M.pdf

LAMPIRAN F TUGAS KHUSUS REAKTOR (RE-201)

Fungsi

: Mereaksikan Metil Asetat dengan CO untuk membentuk Asetat Anhidrid

Jenis

: Reaktor Fixed Bed Multitubular

Kondisi operasi : Isotermal pada suhu (T) 130 oC dan tekanan (P) 5 atm Katalisator

: Rhodium (Rh)

Konversi

: 90%

Reaksi yang terjadi adalah :

CH3C(=O)OCH3(l) + CO(g) Metil Asetat

CH3C(=O)O(O=)CCH3(l)

CO

…(1)

Asetat Anhidirid

Berikut adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201). Perhitungannya dapat dilihat pada lampiran A dan Lampiran B



Dari Lampiran A (perhitungan neraca massa) Tabel F.1 Neraca Massa Reaktor (RE-201) Massa Masuk Komponen Metil Asetat Air Karbon Monoksida

Asetat Anhidrid

Total

Massa Terkonsumsi

Massa Tergenerasi

Massa Keluar

F1 Kg/jam 2.035,607 226,1768 -

F6 Kg/jam 770,224

Kg/jam 1832,5461 693,2016

Kg/jam -

F7 Kg/jam 203,5607 226,1768 77,0224

-

-

-

2525,253

2.525,253

2525,253

2525,253

3.032,0129

3.032,0129

F-2



Dari Lampiran B (perhitungan neraca panas) Tabel F.2 Neraca Energi Reaktor (RE-201) Panas Masuk (kJ/jam) ΔHin

Komponen Asetat Anhidrid Metil Asetat Water CO Air Pendingin Total

Panas Generasi (kJ/jam) ΔHreaksi

0,0000

Panas Keluar (kJ/jam) ΔHout

Panas Konsumsi (kJ/jam)

526.332,5255

446.430,64627 1.279.849,306 99.574,92624 84.451,64637 409.070,614 1.039.527,833 1.279.849,306 2.319.377,139

44.643,0646 0,0000 99.574,9262 8.445,1646 1.640.381,458 2.319.377,139 0,0000 2.319.377,139

Massa air pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 19.519,0559 kg/jam.

 Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k) Persamaan kinetika reaksi untuk asetat anhidrid adalah sebagai berikut: Orde reaksi adalah orde satu terhadap metil asetat -ra = k.Ca

(yoshihiro, 2005)

Keterangan : k

= konstanta laju reaksi, (m3/kg.s)

T

= Temperatur (K)

CA = konsentrasi metil asetat (kmol/m3) Cw = konsentrasi water (kmol/m3) KA = konstanta kesetinbangan adsorpsi metil asetat (m3/kmol) Kw = konstanta kesetimbangan adsorpsi air (m3/kmol) Dengan nilai k sebagai berikut :

k  3,746 x 107 exp

- 12.460 T

k  3,746 x 107 exp

- 12.460 403,15

= 1,4158

x 10-6 m3/kg.s

Panas Akumulasi (kJ/jam)

0,0000

0,0000 0,0000

F-3



Neraca Massa pada 1 tube Dari perhitungan neraca massa diatas, diperoleh persamaan untuk neraca massa pada satu buah tube adalah sebagai berikut:

FA

W  ΔW

ID

ΔW

FA

W

Gambar F.1 Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : V 

w



(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation)

FA W  FA W  W  (rA )  lim w  0

w



FA W  W  FA W w

0



 (rA )

d FA  (rA )  dw  FA

= FA0 (1- XA)

dFA

= - FA0 dXA

Sehingga,  FA0

d XA  (rA )  dw 

dXA dW



(-rA ) FA0  



F-4

Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi umpan, yaitu: 1. Laju volumetrik umpan reaktor V0 

Fin tot

 mix



3032,0129  5,4688 m 3 /jam 554,41052

= 0,0911 m3/menit

= 91,14667 L/menit

2. Konsentrasi umpan reaktor CA

= Metil Asetat

CA0

=

Maka diperoleh persamaan :



dXA dW



k.C A FA0  

dX A dW



k.(C A0 (1  X )) FA0  

dXA dW



(1,4158 x 10 - 6 ).(5,03x(1 - X)) FA0  

dXA dW



(1,4158 x 10 - 6) .(5,03x(1 - X)) FA0  

Pressure Drop 

Pressure drop dalam Tube Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999).

 dP G' 1   1501         1,75 G'  dz   g  DP   DP  Dimana :

F-5

m0

=m

(kg/s)

ρ0.v0 = ρ.v dimana v = v0 ρ

= ρ0.(v0/v0) = ρ0

sehingga persamaan di atas menjadi :

 dP G' 1   1501        3   1,75 G' 5) dz 0  g  DP   DP  dengan : ΔP = penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2 Z = panjang pipa, ft G’ = kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2 ρ0 = densitas fluida, lb/ft3 Dp = diameter partikel katalis, ft ε

= porositas partikel katalis

µ = viskositas fluida, lb/jam/ft g = percepatan gravitasi, 4,18.108 ft/jam2



Pressure Drop dalam Shell Pressure drop dalam shell dihitung dengan menggunakan persamaan Kern (Kern,1965)

PS 

f  GS2  IDS  12  L 5,22.1010  BS  De  Sg   S

( PS 

f  GS2  IDS  N  1 5,22.1010  De  Sg   S

(Dengan:

F-6



ΔPS

= penurunan tekanan dalam shell, psi

f

= faktor friksi = f(Re) = ft2/m2

IDs

= diameter dalam shell, ft

L

= panjang pipa, ft

Bs

= jarak buffle, ft

Sg

= specific gravity,

φS

  = viscosity ratio    W

N+1

= Number of Crosses

  

0,14

, untuk fluida non viscous = 1

Data fisis dan termal 

Densitas Campuran liquid dihitung dengan persamaan : (kg/m3) Temperatur Masukan = 130 oC = 403 K ρ mix



= 554,41052 kg/m3

Viskositas Log μ = A +

+ C.T + D.

Pada T = 403 K μ campuran

= 0,0651 cP = 0,1575 lb/ft.hr



Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi

= A + B.T + C.T2 + D.T3

Cp,camp

=

F-7

Keterangan : Cp

= kapasitas panas, kJ/kmol.K

T

= suhu, K

Cp,campuran = 2,2917



Konduktivitas Panas Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson) Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971)

Keterangan : k

= Konduktivitas panas, W/(m.K)

M

= Berat molekul

CP

= Kapasitas panas spesifik temperatur

ρ

= densitas cairan pada temperatur

Konduktivitas panas campuran : kmix = k1.w1 + k2.w2 + k2.w2 + . . .= Σ ki.wi kmix

= 7,777 W/m.K = 4,494 Btu/ft.hr.F

(F.39)  Katalisator Katalisator yang digunakan adalah Rhodium (Rh) dengan spesifikasi sebagai berikut : Nama katalis : Rhodium (Rh) Bentuk

: Pellet

Diameter

: 1 mm

Densitas

: 260 kg/m3

Spesific surface : 110 m2/g

F-8

Reaktor terdiri dari multitubular sehingga dirancang seperti perancangan heat exchanger. 

Susunan pipa dalam shell Dalam pemilihan pipa harus diperhatikan faktor perpindahan panas, pengaruh bahan isian di dalam pipa terhadap koefisien transfer panas konversi diketik oleh Colburn (Smith, P.571) dan diperoleh hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong. Dp/Dt 0,05

0,1

0,15

0,2

0,25

hw/h

7,0

7,8

7,5

7,0

5,5

Dimana : Dp/Dt = rasio diameter katalis per diameter pipa hw/h = rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis disbanding koefisien transfer panas pada pipa kosong

Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dt =

Dp 0,5 cm = 3,3333 cm = 0,0333 in  0,15 0,15

Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS

= 1,5 in

ID

= 1,610 in

OD

= 1,90 in

a’

= 2,04 in2

F-9

Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983) PT

= jarak antara 2 pusat pipa

PT

= 1,25 OD (coulson vol.6, p. 646) = 2,375

C’

= Clearance = PT-OD = 0,475 inchi = 0,0121 cm

CD

= PT sin 60O

C PT o

60

A

60o

D

60o

B

C'

Gambar F.2 Susunan pipa model triangular pitch

Untuk menghitung diameter shell, dicari luas penampang shell total (A total). A total

= 2.N.(A pipa + A antar pipa) = 2.N.(luas segitiga ABC)

luasΔABC = 1 PT  PT  sin 60 O  1  PT2  0,866 2 2 /4.IDS2

= 2.N.( 12 .PT2.sin 60)

F-10

 Jumlah pipa N =

IDS



2

IDS

2

4 4  2  luas ABC 2 1 PT2  0,866 2

IDs 





4  N  PT 2  0.866 

IDS = diameter dalam shell,m Diameter ekivalen untuk susunan pipa 'triangular pitch' dapat dihitung dengan rumus :

De 

4  (0.5  PT  0.866  PT  0.5    OD2 4) 0.5    OD

dengan : De = diameter ekivalen,m PT = pitch,m OD = diamater luar tube,m

(Kern,1950)

Untuk memperbesar turbulensi dalam shell, maka di antara tube-tube dipasang baffle (penghalang). Diambil Baffle Spacing (Bs) = 0,35.IDs (coulson, p. 652) Luas penampang shell (As) :

As 



IDs  Bs  C' PT

Medium Pendingin Sifat air yang digunakan sebagai pendingin adalah sebagai berikut : Tin = 30 oC Tout = 45 oC

F-11

µ

= 0.691 cP

k

= 0.6245 W/m.K

ρ

= 992.25 kg/m3

Cp = 4.187 kJ/kg.K 

Perpindahan Panas dalam Reaktor  Koefisien Perpindahan Panas didalam Tube Dihitung dengan persamaan Leva (Wallas, 1959) : Untuk Dp/Dt < 0,35 hi = 0,813 (K/Dt) . e-G.Dp/Dt. (G.Dp/μ)0,9 untuk 0,35 < Dp/Dt < 0,6 hi = 0,125 (K/Dt) . (G.Dp/μ)0,75 dengan : hi

= koefisien transfer panas dalam pipa, joule/m2jamK

K

= konduktivitas gas, joule/mjamK

Dt

= diameter pipa, m

Dp

= diameter partikel, m

G

= kecepatan aliran massa gas, g/m2jam

μ

= viskositas gas, g/m jam

 Koefisien Perpindahan Panas diluar Tube Koefisien perpindahan panas di luar pipa (ho) dapat dihitung dengan persamaan :

F-12

Kp  Des  Gp   ho  0,36   Des  p 

0, 55

 Cp .p     P  Kp 

1

3

(Kern,1950)

dengan : Des = diameter ekivalen pipa, m Gp = kecepatan aliran pendingin di dalam shell, kg/m2.j Ho = koefisien transfer panas diluar tube, kkal/j.m2.K. Kp = konduktivitas panas pendingin, kkal/j.m.K. Cpp = kapasitas panas pendingin, kkal/kg.K p = viskositas pendingin, kg/j.m

 Dirt Factor (Rd) 

Gas organik

= 0,0002 hr.ft2.F/Btu



Pendingin

= 0,00017 hr.ft2.F/Btu



Rd total

= 0,00037 hr.ft2.F/Btu

 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

UC 

hio  ho hio  ho

(F.44)

dan harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus :

UD 

1 1  Rd Uc

dengan :

(Kern,1950)(F.45)

F-13

hio = koefisien perpindahan panas antara luar dan dalam tube, kcal/j.m2.K. ho = koefisien perpindahan panas luar tube, kcal/j.m2.K. Rd = fouling factor, j.m2.K/kcal

Persamaan diferensial yang telah disusun, diselesaikan dengan metode Runge Kutta dengan cara sebagai berikut: Kondisi Masuk Reaktor Suhu masuk reaktor

= 403 K

Tekanan

= 5 atm

Konversi reaksi

=0

Kecepatan aliran masuk

= 3032,0129 kg/jam

BM campuran

= 101,333 kg/kmol

Densitas

= 554,41052 kg/m3

Viskositas

= 0,0651 cP

Tabel.F.3. Komposisi Komponen Masuk Reaktor Komponen

BM

Metil asetat H2O CO

74 18 28

Total

Massa Masuk kg/jam 2.035,607 226,1768 770,224 3032,0078

kmol/jam 27,508 12,5653 27,508 67,5813

F-14

Penyusunan Persamaan Untuk Reaktor Fixed Bed Persamaan-persamaan diferensial yang ada :

dX A a). dW b).

1,4158 x 10 -6 (5,03)  FA0  

 dP G' 1   1501       3   1,75 G' dz   g c  DP   DP 

Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m XO = 0 PO = 5 atm

Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4: Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4)

Dengan: k1

= f1 (wi, Xi) ∆w

l1

= f2 (wi, Pi) ∆w

k2

= f1 (wi +

w k , Xi + 1 ) ∆w 2 2

l2

= f2 (wi +

w l , Pi + 1 ) ∆w 2 2

k3

= f1 (wi +

w k , Xi + 2 ) ∆w 2 2

l3

= f2 (wi +

w l , Pi + 2 ) ∆w 2 2

k4

= f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w

l4

= f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆w

Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah : wi+1 = wi + Δw

F-15

Tabel F.4 Berat Tumpukan Katalis untuk masing-masing konversi W (Berat Tumpukan Katalis, kg)

X (Konversi)

P (Tekanan, atm)

0

0

5

25,2549

0,0294

4,9994

50,5098

0,0576

4,9988

75,7648

0,0849

4,9983

101,0197

0,1111

4,9977

126,2746

0,1364

4,9972

151,5295

0,1607

4,9967

176,7845

0,1841

4,9961

202,0394

0,2066

4,9957

227,2943

0,2283

4,9952

252,5492

0,2492

4,9947

277,8041

0,2693

4,9943

303,0591

0,2886

4,9938

328,3140

0,3072

4,9934

353,5689

0,3251

4,9930

378,8238

0,3424

4,9926

404,0788

0,3590

4,9922

429,3337

0,3749

4,9918

454,5886

0,3903

4,9914

479,8435

0,4052

4,9911

505,0984

0,4195

4,9907

530,3534

0,4332

4,9903

555,6083

0,4465

4,9900

580,8632

0,4593

4,9897

606,1181

0,4716

4,9894

631,3731

0,4835

4,9890

656,6280

0,4950

4,9887

681,8829

0,5061

4,9884

707,1378

0,5168

4,9881

732,3927

0,5271

4,9878

757,6477

0,5371

4,9875

782,9026

0,5467

4,9873

808,1575

0,5560

4,9870

833,4124

0,5650

4,9867

858,6674

0,5737

4,9865

883,9223

0,5822

4,9862

909,1772

0,5903

4,9860

934,4321

0,5982

4,9857

959,6870

0,6058

4,9855

984,9420

0,6132

4,9852

1.010,1969

0,6204

4,9850

F-16

1.035,4518

0,6273

4,9848

1.060,7067

0,6340

4,9845

1.085,9617

0,6406

4,9843

1.111,2166

0,6469

4,9841

1.136,4715

0,6530

4,9839

1.161,7264

0,6590

4,9837

1.186,9813

0,6648

4,9835

1.212,2363

0,6704

4,9833

1.237,4912

0,6758

4,9831

1.262,7461

0,6811

4,9829

1.288,0010

0,6863

4,9827

1.313,2560

0,6913

4,9825

1.338,5109

0,6961

4,9823

1.363,7658

0,7009

4,9821

1.389,0207

0,7055

4,9820

1.414,2756

0,7099

4,9818

1439,5306

0,7143

4,9816

1464,7855

0,7185

4,9814

1490,0404

0,7227

4,9813

1515,2953

0,7267

4,9811

1540,5503

0,7306

4,9809

1565,8052

0,7345

4,9808

1591,0601

0,7382

4,9806

1616,3150

0,7418

4,9805

1641,5699

0,7454

4,9803

1666,8249

0,7488

4,9801

1692,0798

0,7522

4,9800

1717,3347

0,7555

4,9798

1742,5896

0,7587

4,9797

1767,8446

0,7618

4,9796

1793,0995

0,7649

4,9794

1818,3544

0,7679

4,9793

1843,6093

0,7708

4,9791

1868,8642

0,7737

4,9790

1894,1192

0,7765

4,9789

1919,3741

0,7792

4,9787

1944,6290

0,7819

4,9786

1969,8839

0,7845

4,9785

1995,1389

0,7871

4,9783

2020,3938

0,7896

4,9782

2045,6487

0,7920

4,9781

2070,9036

0,7944

4,9779

2096,1585

0,7968

4,9778

2121,4135

0,7990

4,9777

F-17

2146,6684

0,8013

4,9776

2171,9233

0,8035

4,9775

2197,1782

0,8057

4,9773

2222,4332

0,8078

4,9772

2247,6881

0,8099

4,9771

2272,9430

0,8119

4,9770

2298,1979

0,8139

4,9769

2323,4528

0,8158

4,9768

2348,7078

0,8177

4,9767

2373,9627

0,8196

4,9765

2399,2176

0,8215

4,9764

2424,4725

0,8233

4,9763

2449,7275

0,8250

4,9762

2474,9824

0,8268

4,9761

2500,2373

0,8285

4,9760

2525,4922

0,8302

4,9759

2550,7471

0,8318

4,9758

2576,0021

0,8334

4,9757

2601,2570

0,8350

4,9756

2626,5119

0,8366

4,9755

2651,7668

0,8381

4,9754

2677,0218

0,8396

4,9753

2702,2767

0,8411

4,9752

2727,5316

0,8426

4,9751

2752,7865

0,8440

4,9750

2778,0414

0,8454

4,9749

2803,2964

0,8468

4,9748

2828,5513

0,8481

4,9747

2853,8062

0,8495

4,9747

2879,0611

0,8508

4,9746

2904,3161

0,8521

4,9745

2929,5710

0,8534

4,9744

2954,8259

0,8546

4,9743

2980,0808

0,8558

4,9742

3005,3357

0,8571

4,9741

3030,5907

0,8582

4,9740

3055,8456

0,8594

4,9739

3081,1005

0,8606

4,9739

3106,3554

0,8617

4,9738

3131,6104

0,8628

4,9737

3156,8653

0,8639

4,9736

3182,1202

0,8650

4,9735

3207,3751

0,8661

4,9734

3232,6300

0,8672

4,9734

F-18

3257,8850

0,8682

4,9733

3283,1399

0,8692

4,9732

3308,3948

0,8702

4,9731

3333,6497

0,8712

4,9730

3358,9047

0,8722

4,9730

3384,1596

0,8732

4,9729

3409,4145

0,8741

4,9728

3434,6694

0,8750

4,9727

3459,9243

0,8760

4,9727

3485,1793

0,8769

4,9726

3510,4342

0,8778

4,9725

3535,6891

0,8787

4,9724

3560,9440

0,8795

4,9724

3586,1990

0,8804

4,9723

3611,4539

0,8813

4,9722

3636,7088

0,8821

4,9722

3661,9637

0,8829

4,9721

3687,2186

0,8837

4,9720

3712,4736

0,8845

4,9719

3737,7285

0,8853

4,9719

3762,9834

0,8861

4,9718

3788,2383

0,8869

4,9717

3813,4933

0,8877

4,9717

3838,7482

0,8884

4,9716

3864,0031

0,8892

4,9715

3889,2580

0,8899

4,9715

3914,5129

0,8906

4,9714

3939,7679

0,8913

4,9713

3965,0228

0,8921

4,9713

3990,2777

0,8928

4,9712

4015,5326

0,8934

4,9711

4040,7876

0,8941

4,9711

4066,0425

0,8948

4,9710

4091,2974

0,8955

4,9709

4116,5523

0,8961

4,9709

4141,8072

0,8968

4,9708

4167,0622

0,8974

4,9708

4192,3171

0,8981

4,9707

4217,5720

0,8987

4,9706

4242,8269

0,8993

4,9706

4268,0819

0,8999

4,9705

4293,3368

0,9005

4,9705

Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 4.293,3368 kg.

F-19



Menghitung volume total tumpukan katalis

V V



W

 katalis 4.293,3368 kg  16,5128 m3 260 kg/m 3

Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11) NPS

: 1,5 in

Sch. No.

: 40

Diameter luar (OD)

: 1,90 in

= 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID)

: 1,61 in

= 0,0409 m = 0,1342 ft

 Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis

Z

4 W   ID 2   katalis

Dengan : Z

= tinggi tumpukan katalis (m)

V

= volume katalis dalam tube (m3)

w

= berat katalis (kg)

ρkatalis

= densitas katalis (kg/m3)

ID

= diameter dalam tube (m)

Maka tinggi katalis keseluruhan :

Z

4 x 4.293,3368  12.574,923 m  .0,0409 2 x 260

 Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis : Z

= 80% dari tinggi tube yang dipilih

F-20

= 80% x 24 ft = 19,2 ft = 5,8522 m  Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan : Nt = tinggi katalis keseluruha n tinggi katalis per tube Nt = 12.574,923  2.149 tube 5,8522



MECHANICAL DESIGN REAKTOR 

Tube

 Ukuran tube (Kern,1983): Susunan tube

= Triangular pitch

Bahan

= Stainless steel

Diameter nominal (NPS)

= 1,50 in

Diameter luar (OD)

= 1,90 in

= 0,0483m = 0,1583 ft

Diameter dalam (ID)

= 1,61 in

= 0,0409 m = 0,1342 ft

Schedule number

= 40

Luas penampang

= 2,04 in2

Tinggi tumpukan katalis

= 5,8522 meter

Panjang pipa (L)

= 7,3152 meter

Tebal pipa

= (OD-ID)/2 = (1,90 - 1,61)/2 = 0,145 in = 0,0037 m

Jarak antar pusat pipa (PT) PT

= 1,25 x OD = 1,25 x 1,90 = 2,375 inchi = 0,0603 m

= 0,0013 m2

F-21

Jarak antar pipa (Clearance) C’

= PT-OD = 2,375 – 1,900 = 0,475 inchi = 0,0121 cm

 Jumlah pipa = 2.149 buah  Koefisien transfer panas dalam pipa 0 ,8

hi 

7,8 . 0,021.k f .Re .Pr

0, 33

.    w 

0,14

IDt

(F.51)

Dimana : Pr = Cp.µ / kf Cp = kapasitas panas = 0,5474 btu/lb.F kf = konduktivitas = 4,494 Btu/ft.hr.F μ/ μw = 1 ,karena non viskos 

Tube Side atau Bundle Crossflow Area (at)

at  N t  at '

= 250. (

(F.52)

 .IDt 2 4

)

= 3,1482 m2 

Mass velocity (Gt) Gt



Wt at



25.135,0803 31,4167

= 800,0552 lb/jam.ft2

F-22

Maka,

2.

Shell Bahan yang digunakan adalah Carbon Steel SA 167 grade 11 type 316 Ukuran Shell  Diameter dalam shell (IDs)

IDs

 4  0,866  Nt  PT 2   =     

0, 5

 4  0,866  2.149  2,375 2   =     = 79,1985 in = 6,5999 ft = 2,0116 m  Jarak Buffle Bs

= IDs x 0,3

(F.56) = 2,0116 x 0,3 = 0,6035 m = 23,7956 in

(Brownell & Young, 1979)

0, 5

F-23

= 1,99 ft

 Koefisien transfer panas dalam shell Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as)

as



(Pt  OD)  IDs  B Pt

as



0,475  79,1985  23,7956 2,375

as

= 376,3442 in2 = 2,6135 ft2

Mass Velocity (Gs)

Gs



W a' s

Dimana : W

= 25.068,9059 lb/jam

Gs

= 25.068,87/2,6135

Gs

= 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent Diameter (De) `

De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m Reynold Number (Re)

Re 

De G s

 pendingin

Re = Re = 605,0893

Maka,

F-24

(Kern, hal 137)

Dengan : Kp

= konduktivitas panas pendingin

= 0,3623 Btu/hr.ft.oF

Cpp

= kapasitas panas pendingin

= 1 Btu/lb.oF

p

= viskositas pendingin

= 1,8143 lb/ft jam

 Dirt Factor (Rd) - Liquid organik

= 0,001 hr.ft2.F/Btu

- Pendingin

= 0,003 hr.ft2.F/Btu

- Rd total

= 0,004 hr.ft2.F/Btu

 Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :

= = 41,8561 Btu/h.ft2.F

Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : (Kern,1950) = = 35,8534 Btu/hr.ft2.F = 203,5861 J/s. m2.K

 Pressure drop di shell

dimana Ds = diameter shell (IDs)

= 6,5999 ft

F-25

Mass velocity (Gs)

= 9.592,077 lb/jam.ft2

Equivalent diameter (De)

= 0,1145 ft

s  correctedcoefficient s

= 1,0

(Hal.121 Kern, 1950)

untuk Re = 605,0893 maka diperoleh : s = specific gravity

=1

f = shell side friction factor

= 0,0018 ft2/in2

(Fig.29 Kern, 1950)

Ps  0,28404 psi

 Tebal Shell Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 Tekanan yang diijinkan (f)

= 18.750 psi

Efisiensi sambungan (ε)

= 0,8 (double welded joint)

Corrosion allowanced

= 0,25 in

Tebal shell dihitung dengan persamaan ( Brownell & Young) dengan ts

= tebal shell, inchi

P

= tekanan dalam reaktor, psi

ε

= efisiensi sambungan

ri

= jari-jari dalam shell, inchi

f

= tekanan maksimum yang diijinkan, psi

C

= Corrosion allowance = 0,25

Tekanan dalam shell Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka: Pd = 1,2 x P = 1,2 x 5 atm = 6 atm

F-26

Pd = 80,8279 psi maka,

ts



80,8279  122,0024/2   0,25 18.750  0,8 - 0,6  80,8279

= 0,4641 in diambil tebal standar 0,5 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs

= IDs + 2 ts = 79,1985 + (2 x 0,5) = 80,1985 in

3.

Head dan Bottom Untuk menentukan bentuk-bentuk head ada 3 pilihan : 1. Flanged and Standar Dished Head Digunakan untuk vesel proses vertikal bertekanan rendah, terutama digunakam untuk tangki penyimpan horizontal, serta untuk menyimpan fluida yang volatil. 2. Torispherical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 – 200 psig. 3. Elliptical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan tekanan diatas 200 psig ( Brownell and Young, 1959). Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical Flanged and Dished Head yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama dengan bahan shell Carbon Steel SA 283 grade C. Tebal head dapat dihitung dari persamaan :

F-27

Menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (rc). OD

= ID + 2t = 119,9719 in

Dibulatkan menjadi 120 in untuk menetukan icr & rc Diketahui tebal t = 1 1/4 in Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,125 in rc = 114 in maka: w

r  1  . 3 c  4  icr 

(Pers. 7.76, Brownel&Young)

W = 1,75 Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut:

th 

P.rc .w  c (Pers. 7.77, Brownell&Young) 2 f  0,2P

= 0,7878 in dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 1 in sf = 2 in = 0,1667 ft

F-28

Spesifikasi head : OD

b=depth of dish A

sf

OA

icr B

ID

t

a r

Gambar F.3 Desain head pada reaktor

Keterangan : th

= Tebal head (in)

icr

= Inside corner radius ( in)

r

= Radius of dish( in)

sf

= Straight flange (in)

OD

= Diameter luar (in)

ID

= Diameter dalam (in)

b

= Depth of dish (in)

OA

= Tinggi head (in)

ID = OD – 2th = 120 – 2(2) = 116 in

Depth of dish (b)

b  rc 

rc  icr 2  ID 2  icr 

= 12,1782 in

2

(Brownell and Young,1959.hal.87)

F-29

Tinggi Head (OA) OA = th + b + sf

(Brownell and Young,1959)

= (1 + 12,1782 + 2) in = 15,1782 in = 0,3855 m AB

= ID/2 – icr = (116/2) in – 7,125 in = 50,8750 in

BC

= rc – icr = 114 in – 7,125 in = 106,8750 in

AC

=

BC 2  AB 2

= 93,5873 in

Jadi tinggi head = 20,0106 inchi = 0,5082 m

4.

Tinggi Reaktor Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,8522 m. Tinggi shell

= Tinggi pipa standar yang digunakan = 24 ft = 7,3152 m

Tinggi reaktor

= tinggi shell + 2.(tinggi head) = 7,3152 + (2 x 0,5082) = 8,2316 m = 27.0064 ft

F-30

5. Luas Permukaan Reaktor o Luas reaktor bagian dalam - luas shell bagian dalam Ashi

= π x IDs x tinggi shell = 3,14 x 6,5999 x 24 = 497,6199 ft2

- luas head dan bottom bagian dalam Ahbi

= 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2) = 2 x (3,14 x 6,5999 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,59992)) = 75,2983 ft2

Jadi luas reaktor bagian dalam : = 497,6199 ft2 + 75,2983 ft2 = 572,9182 ft2 o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Asho

= π x ODs x tinggi shell = 3,14 x 6,6832 x 24 = 503,9021 ft2

- luas head dan bottom bagian luar Ahbo

= 2 x (π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2)) = 2 x (3,14 x 6,6832 x 0,25 + ((3,14/4) x 6,68322)) = 77,1231 ft2

Jadi luas reaktor bagian luar : = 503,9021 ft2 + 77,1231 ft2 = 581,0252 ft2

F-31

6. Volume Reaktor a. Volume head dan bottom

Vhb  2  Volume head tan pa s f  Volume head pada s f



 2  0,000049  IDs 3   IDs 2  s f 4





(Brownel, Young, 1959)

= 37,706 ft3 b. Volume shell

Vs    IDs 2  Ls 4 = 1.805,4618 ft3

Jadi volume reaktor = 37,706 + 1.805,4618 = 1.843,1675 ft3 = 52,1932 m3

7. Nozzle Umpan dan Produk Pada Reaktor Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube yang stainless steel dan alirannya turbulen (NRe > 2100) dihitung dengan menggunakan persamaan :

diopt  293  G 0,5   0,37

(Brownel, Young,1959)

dengan diopt = diameter dalam pipa, mm G

= kecepatan aliran massa fluida, kg/s

Ρ

= densitas fluida, kg/m3

F-32

Pengecekan bilangan Reynolds

NRe



G  ID a ' 

Dengan: G = kecepatan aliran massa fluida, kg/jam ID = diameter dalam pipa, m µg = viskositas fluida, kg/m.jam a’ = flow area, m2 

Nozzle Umpan 1. Nozzle Aliran metil asetat Diketahui : G

= 2035,592 kg/jam

ρ

= 554,4105 kg/m3

µ

= 0,2884 cp

Maka : diopt

= 226.G0,5.ρ-0,35 = 22,7238 mm (0,8422 in)

dari Tabel 11 (Kern, 1965), nominal pipe size

= 1 1/2 in

schedule number

= 40

OD

= 1,900 in (0,0483 m)

ID

= 1,610 in (0,0409 m)

Flow area per pipe, a’

= 2,04 in2 (0,0013 m)

F-33

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 327.496,4067 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

= 1 1/2

OD of pipe

= 1,9 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,2 in

in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle -

Regular, Type H

= 6 in

-

Low, Type C

= 3 in

2. Nozzle Aliran CO masuk Diketahui : G

= 770,224 kg/jam

ρ

= 732,5 kg/m3

µ

= 0,2884 cp

Maka : diopt

= 226.G0,5.ρ-0,35 = 10,1480 mm (0,3995 in)

F-34

dari Tabel 11 (Kern, 1965), nominal pipe size

= 1/2 in

schedule number

= 40

OD

= 0,840 in (0,0213 m)

ID

= 0,622 in (0,0158 m)

Flow area per pipe, a’

= 0,304 in2 (0,0002 m)

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 205.458,9433 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

= 3/4

in

OD of pipe

= 1,313 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,2 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 1 7/16 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle -

Regular, Type H

= 4 in

-

Low, Type C

= 3 in

F-35



Nozzle Produk 1. Nozzle Aliran Produk Diketahui : G

= 2955,245 kg/jam

ρ

= 1077 kg/m3

µ

= 0,8061 cp

Maka : diopt

= 226.G0,5.ρ-0,35 = 18.0114 mm (0.8091 in)

dari Tabel 11 (Kern, 1965) nominal pipe size

= 1 1/2 in

schedule number

= 40

OD

= 1,9 in (0,0483 m)

ID

= 1,61 in (0,0409 m)

Flow area per pipe, a’

= 2,04 in2 (0,0013 m)

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 32,546.9557 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

= 1 1/2

OD of pipe

= 1,9 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,2 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

in

F-36

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle -

Regular, Type H

= 6 in

-

Low, Type C

= 3 in

2. Nozzle Aliran CO Keluar Diketahui : G

= 770,224 kg/jam

ρ

= 732,5 kg/m3

µ

= 0,2884 cp

Maka : diopt = 226.G0,5.ρ-0,35 = 10,1480 mm (0,3995 in) dari Tabel 11 (Kern, 1965), nominal pipe size

= 3/4 in

schedule number

= 40

OD

= 1,313 in

ID

= 0,622 in

Flow area per pipe, a’

= 0,304 in2 (0,0002 m)

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 205.458,9433 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar.

F-37

Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

= 3/4

in

OD of pipe

= 1,313 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,2 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 1 7/16 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle



-

Regular, Type H

= 4 in

-

Low, Type C

= 3 in

Nozzle pendingin masuk Diketahui : G

= 19.519,0551 kg/jam (5,4255 kg/s)

ρ

= 1.022,8753 kg/m3

µ

= 0,8500 cp (3,0600 kg/m.jam)

Maka : diopt

= 226.G0,5.ρ-0,35 = 46,5467 mm (1,8325 in)

dari Tabel 11 (Kern, 1965), nominal pipe size

= 2 in

schedule number

= 40

F-38

OD

= 2,3750 in (0,0603 m)

ID

= 2,0670 in (0,0525 m)

Flow area per pipe, a’

= 3,3519 in2 (0,0022 m)

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 200.290,3534 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

=2

in

OD of pipe

= 2,375 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,218 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2 1/2 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle



-

Regular, Type H

= 7 in

-

Low, Type C

= 3 1/2 in

Nozzle pendingin keluar Diketahui : G

= 19.531,6890 kg/jam (5,4255 kg/s)

ρ

= 1008,9773 kg/m3

µ

= 0,65 cp (2,34 kg/m.jam)

F-39

Maka : diopt

= 226.G0,5.ρ-0,35 = 46,7701 mm (1,8413 in)

dari Tabel 11 (Kern, 1965) nominal pipe size

= 2 in

schedule number

= 40

OD

= 2,3750 in (0,0603 m)

ID

= 2,0670 in (0,0525 m)

Flow area per pipe, a’

= 3,3519 in2 (0,0022 m)

Pengecekan Bilangan Reynold NRe

=

G.ID = 261.918,1544 (turbulen) a '.

Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. Spesifikasi nozzle standar (Brownel and Young, 1959, App. F item 1 dan 2, hal.349) : Size

=2

in

OD of pipe

= 2,375 in

Flange Nozzle thickness (n)

= 0,218 in

Diameter of hole in reinforcing plate (DR) = 2 1/2 in Length of side of reinforcing plate, L

= 10 in

Width of reinforcing plate, W

= 12 5/8 in

Distance, shell to flange face, outside, J

= 6 in

Distance, shell to flange face, inside, K

= 6 in

Distance from Bottom of tank to center of nozzle -

Regular, Type H

= 7 in

-

Low, Type C

= 3 1/2 in

F-40

(a)

(b) Gambar F.6. Shell Nozzle (a) Reinforcing Plate (b) Single Flange

8. Penyangga tumpukan katalisator (Bed support/Grid support) Grid support dirancang untuk menyangga katalisator untuk mencegah kelebihan pressure drop. Yang biasa digunakan adalah piringan yang berlubang-lubang (perforated plate) atau piringan yang bergelombang (slatted plate). Grid support ini biasanya dibuat dari bahan yang anti korosi seperti carbon steel, alloy steel, cast iron, atau cast ceramics (Rase, 1977).

F-41

Penyangga katalis berupa perforated plate dengan ketebalan tertentu. Tekanan yang harus ditahan oleh bed support = tekanan operasi + tekanan karena katalis a. Tekanan operasi

 Pdes  14,7

 6  14,7 = 88,20 psi b. Tekanan karena katalis Perforated plate yang digunakan mempunyai lubang dengan luas sama dengan 50 % luas total tube. (Luas penampang tube(at) = 0,0003 m2) Luas total pipa = Nt x at = 2.218 x 0,0013 m2 = 3,1482 m2 Perforate plate = 50 % x Luas total pipa = 0,5 x 3,1482 m2 = 1,5741 m2 Tekanan karena katalis



berat katalis Luas  penahan'.katalis



4293,3368 kg 1,5741 .m 2

= 2.727,4867 kg/m2 = 3.8794 psi Tekanan total perancangan Ptotal = 3.8794 psi + 88,20 psi = 92,0794 psi Tebal plate dihitung dengan persamaan (13.27 Brownell & Young, 1959)

t  d C '  P 

 f 

F-42

dengan t

= tebal minimum plate, inchi

d

= diameter plate, inchi

P = tekanan perancangan, psi f

= maksimum allowable stress, 18.750 psi (bahan yang digunakan stainless steel SA 167 grade 11 type 316)

C’ = konstanta dari app H, C’ =0,75 (Brownell & Young)

t  1,61  0,75  274,6065 18.750  = 0,0977 inchi diambil tebal standar t = 0,1875 inchi

9.

Tebal pemegang pipa Pemegang pipa harus dapat menahan perbedaan tekanan antara dalam pipa dan dalam shell. Tebal pemegang pipa dihitung dengan persamaan :

tp  Cph  Dp  P   f   c dengan Cph = konstanta design = 1,1 Dp = diameter shell, inchi ΔP = perbedaan tekanan = 0,0015 λ

= ligament efficiency = 0,5

f

= maximum allowable stress = 18.750 psi

c

= corrosion allowance = 0,25 inchi

bahan konstruksi seperti yang digunakan sebagai bahan shell yaitu stainless steel SA 167 grade 11 type 316.

tp  1,1  0,0977  0,0015   0,25 0,5  18.750 

F-43

= 0,2412 inchi diambil tebal standar = 1/4 inchi

10. Innert Ballast Alat ini digunakan untuk melindungi permukaan katalisator dari pengaruh langsung aliran fluida dan meratakan aliran fluida umpan (Rase-Barrow, 1957). Innert ballast berupa bola-bola keramik dengan tebal tumpukan 0 – 6 inchi, digunakan tinggi tumpukan 6 inchi.

11. Distributor Alat ini digunakan untuk meratakan aliran fluida masuk, jenis yang digunakan adalah type multiple buffle distributor concentric cone, yang dipasang pada akhir bagian pipa pemasukan fluida.

12. Perhitungan Flange, Bolt dan Gasket dari Vessel a.

Sambungan head dengan shell Sambungan antara tutup bejana dengan bagian shell menggunakan sistem flange dan baut. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi. Data perancangan : Tekanan disain

= 242,5500 psi

Material flange

= Carbon Steel SA-240 Grade A

Bolting steel

= Carbon Steel SA–193 Grade B6

Material gasket

= soft steel

Diameter luar shell, B

= 120 in

Ketebalan shell

= 1,25 in

Diameter dalam shell

= 117,48 in

F-44

Tegangan dari material flange (fa)

= 15.000 psi

Tegangan dari bolting material (fb)

= 20.000 psi

Tipe flange terlihat pada gambar berikut : (Fig.12.24, Brownell&Young)

Gambar F.7. Tipe Flange dan Dimensinya

b.

Perhitungan lebar gasket:

do  di

y  P.m y  [ P(m  1)]

Dimana :

(Pers 12.2 Brownell & Young 1959)

do

= diameter luar gasket, in

di

= diameter dalam gasket, in

y

= yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)

m

= faktor gasket (Fig. 12.11)

Digunakan material gasket yaitu soft steel, dari Fig. 12.11 Brownell & Young 1959 diperoleh : y = 18.000 dan m = 5,5 Sehingga,

do 18000  242,55  5,5 = 1,0074  di 18000  [242,555,5  1]

F-45

Asumsi bahwa diameter dalam gasket di sama dengan diameter luar shell 70,6699 in, sehingga : do = 1,0074 × 70,6699 in = 71,50125 in Lebar gasket minimum (N) :

 d  di  N = o   2   71,50125  70,6699  =  2   = 0,4414 in Digunakan gasket dengan lebar 1/2 in. Keterangan : N = Lebar gasket minimum (in) do = Diameter luar shell (in) di = Diameter dalam shell (in) Diameter gasket rata-rata, G

= di + lebar gasket = 71,9199 in

c.

Perhitungan beban Dari Fig. 12.12 Brownell & Young 1959 kolom 1 type 1.a bo =

N  0,25 in, 2

b  b o jika b o  0,25

Sehingga, b =25 in Wm2

= Hy =  xbxGxy

(B & Y,1959, pers. 12.88)

= 3,14 x 0,25 x 71,9199 x 18.000 = 1.016.228,26210 lb Keterangan : Hy = Berat beban bolt maksimum (lb)

F-46

b = Effective gasket (in) G = Diameter gasket rata-rata (in) Berat untuk menjaga joint tight saat operasi digunakan Persamaan 12.90 Brownell & Young (1959) : =2bπGmp

Hp

= 2 x 0,25 x 3,14 x 71,9199 x 5,5 x 88,20 = 54.759,5433 lb Keterangan : Hp = Beban join tight (lb) m = Faktor gasket (fig.12.11) b

= Effective gasket (in)

G = Diameter gasket rata-rata (in) P = Tekanan operasi (psi) Beban dari tekanan internal dihitung dengan Persamaan 12.89 Brownell & Young (1959) : H=

 .G 2 4

P

π.71,91991 H 4

2

88,20

H = 358.126,4450 lb Beban operasi total dihitung dengan persamaan 12.91 Brownell & Young (1959) : Wm1

= H + Hp = 54.759,5433 + 358.126,4450 = 412.885,9883 lb

Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm1 lebih besar daripada Wm2, sehingga beban pengontrol berada pada Wm1 = 3.017.058,5301 lb.

F-47

Keterangan :

d.

Wm1

= Beban berat bolt pada kondisi operasi (lb)

Wm2

= Beban berat bolt pada kondisi tanpa tekanan dalam (lb)

H

= Total joint contact surface (lb)

Perhitungan luas baut minimum (minimum bolting area) Dihitung dengan Persamaan 12.92 Brownell & Young (1959) :

Am1 

Wm1 412.885,98 83  fb 20.000

 20,644 in 2

Keterangan : Am1 = Total luas bolt pada kondisi operasi (in2)

Perhitungan ukuran baut optimum berdasarkan Tabel 10.4 Brownell&Young (1959) hal.188. Dengan menggunakan ukuran baut = 0.8750 in diperoleh data sebagai berikut : Root area

= 0,419 in2

Bolt spacing standard (BS)

= 3,00000 in

Minimal radian distance (R)

= 0,93750 in

Edge distance (E)

= 0.75000 in

Am1 = 49,2704 root area Sehingga digunakan baut dengan ukuran 0.8750 in sebanyak 50 buah. Jumlah baut minimum

=

Bolt circle diameter, BC = 123,5094 in.

Perhitungan diameter flange luar : Flange OD (A) = bolt circle diameter (BC) + 2 E

F-48

Flange OD (A) = 125,3844 in

Cek lebar gasket : Ab aktual

= Nbolt x Root Area = 50 x 0,419 = 20,95 in2

Lebar gasket minimum : Nmin

= =

A b actual f allaw 2yπG

20,95 x 20.000 2 x18.00 x 3,14 x 71,9199

= 0,2236 in (Nmin < 0,5 in, pemilihan baut memenuhi)

e.

Perhitungan moment : 1) Untuk bolting up condition (tanpa tekanan dalam) Beban desain diberikan dengan Persamaan : W

= ½ (Ab + Am1) fa

(Pers. 12.94, B & Y,1959:242)

= ½ (152,3150 + 150,8529 ).20.000 = 415.942,9941 lb Keterangan : W

= Berat beban (lb)

Am1

= Luas baut minimum (in2)

Ab

= Luas aktual baut (in2)

fa

= Allowable stress (psi)

Hubungan lever arm diberikan pada Persamaan 12.101, Brownell & Young (1959) :

F-49

hG

= ½ (C – G) = ½ (123,5094 – 120,5) = 1,5047 in

Keterangan : hG

= Tahanan radial circle bolt (in)

BC

= Bolt circle diameter (in)

G

= Diameter gasket rata-rata (in)

Flange moment adalah sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) : Ma

= W x hG = 415.942,9941 lb x 1,5047

in

= 625.873,4284 lb-in

2) Untuk kondisi saat beroperasi Beban desain yang diberikan W = Wm1 = 415.942,9941 lb Untuk hydrostatic end force pada permukaan dalam flange (HD) HD

= 0,785 B2p

(Pers. 12.96, B & Y,1959:242)

= 0,785.(71,41991)2. 88,20 = 353.156,3243 lb Keterangan : HD

= Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)

B

= Diameter dalam flange / OD shell (in)

p

= Tekanan operasi (psi)

The lever arm, hD (persamaan 12.100 Brownell&Young) hD

= ½ (BC – B) = ½ (60616 in 73,– 71,41991 in) = 1,09313 in

F-50

The moment, MD (dari persamaan 12.96 Brownell&Young) : MD

= HD x hD = 353.156,3243 lb x 1,09313 in = 386.045,7728 lb-in

Perbedaan antara flange-desin bolt load dengan hydrostatic end force total adalah : HG

= W – H = Wm1 – H = 358.126,4450 lb – 252.377,5196 lb = 54.759,5433 lb

Momen komponen dihitung dengan persamaan 12.98 Brownell&Young: MG

= HG x hG = 54.759,5433 lb x 1,5047 in = 82.397,2121 lb-in

Perbedaan antara hydrostatic end force total dan hydrostatic force end pada luas area dalam flange, HT (Persamaan 12.97, Brownell & Young) : HT

= H - HD = 358.126,4450 lb – 353.156,3243 lb = 4.970,1207 lb

Hubungan lever arm, hT (Persamaan 12.102 Brownell & Young, 1959): hT

= ½ (hD + hG) = 1,2989 in

F-51

The moment (Persamaan 12.97 Brownell&Young, 1959): MT

= HT x hT = 6,455.7882 lb-in

Jumlah moment untuk kondisi saat beroperasi, MO (Persamaan 12.97 Brownell & Young, 1959): MO

= MD + M G + M T = 474.898,7731 lb-in

Sehingga moment saat beroperasi sebagai pengontrol: Mmax

= MO = 474.898,7731 lb-in

f. Perhitungan tebal flange : t =

Y M max

(Persamaan 12.85 Brownell & Young, 1959)

fa B

K = A/B = 131,8844/120 = 1,0990

Dari Fig.12.22 dengan K = 1,0990 (Brownell & Young, 1959) Diperoleh nilai Y = 23 t=

Y M max = f B

23 x 474.898,77 31 lb  in 20.000 psia x 120 in

Sehingga diambil ketebalan flange

=¾

= 0,7111 in

F-52

Bolt

t = tebal flange Gasket

d = diameter baut Gambar F.8. Detail untuk Flange and bolt pada Head Reaktor

13.

Menentukan Tebal Isolasi Perpindahan panas di dalam reaktor dapat dilihat pada Gambar F.7 berikut ini.

x3

Gambar F.9. Sistem Isolasi Reaktor Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan di hitung dengan hukum Fourier dan A  2 r L , diperoleh:

Q

2πL T1  Tu  r Ln  r2  Ln  3 r  r  1   2 k1 k2

(Holman, 1997, pers.2-9)

Jika perpindahan panas disertai konveksi dan radiasi, maka persamaan di atas dapat dituliskan :

F-53

Q

2πL T1  Tu  r Ln  r2  Ln  3 r  r 1  1   2  h c  h r r3 k1 k2

(Holman, 1997, pers.2-12)

Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan tangki maka diperoleh :

Q

2πL T1  Tu  r Ln  r2  Ln  3 r  r 1  1   2  h c  h r r3  k1 k2

Keterangan : x3 = Tebal isolasi (m ) r1 = Jari–jari dalam tangki (m) r2 = Jari–jari luar tangki (m) r3 = Jari – jari luar isolasi (m) T1 = Temperatur permukaan plat tangki bagian dalam (oC) T2 = Temperatur permukaan plat tangki bagian luar (oC) T3 = Temperatur luar isolasi (oC) Tu = Temperatur udara (oC)

Perpindahan panas dari reaktor ke sekeliling melalui dinding reaktor dan isolator terjadi melalui beberapa langkah, yaitu :  Perpindahan konveksi dari cairan pendingin dalam shell ke dinding shell dalam (Q1)  Perpindahan konduksi dari dinding shell dalam ke dinding shell luar (Q1)  Perpindahan konduksi dari dinding shell luar ke permukaan luar isolator (Q2)

F-54

 Perpindahan konveksi dan radiasi dari permukaan luar isolator ke udara bebas (Q3)

Asumsi yang digunakan untuk menghitung tebal isolasi reaktor sebagai berikut : - Keadaan steady state - Perpindahan panas konveksi dari air pendingin dalam shell ke dinding shell dalam diabaikan - Suhu dinding dalam reaktor (T1) sama dengan suhu pendingin rata-

(30  45) o C rata, yaitu T1 = = 37,5 oC 2 - Suhu dinding luar isolator, T3 = 35 oC = 95 F = 308,15 K - Suhu udara luar, Tu = 30 oC = 86 F = 303,15 K

Data-data lain yang diperlukan : r1 =

2,0116 m ID s = = 1,0058 m 2 2

r1 =

ODs 2,0353 m = = 1,0176 m 2 2

L = 7,3152 m

 Bahan Konstruksi Reaktor Bahan konstruksi shell reaktor adalah stainless steel, adapun sifat-sifat fisiknya adalah sebaga berikut (Geankoplis,1993) : Konduktivitas (k1)

= 45 W/m.K (26,0005 Btu/jam.ft.oF)

Emisivitas (ε)

= 0,54

Densitas (ρ)

= 7.801 kg/m3 (490 lb/ft3)

F-55

 Bahan Isolator Bahan isolasi yang digunakan adalah asbestos, adapun sifat-sifat fisis dari magnesia 85% adalah sebagai berikut (Geankoplis,1993) : Konduktivitas (k2)

= 0,0710 W/m.K (0,0971 Btu/jam.ft.oF)

Emisivitas (ε)

= 0,6

Densitas (ρ)

= 271kg/m3

 Panas yang hilang dari dinding isolasi ke udara (Q3) - Koefisien perpindahan panas radiasi (hr) hr 



σ  ε  T3  Tu T3  Tu  4

4



(Geankoplis,1979)

Keterangan : hr = Koefisien perpindan panas secara radiasi (W/m2 oK) σ = Konstanta Boltzman, 5,676.108 ε

= Emisivitas bahan isolator

Ti = Temperatur permukaan luar isolator (K) Tu = Temperatur udara (oK) Maka,

hr

4 4   308,15  303,15    5,676  0,6      100 100       308,15  303,15 

= 3,8901 W/m2.K - Koefisein perpindahan panas konveksi (hc) Tf = ½ (T3 + Tu) = ½ (308,15 + 303,15) K = 305,65 K

F-56

Sifat udara pada T = 305,65 K K (Geankoplis,Tabel.A3-3,1979) : ρf = 1,1201 kg/m3 Cpf = 1,0056 kJ/kg K μf = 0,000019234 kg/m.s kf = 0,0274 W/m K β

= 0,0031646 1/K

Persamaan umum perpindahan panas konveksi (hc)

 ΔT  h c  1,37   l  h c  1,24ΔT 

1

0,25

3

untuk NRa = 104 - 109

(Geankoplis,1979)

untuk NRa > 109

Keterangan : hc = Koeffisien transfer panas konveksi, Btu/jam.ft2.oF NRa = Gr × Pr NRa = Bilangan Rayleigh Gr = Bilangan Grasshoff Pr = Bilangan Prandtl Sehingga diperoleh : Pr

=

Cpf  μ f kf

(1,0056).( 1,9234.10 -5 ) = 0,0274 = 7,05.10-4 Gr

 L3  ρ f2  β  g  ΔT   =  μ f2  

F-57

=

(7,3152 3 ).(1,12012 )(3,1646.10 -3 )(9,806)(308,15  303,15) (1,9234 .10 5 ) 2

= 205.984.101.369,1010 Maka : NRa = 7,05.10-4 × 205.984.101.369,1010 = 145.404.556,0469 Jadi : hc

 ΔT  = 1,37   l 

0,25

 308,15  303,15   = 1,37  7,3152  

0 , 25

= 1,2457 W/m.K Panas yang hilang dari dinding isolasi ke udara (Q3) adalah Q3

= (hc + hr).2..r3.L.(T3 – Tu) = (1,2457 + 3,8901).2.. r3.7,3152.(308,15 – 303,15) = 1.179,6647.r3

 Menghitung tebal isolasi reaktor (x3) Pada kondisi steady state Q1 = Q2 = Q3 = Q4 dengan Q adalah panas yang ditransfer dari tiap lapisan. Perpindahan panas keseluruhan dari dinding bagian dalam reaktor hingga udara (Q) persamaannya adalah : Q =

2 π L T1  Tu  r Ln  r2  Ln  3 r  1  r1    2  h c  h r r3 k1 k2

F-58

Dengan Q3 = Q, maka : 1.179,6647 r3 =

2 π (7,3152) 308,15  303,15    Ln  r3 Ln 1,0176 1,0176  1,0058  1     45 0,0710 (5,1358)r 3

Nilai r3 dapat dicari dengan iterasi. Dengan mengunakan menu goal seek pada Microsoft Excell, maka dapat diperoleh nilai : r3 = 1,1308 m Sehingga tebal isolasi reaktor (x3) adalah x3 = r3 – r2 = 1,1308 m – 1,1240 m = 0,1132 m (11,3215 cm)

14.

Berat Reaktor Berat reaktor terdiri dari : a. Berat shell Berat shell = ¼.π.(ODs2 – IDs2).Ls.ρstell = ¼.π.((2,0353 m)2 – (2,0116 m)2)(7,3152 m)(7.801 kg/m3) = 4.282,4040 kg

b. Berat head dan bottom Berat head dan bottom

= Vhb. ρstell = (1,0677 m3)( 7.801 kg/m3) = 8.329,1277 kg

c. Berat tube Berat tube = ¼.π.(OD2 – ID2).Ls.ρstell

F-59

= ¼.π.(( 0,0483 m)2 – (0,0409 m)2)(7,3152 m)(7.801 kg/m3) = 70.368,7541 kg

d. Berat aksesoris pada reaktor -

Nozzle umpan tube 1. Ukuran Nozzle

= 1 1/2 in

Berat Nozzle

= 10 lb (Brownell & Young, 1983)

2. Ukuran Nozzle

= 1 7/16 in

Berat Nozzle -

= 10 lb (Brownell & Young, 1983)

Nozzle produk tube 1. Ukuran Nozzle Berat Nozzle 2. Ukuran Nozzle Berat Nozzle -

-

= 1 1/2 in = 10 lb (Brownell & Young, 1983) = 1 7/16 in = 10 lb (Brownell & Young, 1983)

Nozzle pendingin masuk shell Ukuran Nozzle

= 1 1/2 in

Berat Nozzle

= 10 lb

(Brownell & Young, 1983)

Nozzle pendingin keluar shell Ukuran Nozzle

= 1 1/2 in

Berat Nozzle

= 10 lb

(Brownell & Young, 1983)

e. Berat isolator Berat isolator

= ¼.π.(ODisolator2 – ODshell2).Ls.ρstell = ¼.π.(2x1,1308m)2-(2,0480 m)2(7,3152) x(271 kg/m3) = 130,1744 kg = 286,982 lb

F-60

Total berat aksesoris reaktor

= (10 + 10 + 10 + 10 +10+10+ 286,982) lb = 346,9824 lb = 157,3904 kg

f. Berat material dalam reaktor -

Berat bahan baku Berat cairan

= ¼.π.ID2.Lt.ρliq.Nt =¼.π.(0,0409m)2(7,3152m) x(665,6631 kg/m3)(2.218) = 15.290,8157 kg

-

Berat katalis Berat katalis

-

= 4.293,3368 kg

Berat pendingin Berat pendingin

= flow area shell (As) x Lt x ρpendingin = (0,5342 m2)(7,3152 m)( 1008,9773 kg/m3) = 4.252,7856 kg

Total berat material dalam reaktor : =(4.252,7856 + 4.293,3368 + 15.290,8157) kg = 23.836,9324 kg Jadi, total berat reaktor = berat shell + berat head + berat tube + berat aksesoris reaktor + berat material dalam reaktor = 4.282,4040 kg+ 8.329,1277 kg + 70.368,7541 kg + 157,3902 kg + 23.836,9324 kg = 106.973,6000 kg

F-61

15. Desain Sistem Penyangga Berat untuk perancangan

= berat total reaktor = 126.822,8922 kg

Reaktor disangga dengan 4 kaki. Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketingggian (50 % dari tinggi total reaktor).

a

A

h

thp

1/2 H

L

tbp

Gambar F.10. Sketsa sistem penyangga Reaktor



Lug Planning Digunakan kaki (lug) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton. Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian reaktor, maka ketinggian kaki: Hlug

=½ H+L = (½.26,5231) + 5 = 18,2615 ft = 219,1384 in

F-62

Keterangan : H : tinggi total reaktor 26,5231 ft L : jarak antara bottom reaktor ke pondasi (digunakan 5 ft) 2

1

1

2

Gambar F.11. Kaki penyangga tipe I beam Dipilih digunakan I-beam 10 in

(B & Y, App. G, item 2)

dimensi I-beam : kedalaman beam

= 10 in

Lebar flange

= 4,944 in

Web thickness

= 0,594 in

Ketebalan rata-rata flange = 0,491 in Area of section (A)

= 10,22 in2

Berat/ft

= 35 lb

Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) : I

= 145,8 in4

S

= 29,2 in3

r

= 3,26 in

Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) : I

= 8,5 in4

S

= 3,4 in3

r

= 0,91 in

Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 . Axis 1-1 l/r

= 219,1384 in / 3,26 in = 67,2204 (l/r < 120, memenuhi)

(B & Y, 1959:201)

F-63

Stress kompresif yang diizinkan (fc): fc

=

=

18.000   l2  1   2   18.000  r  18.000  219,1384 2 1    18.000  3,26

(Pers. 4.21, brownell and Young, 1959)

2

  

= 14.388,1204 lb/in2 fc <15.000 psi , sehingga memenuhi (Brownell and Young, p.201)

Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) : a

= ½ x lebar flange + 1,5 = ½ x 4,944 +1,5 = 3,972 in

y

= ½ x lebar flange = ½ x 4,944 = 2,472 in

Z

= I/y = 145,8 / 2,472 = 58,9806 in3

Beban kompresi total maksimum tiap lug (P) :

P Gambar F.12. Sketsa beban tiap lug

P

=

4 Pw (H  L) Σ W  n D bc n

(Pers. 10.76, B & Y, 1959)

Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel,

F-64

sehingga wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). P

=

ΣW n

= 279.010,3628 lb / 4 = 69.752,5907 lb Keterangan : Pw

= beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm

H

= tinggi reaktor di atas pondasi, ft

L

= jarak dari fondasi ke bagian bawah reaktor, ft

Dbc = diameter anchor-bolt circle, ft n

= jumlah penyangga, n

ΣW = berat reaktor kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm = 279.010,3628 lbm Menghitung beban eksentrik : fec

f

=

P. a Z

=

69.752,590 7 x 3,972 = 4.697,4322 lb/in2 58,9806

(Pers. 10.98, B & Y, 1959)

= fc – fec = 14.117,4321 lb/in2 – 4.697,4322 lb/in2 = 9.419,9999 lb/in2

Luas penampang lintang : A

=

P f

(Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)

= 69.752,5907 / 9.419,9999 = 7,4047 in2 < A tabel (10,22 in2), sehingga memenuhi.

F-65

Axis 2-2 l/r

= 219,3694 in / 0,91 in = 240,8114 (l/r >120, tidak memenuhi)



(B & Y, 1959:201)

Lug Planning P

= 20.132,7745 lb

Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt) Beban maksimum tiap baut: Pbolt

= =

P nb 20.132,774 5 4

= 5.033,1936 lb Luas lubang baut : Abolt

=

Pbolt f bolt

=

5.033,1936 = 0,4194 in2 12.000

(Pers.10.35, B &Y, 1959)

Keterangan : fbolt

= stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap baut = 12.000 psi

Digunakan baut standar dengan diameter = 1/2 in (Tabel 10.4,B & Y, 1959) Ketebalan plat horizontal : thp

=

My

=

6 My f allow

 Pbolt  2l  1   1  1   ln 4  e 

(Pers.10.41, B & Y, 1959:193)

(Pers.10.40, B & Y, 1959:192)

F-66

dengan : thp

= tebal horizontal plat, in

My

= bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lb

P

= beban baut maksimum, lb = 20.132,7745 lb

A

= panjang kompresi plate digunakan, = ukuran baut + 9 in = 1/2 in + 9 in = 10 5/8 in

h

= tinggi gusset = 20 in (Brownell and Young, 1959, p.192)

b

= lebar gusset, in = ukuran baut + 8 in = 1/2 in + 8 in = 9 5/8 in

l

= jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in = 6 in

µ

= poisson’ratio (untuk steel, µ = 0,3) (Brownell and Young, 1959)

fallow

= stress yang diizinkan = 12,000 psi

γ1

= konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959

e

= jarak konsentrasi beban = setengah dari dimensi nut, in = ½ x 1/2 in = 0,25 in

Ketebalam plat kompresi: b l

= 9 5/8 in / 6 in = 1,7708 in

Dari tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 γ1

= 0,08059

My

=

17.438,147 7  1  0,3ln 2  6  1  0,0968   4   0,8125  

= 4.071,0719 lb-in

F-67

thp

=

6 4.071,0719 12.000

= 1,4267 in (digunakan plat standar 1 1/2 in) Ketebalan gusset tg

= 3/8 x thp

(Pers.10.47, B & Y, 1959)

= 3/8 x 1 1/2 = 9/16 in dipilih tebal standar = 9/16 in = 0,5625 in

l=6" A=10 5/8" 2 1/4 "

h=20"

tg=9/16"

b=9 5/8"

h=20"

1 1/4 “ 2 1/4 “ a=3,972"

Gambar F.13. Detail Lug 

Base Plate Planning Digunakan I- beam dengan ukuran 10 in dan 35 lb/ft Panjang kaki (Hlug)

= 19,1141 ft

Sehingga berat satu lug

= 19,1141 ft x 35 lb/ft = 668,9942 lb

Beban base plate Pb

= berat 1 lug + P = 668,9942 lb + 69.752,5907 lb = 70.421,5849 lb

F-68

n

pa

0,95 h b

m

le

0,8 fw

Gambar F.14. Sketsa area base plate Base plate area :

Abp

=

Pb f

=

70.421,584 9 300

= 234,7386 in2

(= Abp min)

Dengan: Pb = base plate loading f

= kapasitas bearing (untuk cor, f = 300 psi)

Untuk posisi lug 1-1 Abp

= lebar (le) x panjang (pa) = (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)

dengan : fw = lebar flange (4,944 in) hb = kedalaman beam (10 in) m = n (diasumsikan awal) Abp

= (0,8 x 4,944 + 2n)(0,95 x 10 + 2m)

234,7386 in2

= (0,8 x 4,944 + 2n)(0,95 x 10 + 2m)

Didapat nilai n

= 4,4212 in

F-69

maka, le

= (0,8 x 4,944) + (2 x 4,4212) = 12,7976 in

pa

= (0,95 x 10) + (2 x 4,4212) = 18,3424 in

umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 12,7976 in Abp,baru = 1e x p a = 12,7976 x 12,7976 = 163,7785 in2 nbaru

=

(1e  0,8. f w ) 2

=

12,7976  0,8  4,944  2

= 4,4212 in

mbaru

=

pa  0,95.hb  2

=

12,7976  0,95  10  2

= 1,6488 in Tekanan aktual, Pa : Pa

=

Pb A bp, baru

=

70.421,584 9 = 425,8959 psi 163,7785

Tebal base plate: tbp

= (0,00015 x Pa x n2)1/2 = (0,00015 x 425,8959 x 4,4212 2)1/2 = 3,5338 in (digunakan plat standar 3 5/8 in)

F-70

Perancangan Pondasi Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi beton terdiri dari campuran semen: kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi berbentuk limas terpancung. Dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada pondasi.

Berat vesel, termasuk perlengkapannya yang diterima oleh : I-Beam pada kondisi operasi

= 279.010,3628 lbm

Berat I-Beam yang diterima oleh base plate = 70.421,5849 lbm Jadi berat total yang diterima oleh pondasi

+

= 349.431,9477 lb

Digunakan tanah dengan ukuran : Luas bagian atas (a)

= 14.400 in2 (120 in x 120 in)

Luas bagian bawah (b)

= 15.625 in2 (125 in x 125 in) = 108,5069 ft2

Tinggi pondasi

= 30 in

Volume pondasi

= 1/3 x tinggi pondasi x ((a+b) + (axb)1/2 ) = 450.250 in3 = 260,5613 ft3

Berat pondasi (W)

= V x densitas beton = 260,5613 ft3 x 140 lb/ft = 36.478,5880 lb

Jadi berat total yang diterima tanah adalah Wtot

= Berat total yang diterima pondasi + berat pondasi = 349.341,9477 lb + 36.478,5880 lb = 385.910,5356 lb

Tegangan tanah karena beban (T) = P/F < 10 ton/ft2

F-71

Keterangan : P = Beban yang diterima tanah (lb) F = Luas alas (ft2) Jadi tegangan karena beban (г) : Г

=

Wtot b

=

385.910,53 56 108,5069

= 3.556,5515 lb/ft2 = 1,5877 ton/ft2 < 10 ton/ft2 Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, sebab tegangan tanah karena beban kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.