3. Fluidisasi Fix.docx

1 BAB I PENDAHULUAN 1.1

Pernyataan masalah Perkembangan industri dewasa ini telah mengalami kemajuan yang sangat

pesat. Khususnya industri pabrik yang telah banyak menggunakan teknologi modern. Mesin-mesin produksi yang digunakan dalam sebuah industri menggunakan metode-metode pengoperasian yang sangat bervariasi. Salah satu contoh metode yang digunakan adalah fluidisasi. Fluidisasi merupakan operasi dimana partikel pada di transformasikan menjadi seperti fluida melalui suspensi dalam gas atau cairan.Pada fluidisasi pressure drop akan naik jika kecepatan superficial naik. Pada kecepatan superficial rendah,unggun akan mula mula diam.Pressure drop pada proses fluidisasi berbanding lurus dengan flow rate yang diberikan. Jika kecepatan dinaikkan,maka pada suatu saat gaya seret fluida menyebabkan unggun akan terangkat.Laju alir diukur dengan menggunakan flow meter. Dalam dunia industri, fluidisasi diaplikasikan dalam banyak hal seperti transportasi serbuk padatan (conveyor untuk solid), pencampuran padatan halus, perpindahan panas (seperti pendinginan untuk bijih alumina panas), pelapisan plastik pada permukaan logam, proses drying dan sizing pada pembakaran, proses pertumbuhan partikel dan kondensasi bahan yang dapat mengalami sublimasi, adsorpsi (untuk pengeringan udara dengan adsorben), dan masih banyak aplikasi lain. 1.2

Tujuan Percobaan Tujuan percobaan adalah sebagai berikut :

1.

Menjelaaaskan prinsip kerja fluidisasi.

2.

Menjelaskan operasi fluidisasi gas dan cairan.

3.

Menentukan pressure drop melalui fixed bed dan fluidized bed.

4.

Menjalankan persamaan Ergun.

5.

Menyelidiki kondisi permulaan fluidisasi.

2 BAB II TINJAUAN PUSTAKA 2.1

Fluidisasi Fluidisasi merupakan operasi dimana partikel padat ditransformasikan

menjadi seperti fluida melalui suspensi dalam gas atau cairan. Pada laju alir yang cukup rendah butiran padatan akan tetap diam karena gas hanya mengalir melalui ruang antar partikel tanpa menyebabkan perubahan susunan partikel tersebut. Keadaan yang demikian disebut unggun diam. Apabila laju alir dinaikkan akan sampai pada satu keadaan dimana unggun padatan akan terpisah satu sama lain sehingga dapat bergerak dengan lebih mudah. Pada kondisi butiran yang dapat bergerak ini disebut hidrostatik. Jika suatu aliran udara melewati suatu partikel unggun yang ada dalam tabung, maka aliran tersebut akan memberikan gaya seret (drag force) pada partikel dan memberikan pressure drop sepanjang unggun. Pressure drop akan naik jika kecepatan superficial naik (kecepatan superficial adalah kecepatan aliran jika tabung kosong. Dalam dunia industri, fuidisasi diaplikasikan dalam banyak hal seperti transportasi serbuk padatan halus, perpindahan panas (seperti pendinginan untuk bijih alumina panas), pelapisan plastik pada permukaan logam, proses drying dan sizing pada pembakaran, proses pertumbuhan partikel dan kondensasi bahan yang dapat mengalami sublimasi, adsorpsi (untuk pengeringan udara dengan adsorben), dan masih banyak aplikasi lain 2.2

Fenomena Fluidisasi Konsep dasar dari suatu partikel unggun yang terfluidisasi dapat

diilustrasikan dengan fenomena yang terjadi saat adanya perubahan laju alir gas seperti pada gambar di bawah ini.

3

Gambar 2.1 Fenomena Fluidisasi dengan Variasi Laju Alir Gas Fenomena fluidisasi pada sistem gas-padat juga dapat diilustrasikan pada gambar berikut ini:

Gambar 2.2 Fenomena Fluidisasi pada Sistem Gas-Padat Fenomena-fenomena yang dapat terjadi pada proses fluidisasi antara lain: 1.

Fenomena fixed bed, terjadi ketika laju alir fluida kurang dari laju minimum yang dibutuhkan untuk proses awal fluidisasi. Pada kondisi ini partikel padatan tetap diam. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.3.

Gambar 2.3 Fenomena Fixed Bed 2.

Fenomena minimum or incipient fluidization, terjadi ketika laju alir fluida mencapai laju alir minimum yang dibutuhkan untuk proses fluidisasi. Pada kondisi ini partikel-partikel padat mulai terekspansi. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.4.

4

Gambar 2.4 Fenomena Minimum or Incipient Fluidization 3.

Fenomena smooth or homogenously fluidization, terjadi saat kecepatan dan distribusi aliran fluida merata, densitas dan distribusi partikel dalam unggun sama atau homogen sehingga ekspansi pada setiap partikel padatan seragam. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.5.

Gambar 2.5Fenomena Smooth or Homogenously Fluidization 4.

Fenomena bubbling fluidization yang terjadi ketika gelembung– gelembung pada unggun terbentuk akibat densitas dan distribusi partikel tidak homogen. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.6.

Gambar 2.6 Fenomena Bubbling Fluidization 5.

Fenomena slugging fluidization, terjadi ketika gelembung-gelembung besar yang mencapai lebar dari diameter kolom terbentuk pada partikelpartikel padat. Pada kondisi ini terjadi penolakan sehingga partikel-partikel padat seperti terangkat. Kondisi ini dapat dilihat pada gambar 2.7

5

Gambar 2.7 Fenomena Slugging Fluidization 6.

Fenomena chanelling fluidization, terjadi ketika dalam unggun partikel padatan terbentuk saluran-saluran seperti tabung vertikal. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.8

Gambar 2.8 Fenomena Chanelling Fluidization 7.

Fenomena disperse fluidization, terjadi saat kecepatan alir fluida melampaui kecepatan maksimum aliran fluida. Pada fenomena ini sebagian partikel akan terbawa aliran fluida dan berekspansi mencapai nilai maksimum. Partikel terdispersi dalam cairan, menyerupai fluida berdensitas tinggi. Kondisi ini ditunjukkan pada gambar 2.9.

Gambar 2.9 Fenomena disperse fluidization Fenomena-fenomena fluidisasi tersebut sangat dipengaruhi oleh faktorfaktor berikut: a.

Laju alir fluida dan jenis fluida

6 b.

Ukuran partikel dan bentuk partikel

c.

Jenis dan densitas partikel serta faktor interlok antar partikel

d.

Porositas unggun

e.

Distribusi aliran

f.

Distribusi bentuk ukuran fluida

g.

Diameter kolom

h.

Tinggi unggun Faktor-faktor di atas merupakan variabel-variabel dalam proses fluidisasi

yang akan menentukan karakteristik proses fluidisasi tersebut. Kebanyakan operasi di industri menggunakan prinsip fluidisasi ini pada fluidized beds dengan berbagai alasan tertentu. Adapun keuntungan dari fluidized beds untuk operasi industri yaitu sebagai berikut: 1.

Halus, partikel fluida mengizinkan kontrol operasi secara kontinu otomatis dengan penanganan yang mudah.

2.

Pencampuran yang cepat dari padatan pada kondisi isotermal sepanjang reaktor.

3.

Bisa diterapkan pada operasi skala besar.

4.

Laju transfer panas dan massa antara gas dan partikel tinggi ketika dibandingkan dengan cara lain.

5.

Sirkulasi padatan antara dua fluidized bed memungkinkan memindahkan (atau menambah) kuantitas yang besar panas yang diproduksi (atau dibutuhkan) dalam reaktor yang besar.

6.

Mudah di control.

7.

Biaya murah. Adapun kerugian dari fluidized beds untuk operasi industri yaitu sebagai

berikut: 1.

Menyebabkan erosi pada pipa dan bejana dari abrasi partikel yang serius.

2.

Menyebabkan tumpahnya partikel-partikel dalam bejana.

3.

Sulit untuk menjelaskan aliran gas pada partikel untuk bubbling bed. Pada praktikum fluidisasi ini fluida yang digunakan adalah udara tekan.

Butiran padat yang akan difluidisasikan juga dapat bervariasi seperti butiran batu

7 bara, batu bata, pasir, dan sebagainya. Ukuran partikel juga divariasikan dengan melakukan pengayakan dengan mesh tertentu. Densitas partikel dapat juga divariasikan dengan mencampur partikel, baik yang berbeda ukuran maupun berbeda jenis. Selain itu variasi juga dapat dilakukan pada tinggi unggun. Dalam praktikum ini akan teramati fenomena-fenomena fluidisasi. Selama fluidisasi berlangsung juga dapat diamati kecepatan minimum fluidisasi secara visual. Dari hasil pengukuran tekanan dan laju alir fluida dibuat pula kurva karakteristik fluidisasi. Bila kita amati suatu unggun butiran yang disangga oleh pelat kasa dan dilalukan pada unggun tersebut suatu aliran fluida ke arah atas, maka untuk debit aliran yang kecil unggun akan tetap diam, fluida hanya akan mengalami kenaikan hilang tekan dengan peningkatan debit tersebut. Untuk suatu debit tertentu hilang tekan (dinyatakan dalam tekanan, artinya gaya per satuan permukaan) sampai pada nilai yang sama dengan berat unggun persatuan permukaan (yang ukurannya juga sama dengan permukaan untuk hilang tekan), dan unggun mulai terangkat. Inilah yang disebut awal fluidisasi. Di atas kecepatan ini butiran unggun beberapa menjadi terpisah dan bergerak secara bervariasi ke segala arah. Akan tetapi untuk kecepatan tertentu posisi rata-ratanya secara statistik adalah tetap, dalam arti unggun mempunyai suatu tinggi yang konstan. Tinggi unggun ini meningkat bila debit cairan meningkat. Bila kita naikkan lagi debit aliran kita akan mencapai suatu kecepatan yang bersamaan seperti bila butiran tersebut jatuh bebas dalam fluida diam. Maka kita akan mengalami pengaliran butiran padat itu keluar menurut arah aliran.

Gambar 2.10 Skema Fluidisasi

8 Bila peristiwa tersebut akan kita gambarkan secara grafik, kita ambil sebagai absis kecepatan atas dasar kolom kosong Um (artinya kecepatan rata-rata fluida dalam suatu pipa kosong dengan luas permukaan penampangnya sama dengan penampang unggun) dan sebagai ordinat adalah hilang tekan P. Peristiwa tersebut dapat kita nyatakan sebagai berikut: a.

Dari O ke A unggun tetap diam dan hilang tekan naik menurut debit aliran. Bila debit aliran cukup kecil perubahan P terhadap um adalah tetap linier dan dapat dihitung, misalnya dengan menggunakan persamaan Kozeny Carman.

b.

Di A hilang tekan menjadi sedemikian sehingga gaya tekan bersangkutan dengan awal pengangkatan unggun. Harga hilang tekan ini akan bergantung terutama pada kondisi pencurahan unggun dan sifat partikel (keadaan permukaan, sifat dendritik atau tidak dan seterusnya). Kita melihat kenyataan disini bahwa gaya yang bersangkutan dengan hilang tekan pada titik ini tidak saja untuk mengangkat berat butiran yang diakibatkan oleh penghimpitan partikel satu dengan yang lainnya.

c.

Sekali unggun ini terberai hilang tekan akan turun kembali ke harga yang lebih kecil (titik B), lalu bila kecepatan dinaikkan lagi hilang tekan akan tetap konstan hingga titik C dengan ketinggian unggun yang senantiasa meningkat. Oleh karena itu, kenyataan bahwa hilang tekan tetap konstan (dan sama dengan berat unggun persatuan luas) pada saat debit meningkat, menunjukkan bahwa geometri intern unggun adalah berubah terutama berupa peningkatan porositasnya yang akan berhubungan erat dengan naiknya tinggi unggun. Setelah titik C partikel akan berbawa dalam arah aliran gas. Kurva akan berpotongan dengan kurva hilang tekan fluida dalam tabung kosong ( = 1).

d.

Bila kemudian kecepatan kita turunkan, maka tinggi unggun juga akan menurun, akan tetapi mulai dari titik B sudah tentu kita tidak perlu lagi mengikuti bekas keadaan A oleh karena partikel meletakkan dirinya secara perlahan-lahan satu di atas lainnya tanpa pemadatan. Maka kita akan bergerak dari B ke O dengan melewati D.

9 e.

Alhasil bila kita memulai kembali suatu fluidisasi, tidak akan ada lagi upaya yang harus dilakukan untuk mengatasi gaya gesekan antara partikel yang terjadi karena pemadatan dan titik-titik yang menggambarkannya dinyatakan oleh kurva ODBC naik atau turun akan tetap sama. Hilang tekan (untuk suatu Um tertentu) dalam zone pertama (bersangkutan dengan OD) adalah lebih kecil dari pada dalam OA, karena pemadatan unggun lebih berkurang dan tinggi unggun Zi lebih besar. Pernyataan tentang unggun terfluidakan di atas sebenarnya terlalu

diidealkan. Fluidisasi inilah yang biasa disebut fluidisasi homogen dimana butiran terdispersi secara uniform dalam seluruh bagian unggun, artinya porositas lokal unggun seolah-olah konstan pada setiap titik didalam unggun tersebut. Kita mengamati bahwa fluidisasi homogen terjadi bila densitas fluida f dan densitas partikel s berbeda 𝜌

[𝜌 𝑠 ≅ 1] ..................................................... (2.1) 𝑓

Misalnya dalam hasil fluidisasi butiran kaca dalam air. Akan tetapi kebanyakan operasi fluidisasi dilakukan dalam fasa gas 𝜌

[𝜌 𝑠 ≫ 1] .................................................... (2.2) 𝑓

dimana dalam hal ini fluidisasi menjadi heterogen. Bagian tertentu unggun seolaholah tetap diam sementara yang lainnya dilalui oleh gelembung-gelembung gas yang besar dengan kecepatan Um dan mengandung sedikit butiran sebagai suspensi di dalamnya, gelembung ini merambat ke arah permukaan unggun sehingga tidak memungkinkan lagi untuk mendefinisikan suatu permukaan bebas. Inilah yang disebut peristiwapenggelembungan. Bila gelembung ini sampai memenuhi seluruh penampang unggun ia akan dapat terangkat selama beberapa saat, lalu volum tersebut akan jatuh kembali secara tiba-tiba ke atas lapisan paling rendah. Inilah yang disebut fenomena fluidisasi berpiston. Karena sifat-sifat partikel padat yang menyerupai sifat fluida cair dengan viskositas tinggi, metoda pengontakan fluidisasi memiliki beberapa keuntungan dan kerugian. Keuntungan proses fluidisasi, antara lain:

10 a.

Sifat unggun yang menyerupai fluida memungkinkan adanya aliran zat padat secara kontinu dan memudahkan pengontrolan.

b.

Kecepatan pencampuran yang tinggi membuat reaktor selalu berada dalam kondisi isotermal sehingga memudahkan pengendaliannya.

c.

Sirkulasi

butiran-butiran

padat

antara

dua

unggun

fluidisasi

memungkinkan pemindahan jumlah panas yang besar dalam reaktor. d.

Perpindahan panas dan kecepatan perpindahan massa antara partikel cukup tinggi.

e.

Perpindahan panas antara unggun terfluidakan dengan media pemindah panas yang baik memungkinkan pemakaian alat penukar panas yang memiliki luas permukaan kecil.

Sebaliknya, kerugian proses fluidisasi antara lain: a.

Selama operasi partikel-partikel padat mengalami pengikisan sehingga karakteristik fluidisasi dapat berubah dari waktu ke waktu.

b.

Butiran halus akan terbawa aliran sehingga mengakibatkan hilangnya sejumlah tertentu padatan.

c.

Adanya erosi terhadap bejana dan sistem pendingin.

d.

Terjadinya gelombang dan penorakan di dalam unggun sering kali tidak dapat dihindari sehingga kontak antara fluida dan partikel tidak seragam. Jika hal ini terjadi pada reaktor, konversi reaksi akan kecil. Jika suatu fluida melewati partikel unggun yang ada dalam tabung, maka

aliran tersebut memberikan gaya seret (drag force) pada partikel dan menimbulkan pressure drop sepanjang unggun. Pressure dropakan naik jika kecepatan supervisial naik. Pada kecepatan supervisial rendah, unggun mula-mula diam. Jika kemudian kecepatan supervisial dinaikkan, maka pada suatu saat gaya seret fluida menyebabkan unggun mengembang dan tahanan terhadap aliran udara mengecil, sampai akhirnya gaya seret tersebut cukup untuk mendukung gaya berat partikel unggun. Kemudian unggun mulai bergerak dan kondisi ini disebut minimum fluidization. Kecepatan supervisial terendah yang dibutuhkan untuk terjadinya fluidisasi disebut minimum fluidization velocity (v’mf). Sedangkan porositas dari

11 unggun ketika fluidisasi benar-benar terjadi dinamakan minimum fluidization porosity (εmf). Sementara itu pressure drop sepanjang unggun akan tetap walaupun kecepatan supervisial dinaikkan dan sama dengan berat efektif unggun per satuan luas. Jika kecepatan fluida diatas v’mf, unggun akan mulai mengembang (bubbling) dan kondisi ini dinamakan aggregative fluidization. Kenaikan kecepatan supervisial yang ekstrim tinggi dapat menyebabkan tumbuhnya gelembung yang sangat besar, memenuhi seluruh tabung dan mendorong terjadinya slugging bed. Pada saat ini pressure drop mungkin melampaui berat per satuan luas karena adanya interaksi partikel dengan dinding tabung. Jika densitas fluidanya lebih besar dan partikel unggun lebih kecil kemungkinan unggun dapat tertahan dalam keadaan mengembang lebih stabil (particulate fluidzation). Partikel unggun yang lebih ringan, lebih halus dan bersifat kohesif sangat sukar terfluidisasi karena gaya tarik antar partikel lebih besar daripada gaya seretnya. Sehingga partikel cenderung melekat satu sama lain dan gas menembus unggun dengan membentuk channel. 2.3

Pressure Drop

2.3.1

Penentuan Pressure Drop pada Fixed Bed Korelasi-korelasi matematik pertama yang didapat untuk menentukan

pressure drop pada unggun diam ditemukan oleh Blake pada tahun 1922 melalui metoda-metoda yang bersifat semi empiris, yaitu dengan menggunakan bilanganbilangan tak berdimensi. Untuk aliran laminer dengan kehilangan energi terutama disebabkan oleh gaya viscous. Hubungan yang didapat adalah sebagai berikut: 𝑃 𝐿

Dimana

∆𝑃 𝐿

𝑔𝑐 =

𝑘.𝜇.𝑆2 𝜀3

.................................................... (2.3)

merupakan pressure drop per satuan panjang/tinggi unggun

dikalikan faktor gravitasi. Untuk luas permukaan spesifik, dihitung berdasarkan korelasi berikut : S=

6 (1−𝜀) 𝑑𝑝

........................................................ (2.4)

Sehingga persamaan tersebut dapat menjadi sebagai berikut :

12 ∆𝑃 𝐿

𝑔𝑐 =

3.𝑘.𝜇 (1−𝜀) 𝑑𝑝2 𝜀2

.............................................(2.5)

Persamaan ini kemudian diturunkan lagi oleh Kozeny (1927) dengan mengasumsikan bahwa unggun zat padat tersebut adalah ekivalen dengan satu kumpulan saluran-saluran lurus yang paralel yang mempunyai luas permukaan dalam total dan volume dalam total masing-masing sama dengan luas permukaan luar partikel dan volume ruang kosongnya. Untuk aliran turbulen, persamaan tersebut tidak dapat digunakan lagi sehingga Ergun menurunkan rumus yang lain pada tahun 1952 yang dikenal dengan persamaan Ergun, dimana kehilangan tekanan digambarkan sebagai gabungan dari viscous losses dan kinetic energy los. Pada keadaan ekstrem dapat digambarkan sebagai berikut : a.

Airan laminer (Re<20), kinetic energy losses dapat diabaikan, sehingga: ∆𝑃 𝐿

b.

𝑔𝑐 = 150

(1−𝜀)2 𝑑𝑝2.𝜀3

............................................(2.6)

Aliran turbulen (Re>1000), viscous losses dapat diabaikan, sehingga: ∆𝑃 𝐿

𝑔𝑐 = 175

(1−𝜀)𝜌.𝑔 𝑑𝑝.𝜀3

.........................................(2.7)

Sehingga untuk menentukan pressure drop yang melalui fixed bed dapat dinyatakan dengan persamaan berikut: P 

150v' mf L Dp

2



1   2 3

1,75 v' mf L 1   ...................... (2.8)  Dp  2



Dengan :

2.3.2

Dp

= diameter partikel



= viskositas fluida

ΔL

= tinggi unggun

ε

= voidage

v’mf

= kecepatan supervisial

Penentuan Pressure Drop pada Fluidisasi Minimum Untuk memprediksi pressure drop saat fluidisasi dimulai dapat dtentukan

dengan persamaan:

13

P  1   mf  p   f g ............................................(2.9) Lmf Dengan : Lmf

= tinggi unggun pada saat mulai fluidisasi

εmf

= porositas unggun pada saat mulai fluidisasi

p

= densitas partikel

f

= densitas fluida

g

= gaya gravitasi

Untuk memprediksi kecepatan fluidisasi minimum dapat menggunakan persamaan berikut:

.................................................................................................. (2.10)

Dengan :

N Re, mf 

2.4

D p .v' mf . f



Dp

= diameter partikel

V’mf

= kecepatan fluidisasi minimum

f

= densitas fluida

`

= viskositas fluida

s

= faktor bentuk

........................................(2.11)

Faktor Bentuk Faktor bentuk adalah perbandingan luas permukaan bola pada volume

tertentu dengan luas permukaan partikel pada volume yang sama. Faktor bentuk untuk partikel tidak teratur sudah ditentukan. Untuk material yang sering dipakai mempunyai nilai 0,7<s < 0,9.

14 2.4.1

Pengukuran Kecepatan Fluidisasi Minimum Pengukuran kecepatan fluidisasi minimum dapat diperoleh dari grafik

pressure drop versus supervisial velocity, yaitu merupakan titik potong antara bagian kurva yang naik dan bagian kurva yang datar.

Gambar 2.11Grafik Hubungan Supervisial Velocity Vs Pressure Drop 2.5

Jenis-jenis Fluidisasi

2.5.1

Fluidisasi Partikulat Dalam fluidisasi pasir dengan air, partikel-partikel bergerak menjauh satu

sama lain dan gerakannya bertambah hebat dengan meningkatnya kecepatan, tetapi densitas unggun ratarata pada suatu kecepatan tertentu sama di semua bagian unggun. Proses ini disebut fluidisasi partikulat dan bercirikan ekspansi hamparan yang cukup besar tetapi seragam pada kecepatan tinggi. Akan tetapi, tidak semua fluida liquid pasti menghasilkan fluidisasi partikulat, hal ini dipengaruhi oleh perbedaan densitas. Dalam kasus dimana densitas fluida dan solid tidak terlalu berbeda, ukuran partikel kecil, dan kecepatan aliran fluida rendah, unggun akan terluidisasi merata dengan tiap partikel bergerak sendiri-sendiri melewati jalur bebas rata-rata (mean free path) yang relatif sama. Fase padat ini memiliki banyak karakteristik liquid dan disebut fluidisasi partikulat. Pada fluidisasi partikulat, ekspansi yang terjadi adalah seragam dan persamaan Ergun, yang berlaku untuk unggun diam, dapat dikatakan masih berlaku untuk unggun yang agak mengembang. Andaikan aliran di antara partikel-

15 partikel itu adalah laminar, persamaan yang berlaku untuk hamparan yang mengalami ekspansi adalah:

` .................................(2.12) 2.5.2

Fluidisasi Agregat/ Fluidisasi Gelembung Unggun yang difluidisasikan dengan udara biasanya menunjukkan

fluidisasi agregat. Pada kecepatan superfisial yang jauh melebihi Umf, kebanyakan gas akan melewati unggun sebagai gelembung atau rongga-rongga kosong yang tidak berisikan zat padat dan hanya sebagian kecil gas yang mengalir dalam saluran-saluran yang terbentuk di antara partikel. Gelembung yang terbentuk berperilaku hampir sama dengan gelembung udara di dalam air atau gelembung uap di dalam zat cair yang mendidih, dan karena itu fluidisasi jenis ini sering disebut fluidisasi didih (boiling bed). Gelembung-gelembung yang terbentuk cenderung bersatu dan menjadi besar pada waktu naik melalui hamparan fluidisasi itu. Jika kolom yang digunakan berdiameter kecil dengan hamparan zat padat yang tebal, gelembung itu mungkin berkembang hingga memenuhi seluruh penampang. Gelembunggelembung yang beriringan lalu bergerak ke puncak kolom terpisah dari zat padat yang seakan-akan tersumbat. Peristiwa ini disebut penyumbatan (slugging). Penyamarataan bahwa fluida gas pasti menghasilkan fluidisasi gelembung tidak sepenuhnya benar. Perbedaan densitas merupakan parameter yang penting. Pada kasus dimana densitas fluida dan solid berbeda jauh atau ukuran partikel besar, kecepatan aliran fluida yang dibutuhkan lebih besar dan fluidisasi yang terjadi tidak merata. Sebagian besar fluida melewati unggun dalam bentuk gelembung (bubbles). Di sini, unggun memiliki banyak karakteristik liquid dengan fasa fluida terjadi pada saat gas menggelembung melewati unggun. Fluidisasi jenis ini disebut fluidisasi agregat. Partikel unggun yang lebih ringan, lebih halus, dan bersifat kohesif sangat sukar terfluidisasi karena gaya tarik antarpartikel lebih besar daripada gaya seretnya. Partikel cenderung melekat satu sama lain dan gas menembus unggun

16 dengan membentuk channel. Pengembangan volume unggun dalam fluidisasi gelembung terutama disebabkan oleh volume yang dipakai oleh gelembung uap, karena fase rapat pada umumnya tidak berekspansi dengan peningkatan aliran. Dalam penurunan berikut ini, aliran gas melalui fase rapat diandaikan sama dengan Umf dikalikan dengan fraksi unggun yang diisi oleh fase rapat, ditambah sisa aliran gas yang dibawa oleh gelembung, sehingga: .......................................(2.13) dimana: fb = fraksi unggun yang diisi gelembung ub = kecepatan rata-rata gelembung Dalam fluidisasi agregat, fluida akan membuat gelembung pada padatan unggun dalam tingkah laku yang khusus. Gelembung fluida meningkat melalui unggun dan pecah pada permukaan unggun dan akan tejadi “splashing” dimana partikel unggun akan bergerak ke atas. Seiring dengan meningkatnya kecepatan fluida, perilaku gelembung akan bertambah besar. Keberadaan fluidisasi partikulat atau agregatif merupakan hasil dari pengaruh gaya gravitasi pada fasa-fasa yang ada dalam unggun terfluidisasi dan juga karena mekanika fluida ruah dari sistem. Angka Froude, yaitu rasio antara kinetik dengan energi gravitasi merupakan salah satu kriteria penentu jenis fluidisasi apa yang terjadi. 2.5.3

Fluidisasi Kontinu Bila kecepatan fluida melalui hamparan zat padat cukup besar, maka

semua partikel dalam hamparan itu akan terbawa ikut oleh fluida hingga memberikan suatu fluidisasi kontinu. Prinsip fluidisasi ini terutama diterapkan dalam pengangkutan zat padat dari suatu titik ke titik lain dalam suatu pabrik pengolahan di samping ada beberapa reaktor gas zat padat lama yang bekerja dengan prinsip ini. Contohnya adalah dalam tranportasi lumpur dan tranportasi pneumatic. Ketika laju alir fasa fluida melewati kecepatan terminal partikel, unggun terfluidisasi akan kehilangan identitasnya karena partikel solid terbawa dalam

17 aliran fluida. Metoda pengangkutan ini sering digunakan dalam industri, biasanya dengan udara sebagai fasa fluida, antara lain untuk mengangkut produk dari pengering semprot (spray dryers). Keuntungan metoda ini adalah kehilangan yang terjadi sedikit, prosesnya bersih, dan kemampuannya untuk memindahkan sejumlah besar solid dalam waktu singkat. Tetapi kerugiannya antara lain ada kemungkinan terjadi kerusakan partikel solid serta korosi pada pipa mungkin besar.

18 BAB III METODOLOGI PERCOBAAN 3.1

Alat-Alat yang Digunakan

1.

Kompresor

2.

Flowmeter

3.

Manometer

4.

Kolom I (65 mm)

5.

Valve

6.

Flow Regulator Valve

7.

Jangka sorong

3.2

Bahan-Bahan yang Digunakan

1.

Arang aktif

2.

Pasir halus

3.

Zeolit

3.3

Prosedur Percobaan

1.

Sampel pasir halus dimasukkan ke dalam kolom I setinggi 3 cm.

2.

Valve V2, V3, V5, V6 ditutup dan buka valve yang lain.

3.

Kompresor dihidupkan dengan menggunakan switch.

4.

Flow regulator valve dibuka sampai flowmeter menunjukkan 9.200 L/jam.

5.

Tinggi unggun/bed dicek paling sedikit 1,5 x tinggi bed semula.

6.

Flow regulator valve ditutup.

7.

Manometer pada kolom I dicek hingga menunjukkan angka nol.

8.

Flow control valve diatur agar flowmeter menunjukkan 400 L/jam.

9.

Tinggi unggun, pressure drop dan kondisi unggun dicatat.

10.

Percobaan tersebut diulangi dengan menaikkan flow rate selang 400 L/jam hingga 9.200 L/jam/

11.

Percobaan diatas diulangi untuk kolom I dengan tinggi unggun awal 3,5; 4; 4,5; dan 5 cm.

12.

Prosedur diatas diulangi juga untuk sampel arang aktif dan zeolit

19 3.4

Rangkaian Alat

Gambar 3.1 Rangkaian Alat Fluidisasi

20 BAB IV HASIL DAN PEMBAHASAN 4.1

Data Pengamatan Percobaan ini menggunakan 3 jenis partikel padat yaitu: Arang Aktif,

Pasir Halus dan Zeolit. Variabel yang dilakukan dalam percobaan ini adalah perbedaan tinggi unggun untuk penggunaan kolom dengan ID 65 yakni 3 cm, 3.5 cm, 4 cm, 4.5 cm dan 5 cm. Flow rate yang digunakan pada percobaan ini selang 400 L/jam sampai 9200 L/jam. 4.2

Pembahasan

4.2.1

Perbandingan Laju Alir Fluida Terhadap Pressure Drop

1.

Pasir Halus Hubungan laju alir fluida pasir halus terhadap pressure drop dengan

berbagai macam tinggi unggun dapat dilihat pada Gambar 4.1 dan Gambar 4.2. 25

Pressure Drop (∆P)

20

3 cm 3,5 cm

15

4 cm 4,5 cm

10

5 cm

3 cm (Perc)

5

5 cm (Perc) 0 400 1200 2000 2800 3600 4400 5200 6000 6800 7600 8400 9200 Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.1 Perbandingan Laju Alir Fluida Pasir Halus Terhadap Pressure Drop (Fixed Bed)

21 0.25

Pressure Drop (ΔP)

0.2

3 cm 3,5 cm

0.15

4 cm 0.1

4,5 cm 5 cm

0.05

3 cm (Perc)

0 0

2000

4000

6000

8000

10000

Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.2 Perbandingan Laju Alir Fluida Pasir Halus Terhadap Pressure Drop (Fluidized) Pada Gambar 4.1 dan 4.2 percobaan tinggi unggun partikel pasir meningkat pada saat laju alir fluida ditingkatkan. Bertambahnya tinggi unggun pasir disebabkan karena kecilnya diameter pasir dan densitas pasir. Dari kedua grafik dapat dilihat bahwa semakin tinggi laju alir fluida, maka pressure drop yang dihasilkan juga semakin meningkat. Hal ini sesuai dimana pressure drop berbanding lurus dengan kecepatan fluidisasi, sehingga semakin besar kecepan fluidisasinya maka semakin besar pula pressure drop yang dihasilkan. Pada Gambar 4.1 didapatkan pressure drop tertinggi terdapat pada Lo = 5 cm dengan pressure drop yang didapatkan sebesar 22,2781 kg/ms2. Sedangkan pada Gambar 4.2 didapatkan pressure drop tertinggi pada Lo = 5 cm dengan pressure drop yang didapatkan sebesar 0,194 kg/ms2. Untuk partikel pasir halus baik pada kolom dengan ID 65 mm, tinggi umpan mula-mula 3; 3.5; 4; 4.5 dan 5 cm fenomena fixed bed hanya terjadi pada laju alir 400 L/jam hingga 9200 L/jam, hal ini dikarenakan partikel pasir halus ini sangat ringan dan lebih ringan jika dibandingkan dengan partikel zeolit dan arang aktif. Fenomena yang terjadi yaitu fenomena fixed bed, fenomena minimum, fenomena bubbling, fenomena slugging dan fenomena disperse. Ini menunjukkan

22 bahwa pasir sangatlah cocok untuk kita jadikan bahan dalam mempelajari setiap fenomena yang terjadi dalam fluidisasi karena pasir dapat membentuk hampir semua fenomena bahkan semua fenomena yang terjadi. Fenomena ini juga dipengaruhi oleh ukuran diameter partikel dan densitas partikel yang mana diameter partikel pasir yaitu 0.092 cm dan densitas 1377.2 kg/m3. Karena pasir memiliki diameter dan densitas yang kecil menyebabkan pasir mudah untuk terfluidakan. 2.

Arang Aktif Hubungan laju alir fluida arang aktif terhadap pressure drop dengan

berbagai macam tinggi unggun dapat dilihat pada Gambar 4.3 dan Gambar 4.4. 140

Pressure Drop (ΔP)

120 3 cm

100

3,5 cm

80

4 cm

60

4,5 cm

40

5 cm

20

3 cm (Perc)

0 -20

5 cm (Perc) 400 1200 2000 2800 3600 4400 5200 6000 6800 7600 8400 9200 Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.3 Perbandingan Laju Alir FluidaArang Aktif Terhadap Pressure Drop (Fixed Bed)

23 6

Pressure Drop (ΔP)

5 3 cm

4

3,5 cm 3

4 cm 4,5 cm

2

5 cm 3 cm (Perc)

1

5 cm (Perc) 0 0

2000

4000

6000

8000

10000

-1 Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.4 Perbandingan Laju Alir Fluida Arang Aktif Terhadap Pressure Drop (Fluidized) Pada Gambar 4.3 dan 4.4 sama-sama menunjukkan bahwa semakin tinggi unggun, maka pressure drop yang dihasilkan akan semakin tinggi. Hal ini sesuai dimana pressure drop berbanding lurus dengan kecepatan fluidisasi, sehingga semakin besar kecepan fluidisasinya maka semakin besar pula pressure drop yang dihasilkan Pada Gambar 4.3 didapatkan pressure drop tertinggi pada Lo = 5 cm dengan pressure drop yang didapatkan sebesar 121,7274 kg/ms2. Sedangkan pada Gambar 4.4 didapatkan pressure drop tertinggi pada Lo = 5 cm dengan pressure drop yang didapatkan sebesar 5,47 kg/ms2. Fenomena yang terjadi pada percobaan menggunakan arang aktif adalah fenomena fixed bed, fenomena minimum, fenomena bubbling, fenomena slugging, dan fenomena disperse. Pada proses ini tidak sampai terbentuk gelembung dikarenakan proses fluidisasi dipengaruhi oleh diameter kolom, massajenis dan ukuran partikel. Arang aktif mempunyai ukuran partikel lebih besar dari pasir halus dan arang mempunyai ukuran partikel hampir sama dengan zeolit dan ini menyebabkan fenomena yang terjadi lebih sedikit.

24 3.

Zeolit Hubungan laju alir fluida zeolit terhadap pressure drop dengan berbagai

macam tinggi unggun dapat dilihat pada Gambar 4.5 dan Gambar 4.6. 35 30

Pressure Drop (ΔP)

25

3 cm

20

3,5 cm 4 cm

15

4,5 cm 10

5 cm 3 cm (Perc)

5

5 cm (Perc) 0 400 1200 2000 2800 3600 4400 5200 6000 6800 7600 8400 9200 -5

Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.5 Perbandingan Laju Alir Fluida Zeolit Terhadap Pressure Drop (Fixed Bed) 0.4 0.35 0.3

3 cm

Pressure Drop (ΔP)

0.25

3,5 cm

0.2

4 cm 4,5 cm

0.15

5 cm

0.1

3 cm (Perc)

0.05

5 cm (Perc) 0

-0.05

0

2000

4000

6000

8000

10000

Laju Alir (L/jam)

Gambar 4.6 Perbandingan Laju Alir Fluida Zeolit Terhadap Pressure Drop (Fluidized)

25 Pada Gambar 4.5 dapat dilihat bahwa pressure drop yang dihasilkan dari tinggi unggun 3 cm, 3.5 cm, 4 cm, 4.5 cm dan 5 cm untuk zeolit semakin meningkat. Hal ini sesuai dimana pressure drop berbanding lurus dengan kecepatan fluidisasi, sehingga semakin besar kecepan fluidisasinya maka semakin besar pula pressure drop yang dihasilkan Pada percobaan menggunakan zeolit didapatkan pressure drop tertinggi terdapat pada Lo = 5 cm dengan pressure drop yang didapatkan sebesar 29,4210 kg/ms2 Pada Gambar 4.6 menunjukkan bahwa hasil pressure drop yang diperoleh sama dengan tinggi unggun 3 cm, 3.5 cm, 4 cm, 4.5 cm dan 5 cm. Hal ini dikarenakan ukuran partikel unggun yang besar yaitu 0.272 cm dan densitas 2200 kg/m3 yang menyebabkan tidak terangkatnya partikel zeolit sehingga tidak terjadi proses fluidisasi. Semakin berat dan besar ukuran partikel yang digunakan dalam proses fluidisasi maka gas yang dialirkan juga harus semakin besar. Kecepatan fluidisasi berbanding lurus dengan pressure drop sehingga semakin besar kecepatan fluidisasinya maka pressure dropnya akan semakin besar juga. Berbeda dengan diameter, semakin besar diameter partikelnya maka akan semakin kecil pressure dropnya. Hal itu dikarenakan diameter partikel berbanding terbalik dengan pressure drop.

26 BAB V KESIMPULAN DAN SARAN 5.1 1.

Kesimpulan Semakin tinggi flow rate, maka pressure drop juga akan meningkat. Ini terlihat pada percobaan untuk setiap variasi umpan yaitu pasir, zeolit dan arang aktif memperlihatkan bahwa pressure drop berbanding lurus dengan flow rate.

2.

Semakin besar densitas material maka membutuhkan flowrate yang lebih besar untuk mencapai kondisi fluidisasi.

3.

Semakin besar diameter partikel yang digunakan maka pressure drop yang didapat semakin kecil.

4.

Semakin tinggi unggun yang dicapai pada proses fluidisasi maka pressure drop yang didapat semakin tinggi.

5.

Pressure drop tertinggi yang diperoleh pada percobaan adalah sebesar 2,7 mbar yang terdapat pada partikel pasir halus dengan tinggi unggun 5 cm.

5.2 1.

Saran Dalam percobaan dalam menaikkan flowrate harus teliti karena akan mempengaruhi pressure drop yang akan terbaca pada alat fluidisasi.

2.

Sebelum melakukan percobaan hendaknya dilakukan kalibrasi terlebih dahulu terhadap alat untuk mendapatkan hasil yang akurat.

27 DAFTAR PUSTAKA Brown, G.G. 1985, Unit Operation, John Willey E. Sons Inc., New York. Geankoplis, C.J. 1993, Transport Process and Unit Operation, 3rd edition, Prentice Hall Inc., Englewood Cliffs, New Jersey. Geankoplis, C.J. 1993, Transport Process and Unit Operation, 3rd edition, Prentice Hall Inc., Englewood Cliffs, New Jersey. Heri., S.,Dr. Ir. 1986. Operasi Teknik Kimia I. Jurusan Fakultas Teknologi Industri ITB. Kunii, daizo and Levenspiel, octave. 1991, Fluidization Engineering, United state of America..

2nd

edition.

McCabe, W.L., J.C Smith and P. Harriot, 1985 Unit Operation of Chemical Engineering, 5th edition, McGraw-Hill Book Co. Inc., New York. McCabe, W.L., J.C Smith and P. Harriot, 1985 Unit Operation of Chemical Engineering, 5th edition, McGraw-Hill Book Co. Inc., New York.

28 LAMPIRAN A PERHITUNGAN A.1 1.

Diameter Partikel Pasir halus 0.094 cm + 0.077 cm + 0.069 cm = 0.08 cm = 0.0008 m 3

2.

Arang Aktif 0.142 cm + 0.133 cm + 0.10 cm = 0.125 cm = 0.00125 m 3

3.

Zeolit 0.26 cm + 0.232 cm + 0.21 cm = 0.234 cm = 0.00234 m 3

A.2

Contoh Perhitungan Tabel Sebagai contoh perhitungan, maka diambil data pada pasir halus dengan

tinggi unggun 3 cm. Maka perhitungan kecepatan superfisial dan pressure drop yaitu sebagai berikut : Tinggi Unggun

= 0.03 m

Diameter partikel

= 0.008 m

Diameter Kolom

= 0.065 m

Luas Alas Kolom

= 0.00317 m2

Densitas partikel

= 1416.81 Kg/m3

Viskositas Fluida

= 1.78 × 10-5 Kg/m.s

Factor Koreksi

= 0.75

Densitas Fluida

= 1200 Kg/m3

Gravitasi

= 9.8 m/s2

1.

Flowrate (Q) L

Q = 1200jam × 2.

1 jam 3600 s

×

10-3 m 1L

= 0.00033 m3/s

Volume Bed (Vbed) Vbed = Luas Alas Kolom × Tinggi Unggun Vbed = 0.003317 m2 × 0.03 m

29 Vbed = 9.951 × 10-5 m3 3.

Volume Partikel (Vpartikel) Vpartikel = Π (ID partikel / 2)2 × Tinggi Unggun × Faktor Koreksi Vpartikel = 3.14 × (0.008 / 2)2 × 0.03 × 0.75 Vpartikel = 1.1304 × 10-8

4.

Porositas (Ɛ) Ɛ= Ɛ=

Vbed - Vpartikel Vbed 9.951 × 10−5 − 1.1304 × 10−8 9.951 × 10−5

Ɛ = 0.9998 5.

Kecepatan Superfisial (v’) Flowrate (Q)

v’ = Luas Alas Kolom v’ =

0.000333 m3/s 0.003371 m2

v’ = 0.100492 m/s 6.

Pressure Drop (∆P) (FixBed) (1-ε)2

2

1.75 ρ(v' ) ∆L

∆P =

150 μv'∆L

∆P =

150 ×0.0000178 ×0.100492 ×0.025

Dp

2

×

ε3

+

(0.0008)

2

Dp

×

1-ε

×

ε (1-0.9998)2 (0.9998)

3

+

1.75 ×1416.81 × (0.100492)2 ×0.03 0.0008

∆P = 0.106675 kg/m.s2 7.

Pressure Drop (ΔP) (Fluidized) ΔP = (1 - εmf) (ρp – ρf) (Lmf) (g) ΔP = (1 - 0.9998)(1416.81 – 1,78 x 10-10)(0,03)(9,8) ΔP = 0,083308428 kg/ms2

×

(1-0.9998) 0.9998

30 LAMPIRAN B TABEL PERHITUNGAN B.1

Pasir Halus Diameter

= 0,00098 m

Denditas

= 1377,2 kg/m3

Viskositas

= 0,0000178 kg/m.s

ID

= 0,065 m

Luas Penampang

= 0,003316625 m2

Massa Partikel

= 0,0000001 kg

 Tinggi Unggun

0,03 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0,03 0,03 0,035 0,05 0,07 0,077 0,083 0,09 0,1 0,103 0,114 0,12 0,124 0,13 0,134 0,145 0,15 0,16 0,167 0,175 0,187 0,199 0,224

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0.5 1.2 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5

ΔP Kondisi Perhit Bed kg/ms2 (FixBed) Fixed bed 0.0070 Fixed bed 0.0282 Minimum 0.0688 Bubbling 0.1505 Bubbling 0.2940 Bubbling 0.4531 Bubbling 0.6513 Bubbling 0.9034 Bubbling 1.2387 Bubbling 1.5645 Slugging 2.0496 Slugging 2.5409 Slugging 3.0615 Slugging 3.6890 Slugging 4.3407 Slugging 5.2700 Slugging 6.1194 Disperse 7.2416 Disperse 8.3659 Disperse 9.6461 Disperse 11.4130 Disperse 14.2339 Disperse 16.4285

ΔP Perc. kg/ms2 0 0.0005 0.0012 0.0013 0.0013 0.0013 0.0013 0.0013 0.0013 0.0013 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0015 0.0015 0.0015 0.0015 0.0015 0.0015 0.0015 0.0015

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized) 0,0173 0,0173 0,0184 0,0195 0,0291 0,0330 0,0354 0,0402 0,0441 0,0493 0,0578 0,0651 0,0705 0,0758 0,0812 0,0865 0,0919 0,0972 0,103 0,108 0,113 0,119 0,124

31  Tinggi Unggun

= 0,035 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0,035 0,035 0,035 0,06 0,08 0,095 0,1 0,109 0,113 0,12 0,13 0,132 0,139 0,148 0,155 0,16 0,17 0,182 0,19 0,208 0,219 0,227 0,243

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0.5 1 1.6 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8 1.8

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Disperse Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0082 0.0329 0.0741 0.1788 0.3382 0.5505 0.7781 1.0615 1.4102 1.8233 2.3485 2.8289 3.4591 4.0349 4.7642 5.5712 6.5613 7.5084 8.7056 9.9755 11.4130 13.6645 15.8684

ΔP Perc kg/ms2 0 0.0005 0.001 0.0016 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018 0.0018

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized) 0,0201 0,0201 0,0216 0,0227 0,0326 0,0419 0,0472 0,0527 0,0554 0,0574 0,0639 0,0694 0,0740 0,0794 0,0841 0,0964 0,0974 0,0994 0,0114 0,119 0,125 0,130 0,138

32  Tinggi Unggun

0,04 m

Tinggi Bed (m)

Flowrate (Q) (L/jam)

Pressure Drop (mbar)

Kondisi Bed

0,04 0,04 0,04 0,094 0,1 0,106 0,115 0,124 0,135 0,145 0,15 0,152 0,16 0,175 0,18 0,2 0,215 0,22 0,23 0,24 0,25 0,26 0,28

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0.5 1 1.9 1.9 1.9 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2

Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Disperse Disperse Disperse Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0094 0.0376 0.0846 0.2522 0.4117 0.6182 0.8934 1.2347 1.6674 2.1762 2.7044 3.2523 3.9760 4.9571 5.8229 7.2275 8.6691 9.9096 11.4659 13.7398 15.5632 17.3653 19.9133

ΔP Perc kg/ms2 0 0 0.0005 0.001 0.0019 0.0019 0.0019 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002 0.002

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized) 0,0230 0,0230 0,0348 0,0442 0,0522 0,0610 0,0662 0,0713 0,0777 0,0834 0,0887 0,0920 0,0956 0,102 0,111 0,115 0,124 0,127 0,132 0,138 0,144 0,150 0,161

33  Tinggi Unggun

0,045 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.045 0.045 0.045 0.095 0.103 0.117 0.128 0.136 0.149 0.16 0.17 0.185 0.191 0.202 0.212 0.223 0.23 0.241 0.251 0.26 0.267 0.282 0.294

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 1 1.5 2 2.1 2.1 2.1 2.1 2.1 2.1 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2 2.2

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Disperse Disperse Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0105 0.0423 0.0952 0.2635 0.4352 0.6860 0.9971 1.3626 1.8485 2.4115 3.0602 3.8960 4.6917 5.6949 6.8022 8.0707 9.3491 10.9006 12.5700 14.3515 16.1857 18.6179 21.0957

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0 0 0.001 0.0015 0.002 0.0021 0.0021 0.0021 0.0021 0.0021 0.0021 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022 0.0022

0,0238 0,0259 0,0336 0,0478 0,0592 0,0673 0,0736 0,0798 0,0830 0,0887 0,0966 0,106 0,110 0,116 0,122 0,128 0,132 0,139 0,144 0,150 0,154 0,162 0,169

34  Tinggi Unggun

0,05 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.05 0.05 0.065 0.079 0.102 0.108 0.123 0.135 0.142 0.16 0.172 0.186 0.194 0.201 0.213 0.222 0.231 0.24 0.253 0.26 0.274 0.288 0.308 B.2

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

1 1.5 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 2.7 2.7 2.7 2.7 2.7 2.7 2.7 2.7

ΔP Kondisi Perhit Bed kg/ms2 (FixBed) Fixed bed 0.0117 Fixed bed 0.0470 Minimum 0.1217 Minimum 0.2428 Bubbling 0.4470 Bubbling 0.6691 Bubbling 0.9971 Bubbling 1.3928 Bubbling 1.8294 Bubbling 2.4703 Bubbling 3.1599 Bubbling 3.9977 Bubbling 4.8508 Bubbling 5.7872 Bubbling 6.9610 Slugging 8.1912 Slugging 9.5530 Slugging 11.0530 Slugging 12.8673 Slugging 14.5868 Slugging 16.8082 Disperse 19.2442 Disperse 22.2781

Arang Aktif Diameter

= 0,00597 m3

Densitas

= 1379,774 Kg/m3

Viskositas

= 0,0000178 kg/m.s

ID

= 0,065

Luas Penampang

= 0,003316625 m2

Massa Partikel

= 0,000102316 Kg

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0.001 0.0015 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0016 0.0027 0.0027 0.0027 0.0027 0.0027 0.0027 0.0027 0.0027

0,0288 0,0288 0,0374 0,0498 0,0624 0,0702 0,0775 0,0805 0,0890 0,0978 0,105 0,110 0,120 0,130 0,140 0,150 0,159 0,167 0,173 0,179 0,182 0,188 0,194

35  Tinggi Unggun

= 0,03 m

Tinggi Bed (m)

Flowrate (Q) (L/jam)

Pressure Drop (mbar)

Kondisi Bed

0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.031 0.033 0.036 0.039 0.05 0.061 0.07 0.078 0.082 0.09 0.095 0.103 0.11 0.125 0.14 0.16

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0.4 0.5 0.5 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7 0.7

Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Disperse Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0406 0.1624 0.3654 0.6497 1.0151 1.4618 1.9897 2.6421 3.4536 4.4668 5.6505 7.7966 10.4083 13.2650 16.4459 19.4049 23.4710 27.4099 32.4947 37.9002 46.2619 55.6862 68.0241

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0 0 0 0 0 0.0004 0.0005 0.0005 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007

0,587 0,587 0,587 0,587 0,587 0,597 0,607 0,641 0,646 0,705 0,753 0,979 1,19 1,37 1,53 1,61 1,76 1,86 2,02 2,15 2,45 2,74 3,13

36  Tinggi Unggun

= 0,035 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.037 0.039 0.042 0.052 0.061 0.075 0.087 0.09 0.094 0.11 0.135 0.149 0.16 0.178 0.195 0.21 0.24

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0.1 0.4 0.7 0.7 0.8 0.8 0.8 0.8 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9

ΔP Kondisi Perhit Bed kg/ms2 (FixBed) Fixed bed 0.0473 Fixed bed 0.1895 Fixed bed 0.4263 Fixed bed 0.7580 Fixed bed 1.1843 Fixed bed 1.7055 Minimum 2.3877 Minimum 3.2052 Bubbling 4.2211 Bubbling 5.8880 Bubbling 7.8615 Slugging 10.7203 Slugging 13.9540 Slugging 16.5813 Slugging 19.6438 Slugging 25.1224 Slugging 33.2506 Slugging 40.3475 Slugging 47.6426 Slugging 57.6624 Disperese 68.6467 Disperese 80.2537 Disperese 98.4559

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0 0 0 0 0 0.0001 0.0004 0.0007 0.0007 0.0008 0.0008 0.0008 0.0008 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009

0,685 0,692 0,734 0,776 0,792 0,832 0,884 0,950 0,994 1,04 1,19 1,37 1,52 1,66 1,84 2,15 2,34 2,48 2,65 2,80 3,01 3,27 3,45

37  Tinggi Unggun

= 0,04 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.045 0.048 0.052 0.059 0.065 0.08 0.105 0.117 0.125 0.146 0.17 0.187 0.198 0.218 0.227 0.248 0.256

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0.1 0.2 0.2 0.4 0.7 0.9 1.1 1.1 1.1 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Disperse Disperse Disperse Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0541 0.2165 0.4872 0.8662 1.3535 1.9491 2.8188 3.8116 5.0434 6.7002 8.5986 11.6949 16.5847 20.8261 25.1258 32.2260 41.0743 49.7765 58.1484 69.8447 79.6899 94.3390 105.9744

ΔP ΔP Perhit Perc kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) 0 0 0 0 0.0001 0.0002 0.0002 0.0004 0.0007 0.0009 0.0011 0.0011 0.0011 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012 0.0012

0,783 0,810 0,824 0,850 0,885 0,990 1,07 1,27 1,38 1,49 1,70 1,82 1,98 2,04 2,31 2,42 2,53 2,65 2,86 2,97 3,19 3,41 3,62

38  Tinggi Unggun

= 0,045 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.045 0.045 0.045 0.045 0.05 0.05 0.054 0.058 0.062 0.07 0.1 0.113 0.142 0.178 0.185 0.194 0.203 0.212 0.221 0.23 0.249 0.258 0.287

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0.1 0.4 0.4 1 1.2 1.2 1.3 1.3 1.3 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Bubbling Bubbling Bubbling Bubbling Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Slugging Disperse Disperse

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0609 0.2436 0.5482 0.9745 1.6073 2.3146 3.2831 4.4614 5.8657 7.7830 11.8742 15.3983 21.3885 29.5811 35.0238 41.4087 48.5068 56.3549 64.9894 74.4468 87.7485 99.2525 118.8632

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0 0 0 0.0001 0.0004 0.0004 0.001 0.0012 0.0012 0.0013 0.0013 0.0013 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014 0.0014

0,881 0,904 0,934 1,34 1,54 1,69 1,98 2,02 2,26 2,47 2,52 2,62 2,73 2,85 2,91 3,25 3,45 3,65 3,85 4,05 4,25 4,45 4,65

39  Tinggi Unggun

= 0,05 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.051 0.055 0.065 0.075 0.087 0.13 0.147 0.16 0.173 0.186 0.199 0.212 0.225 0.238 0.251 0.264 0.277 0.29 B.3

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0.2 0.4 0.4 1.1 1.3 1.4 1.5 1.5 1.5 1.6 1.7 1.7 1.7 1.7 1.7 1.7 1.7 1.7 1.7

ΔP ΔP ΔP Perhit Kondisi Perhit Perc kg/ms2 Bed kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) (FixBed) Fixed bed 0.0676 0 0,979 Fixed bed 0.2707 0 0,999 Fixed bed 0.6091 0 0,127 Fixed bed 1.0828 0 1,48 Fixed bed 1.6919 0.0002 1,69 Minumum 2.4608 0.0004 1,90 Minumum 3.4820 0.0004 2,11 Minumum 4.9811 0.0011 2,32 Bubbling 6.8525 0.0013 2,53 Bubbling 9.2720 0.0014 2,74 Bubbling 14.7404 0.0015 2,95 Slugging 19.1991 0.0015 3,16 Slugging 24.0192 0.0015 3,37 Slugging 29.5811 0.0016 3,58 Slugging 35.9375 0.0017 3,79 Slugging 43.1412 0.0017 4,00 Slugging 51.2451 0.0017 4,21 Slugging 60.3019 0.0017 4,42 Slugging 70.3644 0.0017 4,63 Slugging 81.4854 0.0017 4,84 Slugging 93.7177 0.0017 5,05 Disperse 107.1141 0.0017 5,26 Disperse 121.7274 0.0017 5,47

Zeolite Diameter

= 0,00272 m

Densitas

= 2200 Kg/m3

Viskositas

= 0,0000178 Kg/m.s

ID

= 0,065 m

Luas Penampang

= 0,003316625 m2

Massa Partikel

= 0,000001 Kg

40  Tinggi Unggun

= 0,03 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.7 0.7 0.7

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0333 0.1334 0.3003 0.5339 0.8342 1.2013 1.6351 2.1356 2.7029 3.3369 4.0377 4.8052 5.6395 6.5404 7.5082 8.5426 9.6438 10.8118 12.0465 13.3479 14.7161 16.1510 17.6526

ΔP ΔP Perhit Perc kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.0001 0.0002 0.0003 0.0004 0.0005 0.0006 0.0007 0.0007 0.0007 0.0007

0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227 0,227

41  Tinggi Unggun

= 0,035 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035 0.035

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0 0 0 0.1 0.1 0.2 0.2 0.3 0.3 0.4 0.5 0.5 0.6 0.6 0.7 0.8 0.8 0.9

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum

ΔP ΔP Perhit Perhit ΔP Perc kg/ms2 kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) (FixBed) 0.0389 0 0,264 0.1557 0 0,264 0.3503 0 0,264 0.6229 0 0,264 0.9732 0 0,264 1.4015 0 0,264 1.9076 0 0,264 2.4916 0 0,264 3.1534 0.0001 0,264 3.8931 0.0001 0,264 4.7107 0.0002 0,264 5.6061 0.0002 0,264 6.5794 0.0003 0,264 7.6305 0.0003 0,264 8.7595 0.0004 0,264 9.9664 0.0005 0,264 11.2512 0.0005 0,264 12.6138 0.0006 0,264 14.0542 0.0006 0,264 15.5725 0.0007 0,264 17.1687 0.0008 0,264 18.8428 0.0008 0,264 20.5947 0.0009 0,264

42  Tinggi Unggun

= 0,04 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04 0.04

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0 0 0 0.1 0.2 0.2 0.3 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.7 0.8 0.9 1 1 1.1

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0444 0.1779 0.4004 0.7118 1.1123 1.6017 2.1801 2.8475 3.6039 4.4493 5.3836 6.4070 7.5193 8.7206 10.0109 11.3902 12.8585 14.4157 16.0620 17.7972 19.6214 21.5346 23.5368

ΔP Perc kg/ms2

ΔP Perhit kg/ms2 (Fluidized)

0 0 0 0 0 0 0 0 0.0001 0.0002 0.0002 0.0003 0.0003 0.0004 0.0005 0.0006 0.0007 0.0007 0.0008 0.0009 0.001 0.001 0.0011

0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302 0,302

43  Tinggi Unggun

= 0,045 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045 0.045

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.4 0.5 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 1 1.1 1.2 1.3

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0500 0.2002 0.4504 0.8008 1.2513 1.8019 2.4526 3.2035 4.0544 5.0054 6.0566 7.2078 8.4592 9.8107 11.2623 12.8140 14.4658 16.2177 18.0697 20.0219 22.0741 24.2265 26.4789

ΔP ΔP Perhit Perc kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) 0 0 0 0 0 0 0 0.0001 0.0002 0.0003 0.0004 0.0004 0.0005 0.0005 0.0006 0.0007 0.0008 0.0009 0.001 0.001 0.0011 0.0012 0.0013

0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340 0,340

44  Tinggi Unggun

= 0,05 m

Tinggi Flowrate Pressure Bed (Q) Drop (m) (L/jam) (mbar) 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05 0.05

400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000 4400 4800 5200 5600 6000 6400 6800 7200 7600 8000 8400 8800 9200

0 0 0 0 0 0 0 0 0.2 0.4 0.5 0.5 0.6 0.6 0.7 0.8 0.9 1 1.1 1.2 1.2 1.3 1.4

Kondisi Bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Fixed bed Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum Minimum

ΔP Perhit kg/ms2 (FixBed) 0.0556 0.2224 0.5005 0.8898 1.3904 2.0021 2.7252 3.5594 4.5049 5.5616 6.7295 8.0087 9.3991 10.9008 12.5136 14.2378 16.0731 18.0197 20.0775 22.2465 24.5268 26.9183 29.4210

ΔP ΔP Perhit Perc kg/ms2 kg/ms2 (Fluidized) 0 0 0 0 0 0 0 0 0.0002 0.0004 0.0005 0.0005 0.0006 0.0006 0.0007 0.0008 0.0009 0.001 0.0011 0.0012 0.0012 0.0013 0.0014

0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378 0,378

45 LAMPIRAN C DOKUMENTASI

Gambar C.1Pasir dimasukkan kedalam kolom

Gambar C.2 Zeolit dimasukkan kedalam kolom

Gambar C.3 Arang dimasukkan kedalam kolom

Gambar C.4 Proses fluidisasi pasir

46

Gambar C.5 Mengukur tinggi unggun pada kolom