,767 ft 3 x 140 lb/ft = 30.766,784 lb Jadi berat total yang diterima tanah adalah W tot = Berat total yang diterima pondasi + berat pondasi = 81.334,4678lb + 30.766,784 lb = 11.101,50 lb Tegangan tanah karena beban (T) = P/F < 10 ton/ft

F-80 Keterangan : P = Beban yang diterima tanah (lb) F = Luas alas (ft ) Jadi tegangan karena beban (г) : Г = = W tot b 11.101,50 91,8403 = 1.0,611 lb/ft = 0,5449 ton/ft < 10 ton/ft 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

Gambar F.16. Kontrol Reaktor Gelembung (Agra, S.W, 1986) F-81