13-Reaktor Fixed Bed R-01

Prarancangan Pabrik Dimethyl Ether dari Methanol dengan Kapasitas 50.000 ton/tahun

Arian Reza Suwondo 04/177287/TK/29938 Riszki Maretha 04/181178/TK/30166

68

REAKTOR (R-01)

Tugas : Mereaksikan 10929,03 kg/jam methanol menjadi 6293,34 kg/jam

dimethyl ether dengan bantuan katalis silika alumina

Jenis : Reaktor Katalitik Fixed Bed

Menurut studi dari Heide Ambruster berjudul “Methanol (MeOH) /

Dimethyl ether (DME) as an Alternative Fuel for Diesel Engines” yang diperoleh

dari www.che.cemr.wvu.edu yang juga mengutip dari jurnal dengan judul

“Catalytic Dehydration of methanol to Dimethyl ether. Kinetic Investigation and

Reactor Simulation” oleh G. Bercic et al., yang dimuat dalam majalah Industrial

and Engineering Chemistry, vol. 32, 1993, dan juga didapat dari situs

http://www.patentstorm.us/patents/5750799/fulltext.html yaitu tentang US Patent

nomor 5750799 – “Dimethyl ether production and recovery from methanol”

diketahui bahwa kondisi operasi pembuatan dimethyl ether dari methanol adalah:

Fasa : Gas

Tekanan : di atas 14 atm

Suhu : di atas 250oC

Katalis : Silika-Alumina (SiO2.Al2O3.MgO)

Diameter katalis : 3 mm (Amorf-spherical)

Suhu deaktivasi : 400oC

Kondisi reaksi : Eksotermis

URAIAN PROSES

Dimethyl ether dapat diperoleh dengan reaksi dehidrasi methanol

melewati katalis alumina amorf yang di-coating dengan 10,2 % silika. Reaksi

yang terjadi adalah reaksi reversible dan reaktan masuk reaktor pada fase gas.

Reaksi dehidrasi methanol menjadi dimethyl ether merupakan reaksi eksotermis

dengan ∆Hr (25oC) = -11.770 kJ/kmol (jurnal” Production of Dimethyl Ether”)

sehingga suhu keluar reaktor lebih tinggi dari 250oC.



69

Reaktor dijalankan pada kondisi adiabatis karena panas reaksi yang

tidak terlalu besar, sehingga tidak memerlukan media pendingin. Reaksi dibatasi

oleh konversi kesetimbangan dan diinginkan konversi methanol menjadi dimethyl

ether sebesar 80%. Didasari oleh katalis dan kinetika reaksi maka reaktor harus

dioperasikan pada tekanan di atas 14 atm.

Tidak ada reaksi samping yang signifikan pada suhu di bawah 400oC,

sedangkan pada suhu di atas 400oC akan terjadi deaktivasi katalis sehingga reaktor

dirancang agar tidak terjadi suhu yang melebihi 400oC di bagian manapun dari

reaktor. Desain reaktor menggunakan single bed catalytic packed bed reactor

dengan katalis amorphous alumina yang di-coating dengan 10,2 % silika. Kondisi

eksotermis suhu keluar reaktor 346,79oC (cukup jauh dari angka batas 400oC yang

dapat mendeaktifasi katalis dan konversi sebesar 80% serta konsentrasi reaktan

yang rendah di bagian ujung reaktor mencegah kemungkinan terjadinya run away.

REAKSI KIMIA

Reaksi kimia yang terjadi pada dehidrasi methanol menjadi dimethyl

ether adalah sebagai berikut :

2 CH3OH ↔ CH3-O-CH3 + H2O . . . . . . . . . . . . . (1)

methanol dimethylether

Konversi pembentukan dimethyl ether mencapai 95% pada kesetimbangan.

Persamaan kecepatan reaksi didapat dari data jurnal, pada suhu reaksi di atas

250oC maka oleh Bondiera dan Naccache dinyatakan sebagai berikut:

methanolmethanol PRTEakr ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −=− exp0 . . . . . . . . . . . . . . . . . . (2)

dimana :

-r methanol = kecepatan reaksi pengurangan methanol

k0 = faktor tumbukan = 1,21x106 kmol/m3 reaktor.jam.kPa

Ea = energi aktivasi = 80,48 kJ/mol

Pmethanol = tekanan parsial methanol (kPa)

R = 8,3144 J/mol.K

T = suhu (K)



70

Sedangkan konstanta kecepatan reaksi (k1) adalah :

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −=

RTEakk exp01 . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (3)

sehingga nilai konstanta kecepatan reaksi (k1) adalah sebagai berikut:

kPajamreaktormkmol

TKmolj

molj

xk ...3144,8

80480exp.1021,1 3

61

⎟⎟⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜⎜⎜

⎝

⎛

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

−=

kPajamreaktormkmol

Txk ..

59,9679exp.1021,1 36

1 ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −= . . . . . . (4)

Maka persamaan kecepatan reaksi menjadi :

jamreaktormkmolP

Txr methanolmethanol .

59,9679exp.1021,1 36 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −=− . . . (5)

KESETIMBANGAN

Konstanta kesetimbangan reaksi diperoleh dari persamaan :

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−

=RT

GKp exp . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (6)

(Smith and Van Ness,1959)

dengan nilai -∆G diperoleh dari persamaan :

RS

RTH

RTG Δ

+⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ− . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (7)

(Smith and Van Ness,1959)



71

Persamaan (7) dan (8):

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ Δ+⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−

=RS

RTHKp exp

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ += BTAKp exp . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (8)

dimana : R

HA Δ−=

RSB Δ

=

dengan ∆S = perubahan entropi reaksi

Dari data jurnal diketahui nilai konstanta kesetimbangan (Kp) untuk masing-

masing suhu pada kisaran reaksi, yaitu:

Tabel 1. Nilai Kp pada Reaksi Dehidrasi Metanol menjadi Dimetil Eter

T (oC) T (K) Kp

200 473 34,1

300 573 12,4

400 673 6,21

Dengan menyelesaikan tiga data di atas sebagai hubungan linier antara 1/T (1/K)

terhadap ln(Kp) maka akan diperoleh konstanta-konstanta persamaan Kp sebagai

fungsi suhu.

Mencari Harga )(TfKp =

Linierisasi persamaan (9) :

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ += BTAKp exp

( ) BTAKp +=ln . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (9)

BxAy += . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (10)

dimana : ( )Kpy ln=

T

x 1=



72

Konstanta Kesetimbangan

y = 2712.8816x - 2.2093

0.0

0.5

1.0

1.5

2.0

2.5

3.0

3.5

4.0

0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 0.003

1/T (1/K)

ln K

p

Gambar 1. Hubungan antara ln (Kp) versus 1/T

Dari plot hubungan antara ln Kp versus 1/T dapat diperoleh nilai konstanta A dan

B sehingga diperoleh persamaan )(TfKp = sebagai berikut :

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −= 2093,28816,2712exp

TKp . . . . . . . . . . . . . . . . (11)

Kinetika Reaksi

Laju reaksi dehidrasi methanol menjadi dimethyl ether dan air :

OHCHOCHOHCH 2333 21

21

+−−

CBA21

21

+

Karena reaksi bolak-balik maka laju reaksi dikoreksi menjadi :

( ) ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−=− kataliskgjam

kmolPPkPkr CBAA .5,05,0

21 . . . . . . . . (12)

2

1

kk

Kp = . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (13)

Masukkan persamaan (14) ke dalam persamaan (13), maka diperoleh :

( ) ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−=− kataliskgjam

kmolPPKpk

Pkr CBAA .5,05,01

1 . . . . . . (14)

k1

k2 k1

k2



73

Stoikiometri

Untuk menentukan tekanan parsial gas di sepanjang reaktor maka perlu dihitung

terlebih dahulu stoikiometri reaksinya.

Reaksi : OHCHOCHOHCH 2333 21

21

+−−↔

Penyederhanaan : CBA21

21

+↔

Mula-mula : FA0 FB0 FC0

Reaksi : FA0.XA 0,5 FA0.XA 0,5 FA0.XA

Sisa : FA0(1-XA) FB0 + 0,5 FA0.XA FC0 + 0,5 FA0.XA

Mol total : CBAT FFFF ++= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (15)

( )[ ] [ ] [ ]AACAABAAT XFFXFFXFF 00000 5,05,01 ++++−=

000 CBAT FFFF ++= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (16)

Kemudian dikalkulasi fraksi mol gas di sepanjang reaktor :

T

ii F

Fy = . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (17)

Dengan yi = fraksi mol komponen i

Fi = mol flowrate komponen i (kmol/jam)

FT = mol flowrate total (kmol/jam)

Jadi, tekanan parsial komponen i di sepanjang reaktor adalah :

Tii PyP .= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (18)

Dengan Pi = tekanan parsial komponen i (kPa)

yi = fraksi mol komponen i

PT = tekanan total sistem (kPa)



74

NERACA MASSA

Perhitungan neraca massa dipakai untuk mencari konversi di sepanjang reaktor.

Adapun asumsi-asumsi yang diambil :

1. Aliran plug flow, dimana tidak terjadi gradien konsentrasi ke arah radial

2. Dispersi aksial diabaikan

3. steady state

Pemodelan neraca massa dilakukan pada pipa berisi tumpukan katalisator pada

elemen volum sebesar A.∆z.

Neraca Massa Komponen A (Metanol Fase Gas) pada Elemen Volum A.∆z :

(rate of input) – (rate of output + rate of reaction) = (rate of accumulation)

( )[ ] 0..'|| =Δ−+− Δ+ zArFF BAZZAZA ρ

[ ] ( )'..||0 AB

ZAZZA

zrA

zFFLim −−=

Δ−Δ+

→Δρ

( )'.. ABA rA

dzdF

−−= ρ , karena ( ) ( )AAB rr −=− '.ρ , maka :

( )AA rAdz

dXaF −−=− 0

( )0A

AA

FAr

dzdX −

= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (19)

atau

( )0

2

4 A

AA

FDr

dzdX π−

= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (20)

Dengan : Fa0 = Kecepatan aliran masuk komponen A (kmol/jam)

A = Luas penampang reaktor alir pipa (m2)

ρB = densitas bulk katalis dalam reaktor (kg/m3)

FA FA - ∆FA

XA + ∆XA XA

∆z

D



75

Penentuan Porositas dan Densitas Bulk Partikel Katalis

Fraksi ruang kosong dalam bed diberikan oleh persamaan berikut :

⎥⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢⎢

⎣

⎡

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛ −

++= 2

2

21073,038,0

dpD

dpD

ε . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (21)

(Froment and Bischoff, 1990)

Dengan : ε = Void fraction / porositas katalis dalam bed

D = Diameter bed (m)

dp = Diameter katalis (m)

Densitas bulk partikel katalis ditentukan dari neraca massa bed :

Massa bed = massa fluida + massa padatan

PPffbedB VVV ... ρρρ += . . . . . . . . . . . . . . . . . . (22)

Karena fluida dalam kasus ini adalah gas ( PPff VV .. ρρ <<< ), maka :

PPbedB VV .. ρρ =

( )( )zAzA PB .1).( ερρ −=

( )ερρ −= 1PB . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (23)

Dengan : ρB = densitas bulk katalis dalam reaktor (kg/m3)

ρP = densitas partikel katalis (2014 kg/m3)

ε = Void fraction / porositas katalis dalam bed

Partikel Katalis Bed

Ruang Kosong



76

NERACA PANAS

Perhitungan neraca massa dipakai untuk mencari temperatur di sepanjang reaktor.

Adapun asumsi-asumsi yang diambil :

1. Aliran plug flow, dimana tidak terjadi gradien konsentrasi ke arah radial

2. Dispersi aksial diabaikan

3. steady state

4. Panas hilang cukup kecil sehingga dapat diabaikan (diisolasi)

5. Kapasitas panas (Cp) dan viskositas gas (µ) hanya fungsi suhu (T)

Pemodelan neraca panas pada tumpukan katalisator pada elemen volum A.∆z

Neraca Panas Fase Gas pada Elemen Volum A.∆z :

(rate of input) – (rate of output) + (heat of reaction) = (rate of accumulation)

( ) ( ) ( ) ( ) 0..'|.|. =Δ−Δ−+−−− ∑∑ Δ+ RBAZZRZR HzArTTCpiFiTTCpiFi ρ

[ ] ( ) ( )RBAZZZ

zHAr

zCpiTFiCpiTFi

Lim Δ−−=Δ

−∑∑ Δ+

→Δ..'

|.|.0

ρ

( ) ( )RBA HArdzdTCpiFi Δ−−=∑ ..'. ρ

( ) ( )ArCpiFi

HdzdT

AR −

Δ−=∑ .

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (24)

Atau :

( )dz

dXF

CpiFiH

dzdT A

AR

0.∑Δ−

= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (25)

Dengan : T = Suhu gas (K)

Fi = Kecepatan aliran massa komponen i (kmol/jam)

Cpi = Kapasitas panas komponen i ( )Kkmolkcal

.

T T + ∆T XA + ∆XA XA

∆z

D



77

PANAS REAKSI

Reaksi pembentukan Dimethyl Ether dari Metanol :

OHCHOCHOHCH 2333 21

21

+−−↔

Metanol Dimethyl ether Air

∫ Δ+Δ=ΔT

TRRR dTCpHH .0 . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (26)

Tabel 2. Entalpi Pembentukan Gas – Komponen Organik (Yaws, 1999)

No Rumus Molekul Komponen Hf pada 298 K, kjoule/mol

1 CH4O Methanol -210,17

2 C2H6O Methyl Ether -184,05

3 H2O Water -241,80

Panas reaksi dehidrasi metanol pada suhu referensi 298 K (fase gas) adalah :

( ) ( )∑∑ Δ−Δ=ΔREAKTANfPRODUKfREAKSI HnHnH .. . . . . . . . . . . . . . . . . (27)

( ) ( ) ( )17,21080,2412105,184

21

)298(0 −−⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −+−=Δ KRH

molkjouleH KR 755,11)298(0 −=Δ

Atau

kmolkjH KR 755.11)298(0 −=Δ . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (28)

Kapasitas Panas Campuran Gas

Kapasitas panas campuran gas dipengaruhi oleh komponen gas dan suhu :

∫∫∫∫∫ Δ+Δ+Δ+Δ=ΔTTTTT

dTTddTTcdTTbdTadTCp298

3

298

2

298298298

........ . . . . . . . . (29)

Adapun harga Cp tiap komponen diperoleh dari literatur dengan persamaan:

( )KkmolkJDTCTBTACp .

32 +++= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (30)



78

Tabel 3. Kapasitas Panas Gas – Komponen Organik (Reid, 1987)

Komponen A B C D

Metanol 21,15 7,0920 E-02 2,5870 E-05 -2,8520 E-08 Dimetil Eter 17,02 1,7910 E-01 -5,2340 E-05 -1,9180 E-09 Air 32,24 1,9240 E-03 1,0550 E-05 -3,5960 E-09

Dari harga masing-masing Cp dan reaksi pembentukan dimetil eter di atas dapat

diperoleh konstanta sebagai berikut :

( ) ( )[ ] [ ] 3,4821,15011,702E21013,224E2

1 =−+++=Δa

Dan seterusnya : 02-1,9592E=Δb

05--4,6765E=Δc

08-2,5763E=Δd

Kemudian diperoleh persamaan ( )TfH R =Δ :

( )( ) ( )22 2982

029592,129848,3755.11 −−

+−+−=Δ TETH R

( ) ( )4433 2984

085763,22983

056765,4−

−+−

−−+ TETE . . . . . . . (31)

VISKOSITAS GAS (µi)

Harga viskositas gas diperoleh dari literatur dengan persamaan :

µi = A + BT + CT2 (µ poise = 10-6 g/cm.s) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (32)

Tabel 4. Viskositas Gas – Komponen Organik (Yaws, 1999)

Komponen A B C

Metanol -14,236 3,8935 E-01 -6,2762 E-05

Dimetil Eter -4,276 3,0262 E-01 6,3528 E-05

Air -36,826 4,2900 E-01 -1,6200 E-05

Sedangkan untuk viskositas campuran gas :

∑∑= 5.0

5.0

.

..

ii

iiiM BMy

BMy μμ (Perry, 1984). . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (33)


µi = viskositas gas i (dikonversi menjadi kg/m.jam → x 3,6E-04)

BMi = Berat Molekul komponen i (kg/kmol)



79

Penentuan Diameter Reaktor

Diameter reaktor ditentukan dari densitas dan flowrate massa gas masuk reaktor.

Campuran gas masuk reaktor diasumsikan sebagai gas ideal sehingga :

nRTPV = . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (34)

RTBM

mPVG

=

TRVmBMP G .. =

TRBMP GG ... ρ=

TR

BMP GG .

.=ρ . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (35)

Dengan : ρG = Densitas campuran gas (kg/m3)

P = Tekanan total gas (atm)

BMG = Berat molekul campuran gas (kg/kmol)

R = 0,08206 ( )Kkmolmatm

.. 3

T = Suhu gas (K)

Berat molekul campuran gas ditentukan dari fraksi mol dan berat molekul masing-

masing komponen, yaitu :

∑= iiG BMyBM . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (36)


BMi = Berat Molekul komponen i (kg/kmol)

Kecepatan massa superfisial campuran gas (G) ditentukan dari nilai

kecepatan gas pada luas penampang reaktor kosong (tanpa bed) dengan kisaran

nilai antara 0.005 – 1 m/s (Ulrich, 1984)

GGUG ρ.= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (37)

Dengan : G = Kecepatan massa superfisial campuran gas (kg/jam.m2)

UG = Kecepatan gas (m/jam)

ρG = Densitas campuran gas (kg/m3)



80

Kemudian luas penampang reaktor dapat diperoleh dari persamaan :

G

FMA T= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (38)

Dengan : A = Luas penampang reaktor (m2)

FMT = Flowrate massa gas total (kg/jam)

Maka diameter reaktor dapat ditentukan :

2

14

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=πAID . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (39)

Dengan : ID = Diameter dalam reaktor (m)

A = Luas penampang reaktor (m2)

π = 3,14

Pemilihan nilai UG akan mempengaruhi panjang bed (z,m) dan

diameter reaktor (ID, m) sehingga sangat menentukan berat katalis yang akan

dipakai dalam reaktor. Nilai UG yang dipakai adalah UG yang memberikan berat

katalis minimum pada konversi yang diinginkan (dalam kasus ini konversi 80 %)

namun masih dalam batasan umum fixed bed reactor (Ulrich, 1984).

Tabel 5. Batasan Umum Fixed Bed untuk Fase Gas

Komponen Batasan

Diameter bed, D (m) 0,3 – 4

Tinggi bed, L (m) 0,3 – 30

Porositas, ε 0,35 – 0,70

Ukuran partikel katalis, dp (m) < 0,1 D

Kecepatan superfisial fluida (menara kosong), UG (m/s) 0,005 – 1

Pressure drop (kPa/m) 0,001 – 1

Suhu maksimum bahan Carbon Steel (oC) 450

L/D (syarat aliran Plug flow) ≥ 4

(Ulrich, 1984)



81

PRESSURE DROP

Pressure drop aliran fluida melalui tumpukan katalis menggunakan persamaan

Ergun :

( )

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛+

−⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−= Gdpdpg

GdzdP M

CG

75,111501

.. 3

μεεε

ρ. . . . . . . . . . . . . (40)

(Fogler, 1999)

Dengan : P = tekanan (lbf / ft2)

ε = porositas

gc = 4,17 x 108 lbm.ft / jam2.lbf (penyehat satuan)

dp = diameter partikel katalis (ft)

µ = viskositas campuran gas (lbm / ft.jam)

z = panjang reaktor pipa (ft)

G = kecepatan massa superfisial gas (lbm / ft2.jam)

Tetapi karena dalam perhitungan sebelumnya dipakai satuan SI, maka persamaan

Ergun tersebut perlu dirubah dahulu (modifikasi) ke dalam satuan SI sehingga

perlu dikalikan faktor koreksi (gcc).

( )

CCM

CG

gGdpdpg

GdzdP

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛+

−⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−= 75,111501

.. 3

μεεε

ρ . . . . . . . . (41)

Dengan : P = tekanan (kPa)

ε = porositas

dp = diameter partikel katalis (m)

µ = viskositas campuran gas (kg / m.jam)

z = panjang reaktor pipa (m)

G = kecepatan massa superfisial gas (kg / m2.jam)

gc = 127101600 kgfjammkgm

..

2 (penyehat satuan)

gCC = 9,807 x 10-3 2m

kgfkPa (faktor koreksi)



82

PROGRAM REAKTOR FIXED SINGLE TUBULAR BED (MATLAB)

function fixedbedreactorcpreidmodergunDW clc clear all global Fao Fbo Fco ya yb yc dp A Fa Fb Fc Ft BMa BMb BMc rhog G por rhob % Input Data Umpan (kg/jam) % a = Metanol; b = Dimetil Eter (DME); c = Air FMao=10929.0300; FMbo=7.9946; FMco=5.2314; FMt=FMao+FMbo+FMco; % Trial Ug, Fluid Superficial Velocity (m/s) % (batasan Ulrich = 0.005 - 1 m/s) Ugt=0.21; % Konversi Ugt menjadi m/jam: Ug=Ugt*3600; % BM komponen (kg/kmol) BMa=32.043; BMb=46.07; BMc=18.02; % Mol Flowrate (kmol/jam) Fao=FMao/BMa; Fbo=FMbo/BMb; Fco=FMco/BMc; Fto=Fao+Fbo+Fco; % Data input: xa0=0; % Konversi inlet T0=523.15; % Temperature Inlet (K) P0=14.8*101.325; % Tekanan inlet (kPa) BMg=BMa*(Fao/Fto)+BMb*(Fbo/Fto)+BMc*(Fco/Fto);% BM campuran gas dp=0.003; % Diameter katalis (m) R=0.08206; % Gasconstant(atm.m3/kmolK) rhog=((P0/101.325)*BMg)/(R*T0); % densitas camp gas(kg/m3) G=Ug*rhog; % kg/jam/m2 A=FMt./G; % LuasPenampang Reaktor(m2) D=(4*A/3.14)^0.5; % Diameter Reaktor (m) rhok=2014; % densitas katalis (kg/m3) por=0.38+0.073*(1+((D/dp-2)^2/(D/dp)^2)); % porositas rhob=rhok*(1-por); % rho bulk katalis (kg/m3) [Z,Y] = ode45(@reactor,[0 10],[xa0 T0 P0]); %profil profil=[Z Y(:,1) Y(:,2) Y(:,3)]'; figure(1) plot(Z,Y(:,1),'b-') title('Profil Konversi Metanol terhadap Panjang Bed') xlabel('Panjang bed, meter') ylabel('Konversi Metanol') figure(2) plot(Z,Y(:,2),'r-') title('Profil Suhu Bed terhadap Panjang Bed') xlabel('panjang bed, meter') ylabel('Suhu bed, K') figure(3) plot(Z,Y(:,3),'g-') title('Profil Tekanan terhadap Panjang Bed') xlabel('panjang bed, meter') ylabel('Tekanan, kPa')



83

%output disp('Fixed Bed Reactor: Single Bed Catalyst') disp('Detail:') fprintf('Laju massa umpan total = %6.4f kg/jam\n',FMt) fprintf('Fluid Superficial Velocity = %6.4f m/s\n',Ugt) fprintf('Diameter Reaktor = %6.4f m\n',D) fprintf('Porositas = %6.4f \n',por) fprintf('BM Gas = %6.4f kg/kmol\n',BMg) fprintf('Rho Gas = %6.4f kg/m3\n',rhog) fprintf('Rho Bulk = %6.4f kg/m3\n\n',rhob) disp('Profil') disp('Panjang bed, m Konversi Suhu, K Tekanan, kPa') disp('-------------- -------- -------- ------------') fprintf(' %7.4f %6.4f %6.4f %6.4f\n',profil) function dy=reactor(z,y) global Fao Fbo Fco ya yb yc dp A Fa Fb Fc Ft BMa BMb BMc rhog G por rhob dy=zeros(3,1); % Stoikiometri Fa=Fao*(1-(y(1))); Fb=Fbo+0.5*Fao*(y(1)); Fc=Fco+0.5*Fao*(y(1)); Ft=Fa+Fb+Fc; % Fraksi Mol ya=Fa/Ft; yb=Fb/Ft; yc=Fc/Ft; % Tekanan Parsial Pa=ya*(y(3)); Pb=yb*(y(3)); Pc=yc*(y(3)); % kinetika reaksi k1=1.21e6*exp(-9679.59/(y(2))); % kmol/m3.jam.kPa Kp=exp(2712.8816/(y(2))-2.2093); % Kesetimbangan rp=(k1*Pa)-(k1/Kp)*(Pb^0.5)*(Pc^0.5); % kmol/m3.jam % Kapasitas Panas (kJ/kmol.K) Cpa=21.15+7.092e-2*(y(2))+2.587e-5*(y(2))^2-2.852e-8*(y(2))^3; Cpb=17.02+1.791e-1*(y(2))-5.234e-5*(y(2))^2-1.918e-9*(y(2))^3; Cpc=32.24+1.924e-3*(y(2))+1.055e-5*(y(2))^2-3.596e-9*(y(2))^3; % Perhitungan Neraca Panas CpdT=3.48*((y(2))-298)+0.019592/2*((y(2))^2-298^2)-4.975e-6/3*((y(2))^3-298^3)+2.5763e-8/4*((y(2))^4-298^4); DHRo=-11755; % kJ/kmol minDHR=-(DHRo+CpdT); % kJ/kmol FiCpi=Fa*Cpa+Fb*Cpb+Fc*Cpc; % kJ/jam.K % Profil konversi dy(1)=rp*A/Fao; % Profil suhu bed dy(2)=rp*A*minDHR/FiCpi; % Viskositas (Yaws, micropoise = 1e-6 g/cm.s) myuA=-14.236+3.8935e-1*(y(2))-6.2762e-5*(y(2))^2; myuB=-4.2760+3.0262e-1*(y(2))+6.3528e-5*(y(2))^2; myuC=-36.826+4.2900e-1*(y(2))-1.6200e-5*(y(2))^2; myuG=((ya*myuA*BMa^0.5)+(yb*myuB*BMb^0.5)+(yc*myuC*BMc^0.5))/((ya*BMa^0.5)+(yb*BMb^0.5)+(yc*BMc^0.5)); myuG1=myuG*3.6e-4; % mikropoise dikonversi jadi (kg/m.jam) % Profil tekanan (kPa/m) gc=127101600; % kg.m/jam2.kgf gcc=9.807e-3; % hasil akhir ergun (kgf/m2/m)dikonversi jadi (kPa/m) dy(3)=-(G/(rhog*dp*gc))*((1-por)/(por^3))*(150*(1-por)*myuG1/dp+1.75*G)*gcc;



84

Hasil Run Matlab pada berbagai nilai UG dicek dan dibuat tabel perbandingannya.

Tabel 6. Hasil Simulasi pada Berbagai Nilai UG pada konversi XA = 80 %

Trial UG

(m/s)

ID reaktor

(m)

z reaktor

(m)

Suhu keluar

reaktor (oC) L/D

∆P

(kPa/m)

Berat

katalis (kg)

0,005 8,3733 0,1234 346,7892 0,0147 0,0032 6484,07

0,1 1,8723 2,4676 346,7940 1,3180 0,2591 6488,87

0,2 1,3239 4,9423 346,7936 3,7331 0,9409 6500,55

0,21 1,2920 5,1906 346,7916 4,0175 1,0324 6502,36 0,22 1,2623 5,4380 346,7902 4,3080 1,1281 6502,93

0,23 1,2346 5,6875 346,7903 4,6068 1,2281 6506,24

Trial Ug

6480

6485

6490

6495

6500

6505

6510

0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0.14 0.16 0.18 0.20 0.22 0.24

Ug (m/s)

bera

t kat

alis

(k

Trial UgPoly. (Trial Ug)

Gambar 2. Optimasi nilai UG (m/s) terhadap berat katalis (kg)



85

Dari hasil trial UG pada Tabel 6, maka diambil nilai UG = 0,21 m/s karena

memberikan berat katalis minimum namun masih memenuhi batasan fixed bed.

Fixed Bed Reactor: Single Bed Catalyst

Detail:

Laju massa umpan total = 10942.2560 kg/jam

Fluid Superficial Velocity = 0.2100 m/s

Diameter Reaktor = 1.2920 m

Porositas = 0.5253

BM Gas = 32.0382 kg/kmol

Rho Gas = 11.0452 kg/m3

Rho Bulk = 955.9983 kg/m3

Profil

Panjang bed, m Konversi Suhu, K Tekanan, kPa

-------------- -------- -------- ------------

0.0000 0.0000 523.1500 1499.6100

0.0008 0.0001 523.1573 1499.6092

0.0016 0.0001 523.1646 1499.6084

0.0023 0.0002 523.1719 1499.6076

0.0031 0.0002 523.1792 1499.6068

0.0070 0.0005 523.2158 1499.6028

0.0110 0.0007 523.2525 1499.5988

0.0149 0.0010 523.2891 1499.5948

0.0188 0.0012 523.3258 1499.5908

0.0384 0.0025 523.5097 1499.5707

0.0580 0.0037 523.6945 1499.5507

0.0775 0.0050 523.8801 1499.5306

0.0971 0.0063 524.0666 1499.5105

0.1950 0.0128 525.0119 1499.4103

0.2929 0.0195 525.9794 1499.3100

0.3908 0.0264 526.9700 1499.2097

0.4887 0.0335 527.9846 1499.1093

0.7387 0.0525 530.6914 1498.8530

0.9887 0.0730 533.5783 1498.5966

1.2387 0.0952 536.6649 1498.3400

1.4887 0.1192 539.9731 1498.0833

1.7387 0.1453 543.5274 1497.8264



86

1.9887 0.1738 547.3550 1497.5693

2.2387 0.2050 551.4850 1497.3120

2.4887 0.2392 555.9476 1497.0545

2.7387 0.2769 560.7722 1496.7967

2.9887 0.3183 565.9871 1496.5387

3.2387 0.3639 571.6067 1496.2804

3.4887 0.4138 577.6258 1496.0218

3.7387 0.4681 584.0118 1495.7628

3.9887 0.5261 590.6758 1495.5035

4.2387 0.5868 597.4619 1495.2437

4.4887 0.6482 604.1459 1494.9836

4.7387 0.7075 610.4442 1494.7231

4.9887 0.7618 616.0681 1494.4622

5.2387 0.8087 620.8161 1494.2009

5.4887 0.8466 624.5941 1493.9394

5.6860 0.8702 626.9145 1493.7328

5.8833 0.8888 628.7198 1493.5261

6.0807 0.9028 630.0791 1493.3194

6.2780 0.9133 631.0841 1493.1125

6.4753 0.9211 631.8335 1492.9056

6.6726 0.9268 632.3770 1492.6987

6.8700 0.9308 632.7570 1492.4918

7.0673 0.9336 633.0254 1492.2848

7.2946 0.9360 633.2535 1492.0464

7.5219 0.9376 633.4062 1491.8080

7.7491 0.9386 633.4988 1491.5696

7.9764 0.9392 633.5590 1491.3312

8.2264 0.9397 633.6116 1491.0689

8.4764 0.9401 633.6450 1490.8067

8.7264 0.9403 633.6624 1490.5444

8.9764 0.9404 633.6730 1490.2821

9.2323 0.9405 633.6830 1490.0137

9.4882 0.9406 633.6893 1489.7452

9.7441 0.9406 633.6925 1489.4768

10.0000 0.9406 633.6943 1489.2083



87

Gambar 3. Profil Konversi Sepanjang Reaktor

Gambar 4. Profil Suhu Sepanjang Reaktor



88

Gambar 5. Profil Tekanan (kPa) Sepanjang Reaktor

Gambar 6. Profil Tekanan (atm) Sepanjang Reaktor



89

MECHANICAL DESIGN REAKTOR

Mechanical design bertujuan untuk menentukan dimensi dan konstruksi

dari reaktor yang kita rancang agar dapat beroperasi pada kondisi operasi dengan

aman. Adapun beberapa parameter penting dalam perhitungan mechanical design

yaitu bahan kontruksi, jenis vessel, dan head yang digunakan.

Data yang diperlukan adalah suhu dan tekanan operasi, dimensi kasar

reaktor, bahan konstruksi yang akan dipakai serta ukuran standar pasar.

Kondisi operasi reaktor adalah pada range suhu 523 – 620 K dan tekanan

14,8 atm. Perancangan mekanis reaktor harus memperhatikan unsur keamanan

proses. Oleh karena itu, dipilih bahan konstruksi yang masih aman pada suhu

operasi maksimum, sedangkan tekanan diambil overdesign sebesar 120 % Poperasi.

Jenis vessel yang akan dipakai adalah formed head vessel, dan jenis head

yang dipilih adalah elliptical dished head. Dipilih jenis vessel ini karena yang

paling ekonomis untuk tekanan di atas 200 psig (Brownell & Young, 1959).

Bahan konstruksi dipilih carbon steel. Carbon steel adalah bahan

konstruksi yang biasa digunakan karena harganya yang murah dan banyak

tersedia, sehingga baja ini paling banyak dipakai. Pertimbangan lain dalam

pemakaian bahan ini adalah karena bahan yang dialirkan dalam vessel tidak

korosif. Secara spesifik jenis baja Carbon steel yang digunakan adalah Carbon

steel type SA-285 grade C. Walaupun sebenarnya lebih ekonomis jenis SA-283,

namun karena suhu dan tekanan operasi yang digunakan cukup tinggi, sehingga

memerlukan tebal plate yang cukup besar, maka tidak bisa digunakan plate jenis

SA-283 (tebal maksimum 5/8 in). Oleh karena itu dipilihlah bahan konstruksi

Carbon Steel jenis SA-285 grade C karena tipe ini memiliki keistimewaan yaitu

jangkauan penggunaan yang cukup moderat (Brownell & Young, 1959).



90

Perhitungan mechanical design fixed bed reactor meliputi:

1. Pemilihan bahan shell

2. Tebal dan tinggi shell

3. Jenis, tinggi, dan tebal head

4. Design grid support (penyangga katalisator)

5. Bahan dan tebal isolasi

6. Diameter man hole

7. Diameter lubang pemasukan umpan

8. Diameter lubang pengeluaran hasil

9. Cek ketahanan terhadap stress yang dialami reaktor

Data dimensi reaktor hasil pemrograman komputer dengan matlab digunakan

untuk menentukan mechanical design:

Tabel 7. Komparasi Jenis Plate

No. Kondisi Operasi Hasil Simulasi Matlab +

overdesign 50oF

Carbon steel SA-

283 grade C

Carbon steel SA-

285 grade C

1 Temperatur, oF 706,2249 maks 650 maks 900

2 Ketebalan plate, in 0,7738 maks 0,625 -

Tinggi bed reaktor

Panjang tumpukan katalis = 5,1906 meter

Tebal dinding reaktor

Nilai tebal shell dicari dengan persamaan :

CPEf

riPts +−

=.6,0.

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (42)

dengan : P = tekanan perancangan, (lb/in2)

ri = jari-jari dalam shell, (in)

f = tegangan maksimum yang diijinkan, (lb/in2)

E = efisiensi sambungan

C = faktor korosi , (in)



91

Bahan : Carbon steel SA-285 grade C

Ukuran :

1. Diameter dalam shell (IDs) = 1,2920 m

= 50,8661 in

2. Jari-jari dalam shell (ri) = 0,6460 m

= 25,4331 in

3. P operasi = 14,8 atm absolute

P operasi = (14,8-1) atm gage → overdesign 20 % = ( ) gageatm18,142,1 −

= 16,56 atm gage

= 243,432 psig

4. Nilai maximum allowable stress (f) bahan bahan :

f carbon steel SA-285 grade C untuk T ≤ 750 oF = 12050 psi

(Tabel 13.1 Brownell & Young, 1959)

5. Jenis sambungan yang digunakan adalah double welded butt-joint

Maka nilai maksimum efisiensi sambungan → E = 0,8

(Tabel 13.2 Brownell & Young, 1959)

6. faktor korosi untuk bahan non korosif → C = 0,125 in

Maka dengan menggunakan persamaan (42) diperoleh nilai tebal shell :

ts = 0,7771 in

dipilih tebal plate standar = 0,875 in

= 87 in

Diameter luar shell (ODs) = IDs + 2 ts = 52,6161 in

= 1,3365 m



92

Head dan Bottom

Bentuk : Elliptical dished head

( Head tipe ini digunakan untuk pressure vessel >200 psig)

Brownell and Young, hal 92


Keterangan :

IDs = diameter dalam head

th = tebal head

sf = straight flange

Persamaan untuk mencari tebal head dan bottom

CPEf

IDPth s +

−=

.2,0..2.

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (43)

Data maximum allowable stress (f), maksimum efisiensi (E), dan faktor korosi (C)

untuk head sama dengan data untuk shell, maka diperoleh :

th = 0,7689 in

dipilih tebal plate standar = 0,875 in

= 87 in

IDs = 50,8661 in

sf (Tabel 5.11 Brownell & Young, 1959) = 3 in (nilai 2 ~ 4”,diambil 3”)

b = IDs / 4 = 12,7165 in

Tinggi head = th + b + sf = 16,5915 in

= 0,4214 m

sf IDs

th

IDs/ 4



93

Tebal Grid Support

Grid support berfungsi untuk menyangga tumpukan katalis dan mencegah

kelebihan pressure drop. Desain yang biasa digunakan adalah piringan berlubang

(perforated plate) dan piringan bergelombang (slotted plate). Support dirancang

untuk tahan terhadap korosi sehingga sering dipilih carbon steel, cast iron, atau

cast ceramic.

(Rase, 1977)

Dipilih desain grid support berupa perforated plate dari bahan carbon steel SA-

285 grade C dengan asumsi :

SHELLAAp21

= . . . . . . . . . . . . . (44)

22 6552,042

1 mIDsAp =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=π

Inert Katalisator

Di atas penyangga ditempatkan bola-bola inert (keramik/ alumina) dengan tebal

3” sampai 6”. Inert katalisator berfungsi untuk membantu distribusi aliran fluida

dan untuk mencegah kontaminasi bed dari bahan-bahan yang tak diinginkan.

Dipilih inert dari bahan keramik dengan penyusunan sistem cubic.

Densitas keramik = 2000 – 3000 kg/m3 (diambil 2500 kg/m3).

Menurut Rase (1977), penyusunan bola inert di atas bed dimulai dengan :

1. 6” layer bola inert berukuran 1”

2. 6” layer bola inert berukuran 1/2”

Dan untuk susunan bola inert di bawah bed (dan di atas grid support) berurutan

sebagai berikut :




Kemudian dicari porositas masing-masing layer untuk selanjutnya dikalkulasi

berat inert pada masing-masing layer tersebut.



94

Tabel 8. Perhitungan Massa Inert pada Tiap Layer

Layer 1 Layer 2 Layer 3 Layer 4 Layer 5

Ukuran inert 1” ½” ¼” ½” ¾”

Tebal layer 6” 6” 3” 4” 5”

partikeldbedd 50,8661 101,7323 203,4646 101,7323 67,8215

Ε (persamaan 21) 0,5204 0,5232 0,5246 0,5232 0,5218

Volum layer, m3 0,1997 0,1997 0,0999 0,1331 0,1664

ρbulk inert, kg/m3 1199,07 1192,11 1188,57 1192,11 1195,60

Massa inert, kg 239,46 238,06 118,68 158,71 198,97

Massa inert total = 953,88 kg

Massa katalis = 6502,36 kg

Berat total yang harus disangga grid support = massa inert total + massa katalis

= 7456,24 kg

Beban berat, ⎟⎠⎞⎜

⎝⎛=

CggmF . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (45)

⎟⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜⎜

⎝

⎛=

2

2

..1

807,924,7456

sNmkg

sm

kgF

NF 36,73123=

Tekanan yang dialami grid support → PA

FP = . . . . . . . . . . . . . . . (46)

26552,036,73123

mNP =

PaP 01,111607=

psiP 19,16=

Tekanan design → overdesign 20 % = ( )GRIDP2,1

= 19,42 psi



95

Tebal perforated plate (grid support) dicari dengan persamaan :

2

1

163

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

fP

IDstp G . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (47)

Dengan : tp = tebal grid support, in

IDs = diameter dalam shell, in

PG = tekanan design yang pada grid support, psi

f = tegangan maksimum yang diijinkan pada bahan grid, psi

Diperoleh tp = 0,8843 in → dipakai tebal standar = 1 in

Tinggi Reaktor

Tinggi head = 16,5915 in

Tinggi ruang kosong atas = 5 in

Lapisan inert 1 = 6 in


Tinggi tumpukan katalis = 204,3552 in




Tebal grid support = 1 in

Tinggi ruang kosong bawah = 5 in

Tinggi head (bottom) = 16,5915 in

Jadi, ketinggian reaktor (total) = 272,5383 in

L = 6,9225 meter

Volume Reaktor

( )HEADDISHEDELLIPTICALSHELLREAKTOR VVV 2+= . . . . . . . . . . . . (48)

( )( ) 332 000076,024

ftinIDsLIDsV SHELLREAKTOR +⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=π . . . . . . (49)

(Persamaan 5.14 Brownell & Young, 1959)

( ) ( )( )32 50,8661000076,023552,23950,86614

inininVREAKTOR +⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=π

33413,301 ftVREAKTOR =

LVREAKTOR 0366,8533=



96

Perancangan Isolasi Reaktor

Isolasi perlu ditambahkan pada dinding reaktor untuk keamanan

(safety) para operator yang berada dekat dengan reaktor mengingat reaksi

eksotermis yang terjadi bisa menimbulkan panas hingga temperatur 350oC. Selain

itu isolasi juga berfungsi untuk menjaga kondisi operasi (suhu) peralatan agar

tidak terpengaruh fluktuasi suhu lingkungan, serta melindungi material alat dari

kemungkinan korosi.

Adapun asumsi yang digunakan adalah :

1. Suhu di dalam reaktor = suhu permukaan dinding dalam shell.

2. Perpindahan panas steady state, sehingga q1 = q2 = q3 = q4

Keterangan :

r1 = jari-jari dalam shell (0,6460 m)

r2 = jari-jari luar shell (0,6682 m)

r3 = jari-jari luar isolator

q1 = konveksi dari gas ke shell

q2 = konduksi melalui shell / dinding reaktor

q3 = konduksi melalui isolator

q4 = konveksi dari permukaan luar isolator ke udara

T1 = suhu dinding dalam reaktor (346,79oC = 619,94 K)

T2 = suhu dinding luar reaktor

T3 = suhu dinding luar isolator (50oC = 323 K)

Tu = suhu udara luar (30oC = 303 K)

r1

r3

T1 T2 T3 Tu

k1 k2

r2

q1 q2 q3 q4

HEAT FLOW



97

Bahan dinding kolom adalah baja (carbon steel) dengan spesifikasi :

ks = 45 W/m.K Daftar A-2 Holman (1986)

ρs = 7833 kg/m3 Daftar A-2 Holman (1986)

εs = 0,61 Daftar A-10 Holman (1986)

Bahan isolasi yang dipilih adalah asbestos dengan spesifikasi :

kis = 0,161 W/m.K Daftar A-3 Holman (1986)

ρis = 570 kg/m3 Daftar A-3 Holman (1986)

εis = 0,96 Daftar A-10 Holman (1986)

Bila suhu udara luar diasumsikan 30oC dan diinginkan suhu permukaan luar

isolasi (T3) = 50oC, maka diperoleh T bulk (Tf) :

2

3 uf

TTT

+= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (50)

2

303323 KKTf+

=

KTf 313=

Sifat-sifat udara pada temperatur 313 K (40oC) diperoleh dengan cara interpolasi

data dari Daftar A-5 Holman (1986) :

Ρud = 1,1308 kg/m3

Cp = 1,0066 kJ/kg.K

µ = 1,9057 E-05 kg/m.s

v = 1,7008 E-05 m2/s

kud = 0,0272 W/m.K

Pr = 0,705

Data tambahan :

1031949,3/1 −−== KETfβ

g = 9,807 m/s2

Tinggi reaktor, L = 6,9225 m

Konstanta Stefan Boltzman, σ = 5,669 E-08 W/m2.K4

R1 = 0,6460 m

R2 = 0,6682 m



98

Menghitung Bilangan Grasshof :

( )

2

33.v

LTTgGr u−

=β

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . (51)

Gr = 7,1860 E+11

Menghitung Bilangan Nusselt :

( ) 31

Pr..1,0 GrNu = . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (52)

Nu = 797,2382

Menghitung koefisien perpindahan panas konveksi (hc) :

ud

c

kLh

Nu.

= . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (53)

LkNu

h udc

.=

hc = 3,1355 W/m2.K

Menghitung koefisien perpindahan panas radiasi (hr) :

( )

( )u

uisr TT

TTh

−−

=3

443..σε

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . (54)

hr = 6,6821 W/m2.K

Menentukan suhu T2 dari neraca panas di tiap lapisan :

( )

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

−=

1

2

212

ln

2

RR

kTTLq sπ

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . (55)

( )

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

−=

2

3

323

ln

2

RR

kTTLq isπ

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . (56)

( ) ( )urc TTLRhhq −+= 334 ..2π . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (57)

Karena steady state maka q2 = q3 = q4



99

Untuk q2 = q4 , maka : ( ) ( ) ( )urc

s TTLRhh

RR

kTTL−+=

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

−33

1

2

21 ..2ln

2π

π

( )

( )( ) ⎟⎠⎞⎜

⎝⎛−+

−=

1

23

213

ln RRTThh

kTTR

urc

s . . . . . . . . . . . . . . . . . (58)

Untuk q3 = q4 , maka : ( ) ( ) ( )urc

is TTLRhh

RR

kTTL−+=

⎟⎠⎞⎜

⎝⎛

−33

2

3

32 ..2ln

2π

π

( )

( )( ) ⎟⎠⎞⎜

⎝⎛−+

−=

2

33

323

ln'

RRTThh

kTTR

urc

is . . . . . . . . . . . . . . . . . (59)

Kemudian trial nilai T2 sampai nilai R3 = R3’

Hasil trial diperoleh : T2 = 619,81159 K = 346,66 oC

R3 = 0,8809 m = 88,09 cm

Jadi, tebal isolasi yang digunakan = R3 – R2 = 21,27 cm

Menghitung panas hilang ke lingkungan (Qlosses) :

( ) ( ) sJTTLRhhqQ urclosses 1771,7519..2 334 =−+== π

Man Hole

Man hole digunakan untuk pembersihan reaktor. Besarnya diameter

man hole harus didesain sedemikian rupa sehingga agar saat pembersihan reaktor,

teknisi dapat masuk ke dalam reaktor untuk membersihkan isi dalam reaktor. Pada

perancangan reaktor ini dipakai diameter man hole dengan ukuran standar 20 in.

Diameter Nozel Pemasukan dan Pengeluaran

Untuk menentukan diameter nozel yang berhubungan dari dan ke reaktor

digunakan persamaan 45, Peters (2000) :

13,045,0.9,3 ffopt QDi ρ= . . . . . . . . . . . . . . . . (60)

dengan : Diopt = diameter nozel optimum, in

Qf = debit fluida, ft3/s

ρf = densitas fluida, lb/ft3



100

Nozel Input Reaktor

Data : T in = 523 K

P in = 14,8 atm

R = 0,08206 atm.m3/kmol.K

Komponen Mass flowrate

(kg/jam)

BM

(kg/kmol)

Mol flowrate

(kmol/jam)

Fraksi

mol

Dimethyl ether

Methanol

Air

7,9946

10929,0300

5,2314

46,07

32,043

18,02

0,1735

341,0739

0,2903

0,0005

0,9986

0,0009

Total = 10942,2560 341,5377 1,0000

BM campuran gas (input) = 32,0382 kg/kmol (pers. 36)

ρf (input) = 11,0483 kg/m3 (pers. 35)

= 0,6897 lbm/ft3

Mass flowrate (konversi) = 6,7009 lbm/s

s

ftflowratemassQf

f

3

7156,9==ρ

Diperoleh Diopt = 10,3384 in

Kemudian diambil ukuran pipa standar dari Tabel 11 Kern (1950) :

Spesifikasi pipa : IPS = 12 in

OD = 12,75 in

Schedule No. = 30

ID = 12,09 in



101

Nozel Output Reaktor

Data : T out = 619,9416 K

P out = 14,7471 atm

R = 0,08206 atm.m3/kmol.K

Komponen Mass flowrate

(kg/jam)

BM

(kg/kmol)

Mol flowrate

(kmol/jam)

Fraksi

mol

Dimethyl ether

Methanol

Air

6293,3400

2185,8070

2463,1130

46,07

32,043

18,02

136,6039

68,2148

136,6877

0,4000

0,4003

0,1997

Total = 10942,2600 341,5064 1,0000

BM campuran gas (output) = 32,0412 kg/kmol (pers. 36)

ρf (output) = 9,2882 kg/m3 (pers. 35)

= 0,5798 lbm/ft3

Mass flowrate (konversi) = 6,7009 lbm/s

s

ftflowratemassQf

f

3

5567,11==ρ

Diperoleh Diopt = 10,9287 in

Kemudian diambil ukuran pipa standar dari Tabel 11 Kern (1950) :

Spesifikasi pipa : IPS = 12 in

OD = 12,75 in

Schedule No. = 30

ID = 12,09 in



102

CEK STRESS

Data-data yang diperlukan :

Hv = 6,9225 m

ID = 1,2920 m

ts = 0,0222 m

xis = 0,2127 m

ρs = 7833 kg/m3

P design = 16,56 atm (gage) = 1,6779 N/mm2

Berat mati vessel :

Wv = Cv.π.ρs.Dm.g.(Hv + 0,8.Dm).t x 1E-03 (Coulson, 1983)

Cv = 1,08 (vessel with few internal fitting)

Dm = D + ts = 1,3142 m

Diperoleh, Wv = 60673,27 N

Berat isolator :

ρ is = 570 kg/m3

V is = π.D.Hv.xis = 6,1775 m3

W is = ρ is .Vis.g = 34532,22 N

Dikoreksi 2x untuk sambungan = 69064,43 N

Berat head :

V head = 0,000076.(ID,in)3 = 10,0023 ft3

0,2832 m3

W head = ρs .V head.g = 2016,01 N

W head total = 4032,03 N

Total berat, W = Wv + Wis + Whead = 133769,74 N Beban angin :

Kecepatan angin, uw = 160 km/jam (design)

Tekanan angin, Pw = 0,05 uw2 = 1280 N/m2

Dm + xis = 1,5269 m

Fw = Pw.(Dm+xis) = 1954,40 N/m



103

Momen beban

Bending moment

Mx = 0,5 Fw.Hv2 = 46828,11 Nm

Earthquake moment

Fg = W.(ag/g) = 13376,97 N (diambil ag/g = 0,1)

Mg = Fg.Hv = 92601,74 Nm

Total moment

Mt = Mx + Mg = 139429,85 Nm

Pressure stress

σL = P.ID / 4t = 24,39 N/mm2

σH = P.ID / 2t = 48,77 N/mm2

Dead weight stress

( ) =+

=ttID

WW π

σ 1,4585 N/mm2

Bending stress

OD = ID + 2t = 1,3365 m

( ) =−= 44

64IDODlV

π0,0198 m4

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ += tID

lMx

Vb 2

σ 4703960,74 N/m2

4,7040 N/mm2

Resultant longitudinal stress

σz (upwind) = σL – σw + σb = 27,63 N/mm2 (+)

σz (downwind) = σL – σw + σb = 18,22 N/mm2 (-)

Torsional shear stress dan radial stress dapat diabaikan sehingga principal stress

hanya σh dan σZ : Selisih terbesar dari principal stress = σh – σZ

∆σ principal = σh – σZ(downwind) = 67,00 N/mm2

Maximum allowable stress


f allowable = 12050 psi = 83,08 N/mm2

(f allowable > ∆σ principal, maka desain aman)



104

SPESIFIKASI REAKTOR (R-01)

Tugas : Mereaksikan 10942,03 kg/jam methanol menjadi

6293,34 kg/jam dimethyl ether dengan bantuan katalis

silika alumina.

Jenis : Reaktor Catalytic Fixed Bed

Jenis : Silinder tegak

Fasa : Gas

Tekanan operasi : 14,8 atm absolut

Suhu masuk : 250 oC

Suhu keluar : 346,79 oC

Katalis : Silika-Alumina (SiO2.Al2O3.MgO)

Diameter katalis : 3 mm (Amorf-spherical)

ρ katalis : 2014 kg/m3

ρ bulk : 955,99 kg/m3

Spesifikasi :

• Diameter dalam shell : 1,2929 m

• Tinggi bed katalis : 5,1906 m

• Tinggi reaktor (total) : 6,9209 m

• Tebal shell : 7/8”

• Tebal isolasi : 21,27 cm

• Jenis Head : Elliptical dished head

Jumlah : 1 buah

Konversi : 80 %

Bahan shell : Carbon steel SA 285 grade C

Bahan isolasi : asbestos



105

13-Reaktor Fixed Bed R-01

Documents

Transcript of 13-Reaktor Fixed Bed R-01