Reaktor Fixed Bed Multitube-2 - Copy

UNIVERSITAS JAYABAYA

MAKALAH REAKTOR FIXED BED MULTITUBE

OLEH : NAMA

: ANISA RACHMAH FAUZIA

NIM

: 201571045E049

NAMA

: TISSA NOVIDA AULIA ZAHRAH

NIM

: 201571045E052

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA JAKARTA 2016

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL .................................................................................................i DAFTAR ISI ............................................................................................................ 1 BAB I

PENDAHULUAN ................................................................................... 2 1.1 Kerangka Teori .................................................................................. 2 1.1.1 Jenis-jenis Reaktor ................................................................. 2 1.2 Pemilihan Reaktor ............................................................................. 9 1.2.1 Tujuan Pemilihan Reaktor ...................................................... 9 1.2.2 Faktor Pemilihan Jenis Reaktor ........................................... 10

BAB II

PEMBAHASAN ................................................................................. 11 2.1 Deskripsi ......................................................................................... 11 2.2 Tipe Reaktor Fixed Bed Menurut Bentuk Tumpukan Katalisator ..... 12 2.3 Pemilihan katalisator........................................................................ 13 2.4 Kondisi Operasi dan Reaksi ............................................................. 14 2.5 Gambaran Fixed Bed Multitube ....................................................... 15 2.6 Langkah Operasi .............................................................................. 15

BAB III

PERHITUNGAN NERACA MASSA DAN NERACA PANAS ............ 17 3.1 Neraca Massa .................................................................................. 17 3.1.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk .................................. 17 3.1.2 Neraca Massa pada Reaktor............................................... 19 3.2 Neraca Panas ................................................................................... 24

BAB IV

KESIMPULAN ..................................................................................... 27

DAFTAR PUSTAKA ............................................................................................. 28

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Kerangka Teori Reaktor kimia adalah sebuah alat industri kimia , dimana terjadi reaksi bahan mentah menjadi hasil jadi yang lebih berharga.Dalam industri kimia, reaktor merupakan alat yang sangat vital. Bagaimana tidak, tanpa reaktor atau reaktornya rusak maka industri tersebut tidak akan menghasilkan .Karena proses utama untuk menghasilkan produk terjadi di dalam reaktor.

1.1.1 Jenis – jenis Reaktor 1. Berdasarkan Bentuknya a. Reaktor Tangki Dikatakan reaktor tangki ideal bila pengadukannya sempurna, sehingga komposisi dan suhu didalam reaktor setiap saat selalu uniform. Dapat dipakai untuk proses batch, semi batch, dan proses alir. b. Reaktor Pipa Biasanya digunakan tanpa pengaduk sehingga disebut Reaktor Alir Pipa. Dikatakan ideal bila zat pereaksi yang berupa gas atau cairan, mengalir didalam pipa dengan arah sejajar sumbu pipa.

2. Berdasarkan Prosesnya a. Reaktor Batch Reaktor Batch merupakan raktor yang menghasilkan produk dengan basis tiap satuan batch. Dalam satu kali proses batch, reaktan dikonversi menjadi produk dalam waktu tertentu hingga kesetimbangan tercapai atau reaktan habis bereaksi. Dalam reaktor batch, konversi (X) berubah setiap saat sebagai fungsi waktu hingga kesetimbangan tercapai atau reaktan habis bereaksi dalam

2

satu batch. Biasanya untuk reaksi fase cair dan untuk kapasitas produksi yang kecil. Reaktor batch ini memiliki keuntungan / kelebihan, diantaranya adalah: 1. Lebih murah dibanding reaktor alir 2. Lebih mudah pengoperasiannya 3. Lebih mudah dikontrol Sedangkan, untuk kerugian dari reaktor batch, diantaranya adalah: 1. Tidak begitu baik untuk reaksi fase gas (mudah terjadi kebocoran pada lubang pengaduk) 2. Waktu yang dibutuhkan lama, tidak produktif (untuk pengisian, pemanasan zat pereaksi, pendinginan zat hasil, pembersihan reactor, waktu reaksi) b. Reaktor Semi Batch Reaktor Semi Batch merupakan jenis reaktor yang digunakan untuk meningkatkan selektivitas reaksi fase cair. Biasanya berbentuk pengaduk. Sebagai contoh, 2 reaksi simultan berikut ini:  Reaksi pertama menghasilkan produk D A+B  D Kecepatan reaksinya:rD = kC2ACB.  Reaksi kedua menghasilkan produk U A+B  U Kecepatan reaksinya:rU= kUCAC2B  Selektivitas (S D/U) = kD.C^2A.CB / kU.CA.C^2B =

kD.CA / kU.CB

Selektivitas merupakan angka yang menunjukkan seberapa besar reaksi membentuk produk yang kita inginkan (D) dibandingkan produk yang tidak kita inginkan (U), yaitu dengan menjaga konsentrasi A tetap tinggi dan konsentrasi B rendah, dengan begitu maka dapat meningkatkan pembentukan produk D dan menurunkan pembentukan produk U.

3

c. Reaktor Kontinyu Reaktor kontinyu merupakan reaktor yang beroperasi secara terus-menerus dimana reaktan akan terus mengalir dan diikuti reaksi disepanjang reaktor. Semakin besar/panjang ukuran reaktor maka kesempatan reaktan untuk bereaksi akan semakin besar karena waktu reaksinya lebih lama. Dengan kata lain, waktu tinggal berbanding lurus dengan volume reaktor, sehingga dapat dikatakan konversi (X) merupakan fungsi volume reaktor. Ada beberapa macam reaktor yang masuk kedalam reaktor kontinyu, yaitu: c.1 RATB (Reaktor Alir Tangki Berpengaduk) Reaktor RATB yaitu reaktor yang dapat digunakan untuk reaksi homogen dimana suhu, konsentrasi dan kecepatan reaksi diantara zat-zat yang bereaksi sama di semua posisi reaktor atau dapat dikatakan konsentrasi dan kecepatan reaksi bukan fungsi waktu dan posisi dalam reaktor. Di RATB, satu atau lebih reaktan masuk ke dalam suatu bejana berpengaduk dan bersamaan dengan itu sejumlah yang sama (produk) dikeluarkan dari reaktor.Pengaduk dirancang sehingga campuran teraduk dengan sempurna dan diharapkan reaksi berlangsung secara optimal. Ada beberapa keuntungan dari penggunaan RATB, diantaranya adalah:  Suhu dan komposisi campuran dalam reaktor sama  Volume reaktor besar, maka waktu tinggal juga besar, berarti zat pereaksi lebih lama bereaksi di reactor Tetapi juga terdapat beberapa kerugian dari penggunaan reaktor ini, yaitu:  Tidak effisien untuk reaksi fase gas dan reaksi yang bertekanan tinggi  Kecepatan perpindahan panas lebih rendah dibanding RAP

4

 Untuk menghasilkan konversi yang sama, volume yang dibutuhkan RATB lebih besar dari RAP

c.2 RAP (Reaktor Alir Pipa) Reaktor RAP merupakan reaktor jenis kontinyu yang berbentuk pipa, sehingga di sepanjang reaktor terjadi perubahan konsentrasi, suhu dan kecepatan reaksi baik arah axial maupun radial. Reaktan masuk kemudian mengalir disepanjang reaktor dan

bereaksi

sehingga

konversi

meningkat

dengan

meningkatnya panjang reaktor.Dikatakan ideal jika zat pereaksi dan hasil reaksi mengalir dengan kecepatan yang sama diseluruh penampang pipa. Terdapat keuntungan dari reaktor RAP ini, yaitu:

 Memberikan volume yang lebih kecil daripada RATB, untuk konversi yang sama Selain itu reaktor ini juga memiliki beberapa kerugian, diantaranya adalah:  Harga alat dan biaya instalasi tinggi  Memerlukan waktu untuk mencapai kondisi steady state  Untuk reaksi eksotermis kadang-kadang terjadi “Hot Spot” (bagian yang suhunya sangat tinggi) pada tempat pemasukan. Dapat menyebabkan kerusakan pada dinding reaktor. 3. Berdasarkan Keadaan Operasinya a. Reaktor Isotermal Dikatakan isotermal jika umpan yang masuk, campuran dalam reaktor, aliran yang keluar dari reaktor selalu seragam dan bersuhu sama. b. Reaktor Adiabatis Dikatakan adiabatis jika tidak ada perpindahan panas antara reaktor dan sekelilingnya. Jika reaksinya eksotermis, maka panas yang terjadi karena reaksi dapat dipakai untuk menaikkan suhu

5

campuran di reaktor. ( k naik dan –rA besar sehingga waktu reaksi menjadi lebih pendek). c. Reaktor Non Adiabatis Dikatakan

reaktor

Non

Adiabatis

apabila

terdapat

perpindahan panas antara reaktor dengan sekelilingnya.

4. Reaktor Gas Cair dengan Katalis Padat a. Packed/Fixed bed reaktor (PBR) Terdiri dari satu pipa/lebih berisi tumpukan katalis stasioner dan dioperasikan

vertikal.

Biasanya

dioperasikan

secara

adiabatis.

Kehilangan tekanan (Pressure drop) nya lebih tinggi. Product stream

Cooling/heating medium in

Out

Feed

Gambar 1.1. Fixed Bed Reaktor

Keuntungan PBR : • Dapat digunakan untuk mereaksikan dua macam gas sekaligus • Kapasitas produksi cukup tinggi • Pemakaian tidak terbatas pada kondisi reaksi tertentu (eksoterm atau endoterm) sehingga pemakaian lebih fleksibel

6

Kerugian PBR : • Transfer massa dan transfer panas rendah •

Pemindahan katalis sangat sulit dan memerlukan waktu shut down alat yang lama

• Konversi lebih rendah • Ada kemungkinan terjadi reaksi samping homogen pada liquid • Pressure drop tinggi

b. Fluidized bed reaktor (FBR) Reaktor dimana katalisnya terangkat oleh aliran gas reaktan. Dan prosesnya terjadi secara isotermal. Perbedaannya dengan Fixed bed adalah pada Fluidizedbed jumlah

katalis lebih sedikit dan katalis

bergerak sesuai kecepatan aliran gas yang masuk serta FBR memberikan luas permukaan yang lebih besar dari PBR.

Gambar 1.2. Fluidized bed reactor

7

Keuntungan FBR : • Reaktor mempunyai kemampuan untuk memproses fluida dalam jumlah yang besar • Pengendalian temperatur lebih baik • Pencampuran (mixing) yang bagus untuk katalis dan reaktan Kerugian FBR : • Rancang-Bangun kompleks sehingga biaya mahal • Jarang digunakan di (dalam) laboratorium 5. Fluid fluid Reaktor a. Bubble Tank

Gambar 1.3. Bubble Tank Reaktor

b. Agitate Tank

Gambar 1.4. Agitate Tank Reaktor

8

c. Spray Tower

Gambar 1.5. Spray TowerReaktor Pertimbangan dalam pemilihan fluid-fluid reaktor. 1. Untuk gas yang sukar larut (Kl <) sehingga transfer massa kecil maka Kl harus diperbesar.Jenis spray tower tidak sesuai karena kg besar 2. Jika lapisan cairan yang dominan, berarti tahanan dilapisan cairan kecil maka Kl harus diperbesar » jenis spray tower tidak sesuai. 3. Jika lapisan gas yang mengendalikan (maka Kg <) » jenis bubble tankdihindari. 4. Untuk gas yang mudah larut dalam air » jenis bubble tank dihindari.

1.2 Pemilihan Reaktor 1.2.1 Tujuan Pemilihan Reaktor 1. Mendapat keuntungan yang besar 2. Biaya produksi rendah 3. Modal kecil/volume reaktor minimum 4. Operasinya sederhana dan murah 5. Keselamatan kerja terjamin

9

6. Polusi terhadap sekelilingnya (lingkungan) dijaga sekecil-kecilnya 1.2.2 Faktor Pemilihan Jenis Reaktor 1. Fase zat pereaksi dan hasil reaksi 2. Tipe reaksi dan persamaan kecepatan reaksi, serta ada tidaknya reaksi samping 3. Kapasitas produksi 4. Harga alat (reactor) dan biaya instalasinya 5. Kemampuan reactor untuk menyediakan luas permukaan yang cukup untuk perpindahan panas

10

BAB II

PEMBAHASAN

2.1 Deskripsi Perkembangan industri PTA saat ini berdampak pada tingkat konsumsi paraxylene yang juga meningkat, dengan Indonesia yang masih mengandalkan impor untuk menutupi kekurangan suplai paraxylene dalam negeri. Paraxylene banyak digunakan sebagai bahan baku dasar bagi pabrik penghasil dimetyl terephtalate (DMT) dan terephtalic acid (TPA) dimana keduanya adalah perantara dalam produksi polyester. Keduanya digunakan dalam pembuatan polyethylene terephtalate (PET). Paraxylene digunakan pula sebagai bahan bakudimethyl terephthalate (DMT) juga digunakan dalam pembuatan resin polybutylene terephtalate (PBT). Selain itu, paraxylene banyak digunakan untuk bahan fiber, plasticizer, film, resin, sebagai solvent, sebagai bahan baku Di-Paraxylene dan Herbisida dan sebagainya (www.the innovation-group.com). Pembuatan paraxylene dari toluene dengan proses selektivitas disproporsionasi toluene merupakan reaksi katalitik fase gas. Reaksi ini merupakan reaksi eksotermis. Reaksi berlangsung dalam reaktor fix bed multitube menggunakan katalis HZMS-5 type zeolite pada suhu 400-470ºC dan tekanan 21 atm. Reaktor Fixed Bed dapat didefinisikan sebagai suatu tube silindrikal yang dapat diisi dengan partikel-partikel katalis dengan menggunakan katalis padat yang diam dan zat pereaksi berfase gas. Selama operasi, gas atau liquid atau keduanya akan melewati tube dan partikel-partikel katalis, sehingga akan terjadi reaksi. Butiran–butiran katalisator yang biasa dipakai dalam reaktor fixed bed adalah katalisator yang berlubang di bagian tengah, karena luas permukaan persatuan berat lebih besar jika dibandingkan dengan butiran katalisator berbentuk silinder, dan aliran gas lebih lancar. Fixed bed reactor biasanya digunakan untuk umpan (pereaktan) yang mempunyai viskositas kecil.

11

Bentuk dari fixed bed reaktor dapat dibagi menjadi 2 yaitu single bed reaktor dan fixed bed multiple. Untuk reaktor single bed Sebagai penyangga katalisator dipakai butir-butir alumunia (bersifat inert terhadap zat pereaksi) dan pada dasar reactor disusun dari butir yang besar makin keatas makin kecil, tetapi pada bagian atas katalisator disusun dari butir kecil makin keatas makin besar. Sedangkan untuk reaktor multitube bed, katalisator diisi lebih dari satu tumpuk katalisator, fixed bed dengan katalisator lebih dari satu tumpuk banyak dipakai dalam proses adiabatic.

2.2 Tipe Reaktor Fixed Bed Menurut Bentuk Tumpukan Katalisator a. Reaktor dengan satu lapis tumpukan katalisator (single bed) Pengendalian temperatur dalam reaktor fixed bed yang besar sulit, karena konduktivitas panas sistem rendah dengan pelepasan atau penyerapan panas yang besar. Di dasar tumpukan katalis dilengkapi penyangga. Butir katalisator disusun makin ke atas makin kecil.

b. Reaktor dengan beberapa lapis tumpukan katalisator (multi bed) Umumnya digunakan pada sistem adiabatik. Jika reaksi sangat eksotermis, pada konversi yang relatif rendah temperatur campuran campuran sudah naik sehingga campuran harus didinginkan dulu dengan mengalirkannya ke alat penukar panas di luar reaktor, kemudian dikembalikan lagi ke reaktor masuk ke tumpukan katalisator yang kedua, dan seterusnya sampai diperoleh konversi yang diinginkan. Jika reaksi endotermis, campuran pereaksi dialirkan ke alat penukar panas untuk dipanaskan. Tebal tumpukan katalisator pada tiap lapis berbeda.

c. Reaktor yang terdiri dari beberapa pipa – pipa kecil (tube) yang berisi katalisator di dalam sebuah tabung besar (shell), Multitube Reaktor ini digunakan untuk tujuan memperoleh pengendalian temperatur yang lebih baik karena perpindahan panasnya besar, sehingga perpindahan panas ke arah radiasi diabaikan.

12

2.3 Pemilihan katalisator Pada reaksi Disproporsionasi Toluene menggunakan katalis yang berpori (zeolite ZSM-5) agar diperoleh konsentrasi paraxylene yang tinggi.

fast

CH3

fast

CH3

CH3

slow CH3

CH3

fast

CH3

CH3

slow

CH3 fast Gambar 2.1. Mekanisme isomerisasi xylene dalam katalis zeolite ZSM-5 Reaksi trans-alkilasi toluene akan membentuk benzene, o-xylene, mxylene dan p-xylene. Benzene dapat berdifusi dengan cepat keluar dari katalis dan xylene yang terbentuk akan mengalami isomerasi dengan cepat dalam pori-pori katalis. Paraxylene dapat berdifusi keluar lebih cepat dibanding mxylene dan o-xylene karena keduanya sulit keluar dari pori-pori katalis, oleh karena itu keduanya berisomerisasi membentuk paraxylene agar dapat keluar dari pori-pori katalis. Fenomena di atas disebabkan oleh efek “steotrip hindrance”

pada

masing-masing

struktur

molekulnya

(penghalang

berdasarkan bentuk molekulnya). P-xylene relatif lebih mudah keluar dari karena struktur molekulnya lebih ramping dibandingkan m-xylene dan oxylene yang mempunyai sisi penghalang pada bagian kiri atau kanannya, yaitu gugus methylnya.

13

2.4 Kondisi Operasi dan Reaksi Pembuatan paraxylene dari toluene dengan proses selective toluene disproportionation dapat dituliskan sebagai berikut : 2C7H8  C6H6 + C8H10 Proses pembentukan paraxylene melalui reaksi diproporsionasi toluene pada prinsipnya yaitu proses pemindahan gugus metil dari molekul toluene yang satu ke molekul toluene yang lain. Proses pemindahan gugus alkyl memerlukan bantuan gas hydrogen untuk membentuk radikal hydrogenium yang aktif maupun sebagai sumber proton/elektron untuk reaksi redoksnya. Molekul toluen yang kehilangan gugus metilnya akan menjadi benzene sedangkan molekul toluene lain yang meneruma gugus metil akan membentuk xylene. Xylene yang terbentuk merupakan campuran antara isomer-isomer xylene (mixed xylene). Paraselectivity adalah jumlah proporsi paraxylene di dalam total keseluruhan campuran xylene. Kenaikan paraselectivity di dalam katalis disebabkan karena adanya kontrol difusi secara selektif melalui poripori katalis. Dalam hal ini katalis yang digunakan berupa katalis zeolite ZSM5. Pada proses disproporsionasi toluene, bahan baku berupa toluen dan hidrogen mausk ke dalam reaktor fixed bed multitube katalitik dimana terjadi reaksi pada fase gas untuk membentuk paraxylene sebagai produk utama dan benzene sebagai produk samping. Berlangsung pada suhu 390-400 C, tekanan 30 atm, pada fase gas menggunakan jenis reaktor Fixed Bed Multitube Catalytic, menggunakan katalis zeolite ZSM-5. Bentuk reaktor yang dipilih berupa bejana yang berbentuk silinder yang terdiri dari tube-tube tempat mengalirkan pendingin reaktor dan terdapat bed yang diisi katalis (zeolite ZSM-5).

14

2.5 Gambaran Fixed Bed Multitube

Gambar 2.1. Fixed Bed Mutitube Reactor

Gambar 2.2. Penampang dalam Fixed Bed Mutitube Reactor

2.8 Langkah Operasi Proses pembuatan paraxylene dari bahan baku toluene dapat dibagi dalam tiga tahap, yaitu : 1. Tahap penyiapan bahan baku Toluene (C7H8) sebagai bahan baku dengan kemurnian 98% dipompa menggunakan pompa (P–01) dari tangki bahan baku (T–01), menuju vaporizer (V–01) untuk diuapkan. Kemudian dari vaporizer ditambahkan hidrogen dinaikkan tekanannya di kompresor (K–01) hingga tekanan 21 atm dan suhunya 15

naik menjadi 212ºC setelah itu masuk kedalam furnace (F–01) hingga suhu 470ºC untuk menyesuaikan suhu dan tekanan di reaktor (R – 01). Hidrogen tidak ikut bereaksi dan dipisahkan dari senyawa-senyawa lain di dalam flash drum (FD–01). 2. Tahap reaksi dalam reactor Gas umpan reaktor (R –01) yang bersuhu 470ºC dan tekanan 21 atm dimasukkan secara kontinyu ke dalam reaktor fixed bed multitube non–adiabatis non isothermal yang menggunakan katalis zeolite tipe HZSM–5. Reaksi yang terjadi didalam reaktor reaksi eksotermis. 3. Tahap pemurnian hasil Tekanan hasil keluaran reaktor (R–01) diturunkan tekanannya dengan throttling valve hingga 1,9 atm sebelum masuk Flash drum (FD–01). Flash drum terjadi pemisahan antara fraksi yang condensable dan non condensable. Fraksi non condensable yang berupa hydrogen dan metana dimanfaatkan sebagai bahan bakar boiler. Fraksi condensable di umpankan ke menara distilasi (MD–01), yang sebelumnya di naikkan suhunya dengan heat exchanger (HE–01). Dari menara distilasi 1 (MD–01) diperoleh benzene sebagai distilat. Benzene kemudian didinginkan oleh cooler (CL–01) lalu disimpan ditangki penyimpanan produk benzene (T–02). Hasil bawah menara distilasi 1 diumpankan kemenara distilasi 2 (D–02). Toluene yang keluar sebagai distilat direcycle kembali ke reaktor (R–01), hasil bawahnya dimasukkan ke cristallizer (CR–01) untuk mengkristalkan paraxylene. Paraxylene yang telah mengkristal dipisahkan dari mother liquor dengan menggunakan centrifuge (CF–01). Mother liquor yang berupa campuran xylene disimpan pada tangki penyimpanan mixed xylene (T–03). Lalu Kristal paraxylene dilelehkan di melter (MT–01) sebelum disimpan di tangki penyimpan produk paraxylene (T–04).

16

BAB III

PERHITUNGAN NERACA MASSA DAN NERACA PANAS

3.1 Neraca Massa 3.1.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk  Bahan Baku a. Toluene Rumus Molekul : C7H8 Bentuk

: cair

Kenampakan

: jernih

Kemurnian

: min 98 % wt

ImpuritasBenzene

: max 2 % wt

Titik didih

: 110,625C

Titik beku

: –94,97C

Berat Molekul

: 92,13 g/mol

Toluene

: 99,0 %wt

Paraxylene

: 0,50 %wt

Metaxylene

: 0,30 %wt

Ortoxylene

: 0,20 %wt

b. Hidrogen Wujud

: gas

Berat Molekul

: 2,001 g/mol

Hidrogen

: 99,9 %wt

CH4

: 0,1 %wt

c. Katalis Zeolite HZSM–5 Fase

: padat

Bentuk

: granular

Diameter

: 0,738 cm

Ukuran pori –pori: 2 – 4,3 Ả Bulk density

: 0,686 g/cm3

17

 Produk a. Produk Utama Paraxylene Rumus molekul : p–C8H10 Fasa

: cair

Kenampakan

: jernih

Kemurnian

: min 99,11 %wt

Titik didih

: 242,36C

Titik Beku

: 13,26C

Berat Molekul

: 106,167 g/mol

Paraxylene

: 99,50 %wt

Impuritas Metaxylene

: 0,30 %wt

Ortoxylene

: 0,15 %wt

Toluene

: 0,05 %wt

b. Produk Samping Benzene Rumus molekul : C6H6 Fase

: cair

Kenampakan

: jernih

Kemurnian

: min 99,5%wt

Titik didih

: 80,09ºc

Titik Beku

: 3,53ºC

Berat Molekul

: 78, 114 g/mol

Impuritas Benzene

: 98,0 %wt (BM: 78,11 g/mol)

Toluene

: 2,0 %wt

18

3.1.2 Neraca Massa pada Reaktor

Rasio mol H2 / Feed Toluene = 0,5 : 1 Konversi

= 31%

Yield Mixed Xylene

= 14,7 %wt

Yield Benzene

= 14 %wt

Selektivitas -Paraxylene

= 94,7 %

- Metaxylene

= 4,3 %

- Ortoxylene

= 1%

(Sumber: US Patent No.6,458,736)

Yield Mixed Xylene =

(

=

, × , ×

, ×

) (



, × (

×



)

,

) (

,



, ×

,

)

= 51,2 %wt

Yield Benzene

=

× (

, ×



(

, ×

,

=

) (

× , ) (

, ×

,

×



)

)

= 48,8 %wt

Selektivitas : Paraxylene = 51,2 x 0,947 = 48,5 %wt Metaxylene = 51,2 x 0,043 = 2,2 %wt Ortoxylene = 51,2 x 0,010 = 0,5 %wt

Kapasitas Produksi = 800.000 ton/tahun Waktu Produksi

= 24 jam/hari, 330 hari/tahun = (800000 ton/tahun) x (1000 kg/ton) x (1 tahun/330 hari) x (1hari/24 jam) = 101010,10 kg/jam

19

Neraca Massa pada Reaktor Basis Feed toluene = 1000 kg/jam =

/

=



/ ,



/

= 10,854 kmol/jam

Komposisi Feed (toluene): - Toluene

= 96,049 %wt = 0,96049 x 1000 kg/jam = 960,49 kg/jam

- Paraxylene = 1,791 %wt = 0,01791 x 1000 kg/jam = 17,91 kg/jam - Metaxylene = 1,671 %wt = 0,01617 x 1000 kg/jam = 16,17 kg/jam - Ortoxylene = 0,543 %wt = 0,00543 x 1000 kg/jam = 5,43 kg/jam

Rasio mol H2 : Feed Toluene = 0,5 : 1 Maka H2 = 0,5 x 10,854 kmol/jam = 5,427 kmol/jam = 5,427 kmol/jam x BM Hidrogen = 5,427 kmol/jam x 2 kg/kmol = 10,86 kg/jam

Komposisi H2 H2 = 99,9 %wt = 0,999 x 10,86 kg/jam = 10,85 kg/jam CH4 = 0,1 %wt = 0,001 x 10,86 kg/jam = 0,01 kg/jam Total Feed = Feed toluene + hidrogen = 1000 kg/jam + (10,85+0,01)kg/jam = 1010,86 kg/jam

Komposisi Produk : - Paraxylene = Paraxylene awal + Paraxylene hasil reaksi = 17,91 + (0,31 x 0,485 x 960,49) = 162,32 kg/jam - Metaxylene = Metaxylene awal + Metaxylene hasil reaksi = 16,17 + (0,31 x 0,022 x 960,49) = 22,72 kg/jam - Ortoxylene = Ortoxylene awal + Ortoxylene hasil reaksi = 5,43 + (0,31 x 0,005 x 960,49) = 6,92 kg/jam 20

- Benzene

= Benzene hasil reaksi = 0,31 x 0,488 x 960,49 = 143,92 kg/jam

- Toluene

= Toluene awal – Total produk selain toluene = 1000 – (162,32 + 22,72 + 6,92 + 143,92) = 664,12 kg/jam

Faktor konversi berdasarkan kapasitas produksi :

FK =



,

=

,











/ /

=622,28992 Tabel 3.1 Neraca Massa pada Reaktor Basis Feed 1000 kg/jam KOMPONEN

Konversi untuk kapasitas produksi 800.000 ton/tahun

INPUT

OUTPUT

INPUT (A x

OUTPUT (B

(A)

(B)

622,28992)

x 622,28992)

(kg/jam)

(kg/jam)

(kg/jam)

(kg/jam)

Toluene

960,49

664,12

597703,25

413275,18

Benzene

-

143,92

-

89559,97

Paraxylene

17,91

162,32

11145,21

101010,10

Metaxylene

16,17

22,72

10062,43

14138,43

Ortoxylene

5,43

6,92

3379,03

4306,25

H2

10,85

10,85

6751,85

6751,85

CH4

0,01

0,01

6,22

6,22

JUMLAH

1010,86

1010,86

629047,99

629047,99

21

3.2 Neraca Panas Kondisi Operasi Reaktor: P

: 30 atm

T in

: 390 ºC = 663 K

T out : 400 ºC = 673 K Neraca Panas Total Operasi berlangsung secara non-isotermal non-adiabatis, sehingga: ∑ Qtotal = -∑ Qreaktan + Qºrx + ∑ Qproduk Dimana, Qreaktan (panas yang dibawa umpan berupa gas masuk reaktor): Qreaktan = ∑n ∫

.

Qproduk (panas yang dibawa produk berupa gas keluar reaktor) Qproduk = ∑n ∫

.

Qºrx = panas reaksi pada 298 K Qºrx = n ∑ ∆Hf 298 produk - n ∑ ∆Hf 298 reaktan .

= (∆ ) + [∆( 2

)] + [∆( 3

)] + [∆( 4

)] + [∆( 5

)]

1. Menghitung panas reaktan masuk (Qreaktan) T= 663 K Tref = 298 K Komponen

kmol

∫ CpG.dT

Q = n ∫ CpG.dT (kJ)

Toluene

3155,3827

59255,3729

186973379,8621

P-xylene

51,0583

48108,1815

2456323,5356

M-xylene

46,0978

70415,0107

3245980,3079

O-xylene

15,4800

70497,4824

1091297,6010

1628,9633

71845,1687

117033142,5811

0,1889

10661,5508

2013,6196

H2 CH4 ∑Q=

310802137,5091

22

2. Menghitung panas reaksi pada keadaan standar (Qºrx) Qºrx = n ∑ ∆Hf 298 produk - n ∑ ∆Hf 298 reaktan a. Menghitung enthalpy reaktan Komponen

kmol

∆Hf 298

n∆Hf (kJ)

Toluene

3155,3827

50000

157769136,0035

P-xylene

51,0583

17950

916497,0707

M-xylene

46,0978

17240

794726,8624

O-xylene

15,4800

19000

294119,0765

1628,9633

0

0

0,1889

-74850

-14136,7263

H2 CH4

159760342,2868

b. Menghitung enthalpy produk Komponen

kmol

∆Hf 298

n∆Hf (kJ)

Toluene

2181,7539

50000

109087696,7329

Benzene

557,6382

82930

46244935,5493

P-xylene

462,7461

17950

83062991,6160

M-xylene

64,7708

17240

1116648,3446

O-xylene

19,7277

19000

374826,1701

1628,9187

0

0

0,1889

-74850

-14136,7263

H2 CH4

165116261,6866 Qºrx = n ∑ ∆Hf 298 produk - n ∑ ∆Hf 298 reaktan = 165116261,6866 - 159760342,2868 = 5355919,3998 kJ

23

3. Menghitung panas produk keluar dari reaktor (Qproduk) Tout = 673 K Tref = 298 K Komponen

kmol

∫ CpG.dT

Q = n ∫ CpG.dT (kJ)

Toluene

2181,7539

61354,5151

133860454,6763

Benzene

557,6382

49819,4213

27781212,2155

P-xylene

557,6382

72906,7107

33737292,4752

M-xylene

462,7461

72989,8910

4727612,5819

O-xylene

64,7708

74356,6339

1466884,8589

H2

19,7277

10955,9027

17846274,2012

1628,9187

17149,2714

3238,9386

CH4 ∑Q=

219422969,9476

4. Menghitung panas total di reaktor ∑ Qtotal = Qºrx + ∑ Qproduk - ∑ Qreaktan ∑ Qtotal = -86023248,1616 kJ (eksoterm)

24

BAB IV

KESIMPULAN

Pembuatan

paraxylene

dari

toluene

dengan

proses

selektivitas

disproporsionasi toluene merupakan reaksi katalitik fase gas. Reaksi ini merupakan reaksi eksotermis. Reaksi berlangsung dalam reaktor fix bed multitube menggunakan katalis HZMS-5 type zeolite pada suhu 400-470ºC dan tekanan 21 atm. Digunakan reaktor Fixed Bed karena jenis reaktor tube silindrikal yang dapat diisi dengan partikel-partikel katalis dengan menggunakan katalis padat yang diam dan zat pereaksi berfase gas. Selama operasi, gas atau liquid atau keduanya akan melewati tube dan partikel-partikel katalis, sehingga akan terjadi reaksi. Reaktor Fixed Bed yang digunakan adalah multitube bed, katalisator diisi lebih dari satu tumpuk katalisator, fixed bed dengan katalisator lebih dari satu tumpuk banyak dipakai dalam proses adiabatic Neraca massa pada reaktor dengan toluene sebagai input sebesar 597703,25 kg/jam, paraxylene 11145,21 kg/jam, metaxylene 10062,43 kg/jam, ortoxylene 3379,03 kg/jam, hydrogen 6751,85 kg/jam, methane 6,22 kg/jam. Dan output masing-masing komponen toluene 413275,18 kg/jam, benzene 89559,97 kg/jam, paraxylene 101010,10 kg/jam, metaxylene 14138,43 kg/jam, ortoxylene 4306,25 kg/jam, hidrogen 6751,85 kg/jam, methane 6,22 kg/jam. Berdasar perhitungan pada neraca panas ∑ Qtotal = -

86023248,1616 kJ , maka reaksi bersifat eksoterm.

25

DAFTAR PUSTAKA Faith ,W.L., Keyes, D.B., and Clark, R.L., 1975, “Industrial Chemicals”, 4th Edition, John Wiley Sons Inc., New York Kirk, R.E., and Othmer, V.R., 1998, Encyclopedia of Chemical Technology, 4thed, John Wiley & Sons Inc., New York Kusmiyati, 2015."Reaktor Kimia". Muhammadiyah University Press: Surakarta. http://www.engin.umich.edu/~CRE/01chap/html/reactors/bp.htm http://www.igb.fraunhofer.de/WWW/presse/Jahr/1998/en/PI_Fixed-bedreactor.em

26