LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan

: 1 hari operasi

Jumlah limbah cair kelapa sawit (POME) : 484,632 m3/hari Kapasitas produksi metan cair

: 15.000 kg/ hari

Nilai konversi POME ke biogas diperoleh dari dua literatur berbeda, yaitu: • 50 m3 biogas /m3 POME

(Isroi, 2008)

• 20 m3 biogas /m3 POME

(Asean Palm Oil, 2007)

Maka, konversi POME ke biogas =

50 + 20 = 35 m 3 biogas/m 3 POME 2

Maka, jumlah biogas yang dihasilkan 3 3 = 484,632 m POME x 35m biogas hari 1m 3 POME = 16.962,12 m3/hari

A.1

Penentuan Komposisi Bahan Baku

A.1.1 Komposisi limbah cair kelapa sawit (POME) Karena kandungan air dalam POME setelah pretreatment berkisar 94 %, dianggap densitas POME sama dengan densitas air. Sehingga, massa POME ≈484,632 ton/hari = 484.632 kg/hari

A.1.2 Komposisi Senyawa Tambahan Perbandingan massa POME : NaHCO3 : FeCl2 : ZnCl2 : CO(NH2)2 = 1.000.000 : Massa NaHCO 3 =

2500

:

1

:

0,1 :

50

2500 x 484.632 1000000

= 1.211,58 kg/hari Massa FeCl 2 =

1 x 484.632 1000000

= 0,5 kg/hari

Universitas Sumatera Utara

Massa ZnCl 2 =

0,1 x 484.632 1000000

= 0,05 kg/hari Massa CO(NH 2 )2 =

50 x 484.632 1000000

= 24,23 kg/hari

A.2

Perhitungan Neraca Massa

A.2.1 Tangki Pencampur NaHCO3 6 5

7

Neraca massa komponen:  POME

: F7POME = F5POME = 22.400 kg/hari

 NaHCO3

: F7NaHCO3 = F6NaHCO3 = 1.211,58 kg/hari

Neraca massa total: F7 = F5POME + F6NaHCO3 = 22.400 + 1.211,58 = 23.611,58 kg/hari

A.2.2 Tangki Pencampur Nutrisi

14 13 12 1

11 1

15


: F15POME = F11POME = 64 kg/hari

 CO(NH2)2 : F15 CO(NH2)2 = F12 CO(NH2)2 = 24,23 kg/hari  ZnCl2

: F15ZnCl2 = F13ZnCl2 = 0,05 kg/hari


: F15FeCl2 = F14FeCl2 = 0,5 kg/hari

 FeCl2

Neraca massa total: F15 = F11POME + F12 CO(NH2)2 + F13ZnCl2 + F14FeCl2 =

64

+

24,23

+

0,05 +

0,5

= 88,78 kg/hari

A.2.3 Bak Netralisasi

4 7

9


: F9POME = F4POME + F7POME = 462.232 + 22.400 = 484.632 kg/hari

 NaHCO3

: F9NaHCO3 = F7NaHCO3 = 1.211,58 kg/hari

Neraca massa total: F9 = F4POME + F7NaHCO3 = 484.632 + 1.211,58 = 485.843,58 kg/hari

A.2.4 Reaktor Fermentasi 17

16

Reaktor Fermentasi

18

Kesetimbangan reaksi yang terjadi di dalam reaktor fermentasi :  → CH + CO Reaksi: (C H O ) + H O mikroba 6

10

5 n

2

4(g)

2(g)

POME Biogas 484.632 kg/hari Dari data yang diperoleh, diketahui bahwa 1 m3 POME dapat menghasilkan 35 m3 biogas. Komposisi biogas yang dihasilkan dengan proses anaerobik mesofilik yaitu CH4 69% dan CO2 31 %. Dimana, 1 m3 biogas ={ ( ρ CH4 x XCH4) + ( ρ CO2 x XCO2)}x 1 m3 = {(0,717 kg/m3 x 0,69)+(2,814 kg/m3 x 0,31)}x 1 m3


= 1,36707 kg biogas. Ini berarti, jumlah biogas yang terbentuk =

1,36707 kg 35 m 3 1 m 3 POME x x x484.632 ton POME 1 m3 1 m 3 POME 1 ton POME

= 23.188,405 kg biogas Diasumsi bahwa jumlah nutrisi yang dikonsumsi mikroba adalah setengah dari jumlah yang diberikan. Neraca massa komponen: = F16ampas – r  Ampas : F18ampas = 484.632 – 23.188,41 = 461.443,59 kg/hari  NaHCO3

: F18 NaHCO3 = F16 NaHCO3 18

 CO(NH2)2 : F

CO(NH2)2

16

=F

CO(NH2)2

= 1.211,58 kg/hari = 24,23 kg/hari

 ZnCl2

: F18 ZnCl2

= F16 ZnCl2

= 0,05 kg/hari

 FeCl2

: F18 FeCl2

= F16 FeCl2

= 0,5 kg/hari

 CH4

17 : F CH4

= 0,69 x 28.985,51 = 16.000 kg/hari

 CO2

: F17 CO2

= 0,31 x 28.985,51 = 7.188,41 kg/hari

Neraca total: F18= F18ampas

+ F18 NaHCO3 + F18 CO(NH2)2 + F18 ZnCl2 + F18 FeCl2

= 461.443,59 + 1.211,58 +

24,23

+ 0,05 +

0,5

= 462.679,95 kg/hari 17

F = F17 CH4 + F17 CO2 = 16.000 + 7.188,41 = 23.188,41 kg/hari

A.2.5 Tangki Penampung Biogas 33

21

17

Laju alir 33 yang merupakan laju recycle diatur sebesar 4000 kg/hari. Neraca massa komponen: CH4 : F21CH4 = F17 CH4 + F33 CH4 = 16.000 + 4000


= 20.000 kg/hari CO2 : F21CO2 = F17 CO2 = 7.188,41 kg/hari Neraca massa total: F21 = F21CH4 + F21CO2 = 20.000 + 7.188,41 = 27.188,41 kg/hari

A.2.6

Membran Kontaktor 39

40

30

29

Diharapkan 99 % gas CO2 dapat terabsorpsi. Absorber : Air Permeabilitas CO2 (P’A) = 2700

cm 3 (STP ) cm s cm 2 cmHg 3

(STP ) cm

(Geankoplis, 2003)

Permeabilitas CH4 (P’B) = 800 cm s cm 2 cmHg

Faktor separasi = α * = P ' / P ' A B = 2700 / 800 = 3,375 Laju massa gas (Lf) Fraksi CO2 dalam gas (xf)

= F29 = 27.188,41 kg/hari = x29 CO2 = 7.188,41 = 0,2644 27.188,41

Massa CO2 yang dipulihkan = 0,99 x 0,2644 x 27.188,41 = 7.116,53 kg Fraksi CO2 pada gas keluaran (xo) = x 30 CO2 massa CO 2 pada gas keluaran = massa seluruh gas keluaran = 7.188,41 − 7.116,53 27.188,41 − 7.116,53 = 0,00358 Laju gas keluaran (Lo) = F30 = 27.188,41 – 7.116,53 = 20.071,88 kg/hari F30CO2 = 0,00358 x 20.071,88 = 71,857 kg/hari


F30CH4= F29CH4 = 20.000 kg/hari

Diatur : Ptube = Ph = 1 atm = 100 kPa Pshell = Pl = 1 atm = 100 kPa r=

Pl 100 = = 1,0 Ph 100

* a = 1 - α = 1 – 3,375 = - 2,375

b = -1 + α * + (1/r) + x/r( α * -1) untuk x = xf

b = 4,003

x = xo

b = 3,384

c = -α x / r *

untuk x = xf

c = -0,8924

x = xo

c = -0,0121

y' =

− b + 4ac 2a

y’f = 0,536 y’o = 0,241 Fraksi cairan keluaran (yp) = y40CO2 = y’av = (y’f + y’o)/2 = 0,3887

Neraca massa komponen: Lf xf = Lo xo + Vp yp (27.188,41)(0,2644) = (20.071,884) 0,00358 + Vp (0,3887) Vp = F40 = 18.309,129 kg/hari F40CO2 = y40CO2 x F40 = 0,3887 x 18.309,129 = 7.116,76 kg/hari F40H2O = 18.309,129 – 7.116,76 = 11.192,37 kg/hari F39H2O = F40H2O = 11.192,37 kg/hari Maka, jumlah air yang diperlukan adalah 11.192,37 kg/hari.


A.2.7 Flash Drum 31

30

29 32

Alur 32 merupakan alur recycle. Neraca massa komponen: F32CH4 = 4000 kg/hari F30CH4 = 75% F29CH4 = 0,75 x 20.000 = 15.000 kg/hari F31 CH4 = F29CH4 – F30CH4 – F32CH4 = 20.000 – 15000 – 4000 = 1000 kg/hari


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI Basis perhitungan : 1 hari operasi Satuan operasi

: kJ/jam

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut: •

Perhitungan panas untuk bahan dalam fasa cair dan gas Qi = Hi =

(Van Ness, 1975)

T

∫ n Cp dT

T1= 298

•

Perhitungan panas penguapan QV = N ΔHVL

•

Perhitungan Cp beberapa padatan (J/mol.K) dengan menggunakan metode Hurst dan Harrison, dimana nilai kontribusi unsur atom. Tabel LB.1 Nilai kontribusi Unsur Atom Unsur Atom ΔE C

10,89

H

7,56

O

13,42

Fe

29,08

Cl

14,69

Sumber : Perry, 1999 Rumus Metode Hurst dan Harrison: n

C pS = ∑ N i ⋅ ∆ Ei i =1

Dimana : Cps

= Kapasitas panas padatan pada 298,15 K ( J/mol.K )

n

= Jumlah unsur atom yang berbeda dalam suatu senyawa

Ni

= Jumlah unsur atom I dalam senyawa

ΔEi

= Nilai dari distribusi atom I pada tabel LB.1


Menghitung Cp glukosa: = 6.ΔEC + 12.ΔEH + 6.ΔEO

Cp

= 6 (10,89) + 12 (7,56) + 6(13,42) = 236,58 J/mol.K Dengan cara yang sama diperoleh Cp FeCI2 = 58,46 J/mol.K Tabel LB.2 Kapasitas panas beberapa senyawa pada 298,25 K (J/mol.K) Komponen ΔHf NaHCO3

87,53

CO(NH2)2

93,05

ZnCl2

76,49

• Perhitungan Cp untuk fasa gas: Cpx,T = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 T2

∫ Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14)+ e/5(T25–T15)]

T1

Tabel LB.3 Data Kapasitas Panas (J/ mol. K) a b c d

Senyawa

e

CO2(g)

1,90223.101 7,9629.10-2

-7,3706.10-5

3,7457.10-8

-8,133.10-12

CH4(g)

3,83870.101 -7,3663.10-2

2,9098.10-4

-2,6384.10-7

8,0067.10-11

Sumber: Reklaitis, 1983 • Perhitungan Cp untuk fasa cair: Cpx,T = a + bT + cT2 + dT3 T2

∫ Cpl dT = [a(T2–T1) + b/2(T22–T12) + c/3(T23–T13) + d/4(T24–T14)

T1

Senyawa

Tabel LB.4 Data Kapasitas Panas (J/ mol. K) A b c

d

H2O(l)

1,82964.101

4,7211.10-1

-1,3387.10-3

1,3142.10-6

CH4(l)

-5,70709

1,02562

-1,6656.10-3

-1,9750.10-5

CO2(l)

1,1041.101

1,1595

-7,2313.10-3 1,55019.10-5

Sumber: Reklaitis, 1983


Tabel LB.5 Panas Reaksi Pembentukan (kJ/mol) Komponen ΔHf CH4(g)

-74,520

CO2(g)

-393,509

H2O(l)

-285,830

C6H12O6

-1271*)

Sumber: Smith, 2001 Anonim,2009*) Tabel LB.6 Data Air Pendingin yang Digunakan T(oC) H(kJ/kg) 28

117,7

60

251,1

Sumber: Smith, 2001

B.1 Reaktor Fermentasi (R-210) Fungsi: sebagai tempat berlangsungnya reaksi pembentukan biogas Alur 13 dan 19 (1 atm, 30ºC) CH4 CO2 17

Glukosa Air NaHCO3 FeCl2 ZnCl2

Glukosa Air NaHCO3

Reaktor Fermentasi 16

18

Temperatur basis = 25ºC Reaksi: ΔHr

C6H12O6 mikroba  → 3CH4 + 3CO2 = [ 3.ΔH ° CH + 3.ΔH ° CO - ΔH ° C H O f

4 (g)

f

2 (g)

f

6

12

6 (s)

]

= 3 (-74,52 – 393,509) – (-1.271 ) = -1.404,063 + 1.271 = -133.087 kJ/ mol


r

23.188,41 kmol/ hari 180 = 128,8245 kmol/hari =

r ΔHr = -17.144.866 kJ/ hari 303,15

∫

Energi masuk = (N16C6H12O6)

303,15

303,15

CpdT + (N16H2O )

298,15

∫

N16ZnCl2

CpdT

CpdT

+

298,15

298,15

303,15

+

∫

Cp dT + N16FeCl2

∫

303,15

CpdT

+

N16CO(NH2)2

298,15

∫

298,15

303,15

∫

(N16NaHCO3)

CpdT

298,15

Tabel LB.7 Energi yang masuk ke dalam Fermentor Alur

16

∫

∫

Komponen

F (kg/ jam)

N (kmol/ jam)

Glukosa

29.077,92

161,544

1.182,9

191.090,398

Air

455.554,1

25.308,56

374,7241

9.483.729,341

NaHCO3

1.211,58

14,424

6.312,418

CO(NH2)2

24,23

0,40383

437,646 465,2

FeCl2

0,5

0,00394

292,3

1,1508

382,47

0,140223

ZnCl2

0,05 0,0003667 Qin (kJ/ hari)

Cp dT

N

Cp dT

187,877

9.681.321,325

dQ = r.∆Hr + Qout − Qin dt 0 = -17.144.866 + Qout − 9.681.321,325 Qout = 26.823.518,94 kJ/hari Temperatur pada alur keluar didapat dengan menggunakan metode trial and error. Temperatur yang didapat yaitu 312,36 K atau 39,21oC.


312 , 36

∫

Energi keluar = N17CH4

312 , 36

CpdT + N17CO2

298,15

∫

CpdT + N18C6H12O6

298,15

312 , 36

N18H2O

∫

312 , 36

∫

CpdT +

∫

Cp dT

298,15

312 , 36

∫

CpdT + N18NaHCO3

298,15

CpdT

298,15

Tabel LB.8 Energi yang keluar dari Fermentor

Alur 17

18

Komponen

∫

Cp dT

N

F (kg/ jam)

N (kmol/ jam)

CH4(g)

16.000

1.000

514,4992975

514.499,2975

CO2(g)

7.188,41

163,372955

532,2433065

86.954,16151

C6H12O6(s)

27.686,62

153,81453

3.361,8018

517.093,9638

H2O(l)

433.757

24.097,6097

1.066,433211

25.698.491,28

NaHCO3(s)

437,646

5,21007143

1.243,789932

6.480,234388

Qout (kJ)

26.823.518,94

B.2 Alat Pendingin / cooler I (E-301) Fungsi: menurunkan suhu biogas yang menuju membran kontaktor. Alur 21 (1 atm, 39,21oC)

Air 28oC

o

Alur 22 (1 atm, 30 C) CH4 CO2

21

22

CH4 CO2

Air 35oC

Energi masuk = energi keluar dari fermentor pada alur 20 = 514.499,2975 + 86.954,16151 = 601.453,459 kJ/hari Energi keluar = F25CH4 [Hg(303,15K) - Hg(298,15K)] + F25CO2 [Hg(303,15K) Hg(298,15K)]


Tabel LB.9 Energi yang keluar dari alat pendingin I Alur

22

∫

∫

F (kg/hari)

N (kmol/ jam)

CH4

16.000

1.000

180,1316

180.131,6124

CO2

7.188,41

163,372955

186,26

30.429,705

Komponen

Qout (kJ/ hari)

Cp dT

N

Cp dT

210.561,3174

dQ = Qout − Qin dt dQ = 210.561,3174 − 601.453,459 dt dQ = −390.892,1415 kJ/hari dt Jadi, jumlah panas yang diserap oleh air pendingin sebanyak 390.812,1415 kJ/hari. Maka, jumlah air yang diperlukan (m): Q m = o H(35 C) − H(28 o C) 390.812,1415 kJ/hari = 146,6 kJ/kg − 117,3 kJ/kg = 13.341,02872 kg/hari. B.3 Tangki Akumulasi Gas metana (F-304) Fungsi: menampung gas metan yang telah dimurnikan dengan membran kontaktor 33

Alur 23 (1 atm, 30oC) Alur 33 (1 atm, -60oC) Alur 24 (1 atm)

23

303,15

Energi masuk = N23CH4

∫

298,15

24

213,15

CpdT + N33CH4

∫

CpdT

298,15


Tabel LB.10 Energi yang masuk dari tangki akumulasi Alur

Komponen

F (kg/hari)

N (kmol/ jam)

∫

Cp dT

N

∫

Cp dT

23

CH4

16.000

1.000

180,1316

180.131,61

33

CH4

5.000

312,5

-2.939,18

-918.493,2

Qin (kJ/ hari)

-738.361,58

Diharapkan sistem adiabatis, sehingga Qout = Qin Qout = -738.361,58 kJ/hari Temperatur pada alur keluar didapat dengan menggunakan metode trial and error. Temperatur yang didapat yaitu 285,72 K atau 12,57oC.

Tabel LB.11 Energi yang keluar dari tangki akumulasi Alur 24

F (kg/hari)

Komponen CH4

∫

N (kmol/ jam)

20.000

1.250

Cp dT

N

-510,021

∫

Cp dT

-738.361,58

Qout (kJ/ hari)

-738.361,58

B.4 Alat Pendingin / cooler II (E-402) Fungsi: menurunkan suhu gas metan yang keluar dari kompresor hingga suhu kamar.

Air 28oC

Alur 25 (3 atm, 112 oC)

CH4

26

25

Alur 26 (3 atm, 30oC)

CH4

Air 60oC 385,15

Energi masuk = N25CH4

∫

CpdT

298,15

Tabel LB.13 Energi yang masuk ke Alat Pendingin II Alur

Komponen

F (kg/hari)

N (kmol/ jam)

25

CH4

20.000

1.250

Qin (kJ/ hari)

∫

Cp dT

3.288,79129

N

∫

Cp dT

4.110.989,113 4.110.989,113


303,15


∫

CpdT

298,15

Tabel LB.13 Energi yang keluar dari Alat Pendingin II Alur 26

Komponen

F (kg/hari)

CH4

20.000

∫

N (kmol/ jam) 1.250

Cp dT

180,1316

Qout (kJ/ hari)

N

∫

Cp dT

225.164,5154 225.164,5154

dQ = Qout − Qin dt dQ = 225.164,5154 − 4.110.989,113 dt dQ = −3.885.824,598 kJ/hari dt Jadi, jumlah panas yang diserap oleh air pendingin sebanyak 3.885.824,598 kJ/hari. Maka, jumlah air yang diperlukan (m): m

=

Q H(60 C) − H(28 o C)

=

3.885.824,598 kJ/hari 251,1 kJ/kg − 117,3 kJ/kg

o

= 29.042,0374 kg/hari.

B.6 Heat exchanger / HE-I (E-403) enurunkan suhu gas metan yang keluar dari cooler II dengan propana sebagai refrigeran. Propana -103,15oC

37

Alur 26 (3 atm, 30oC) o

Alur 27 (3 atm, -48 C)

CH4 26

CH4

Heat Exchanger-I 38

Energi masuk = Energi keluar dari cooler II

27

Propana -53,15oC

= 225.164,5154 kJ/hari


303,15


∫

CpdT

298,15

Alur 27

Tabel LB.14 Energi yang keluar dari HE-I F N (kmol/ Komponen (kg/ Cp dT N Cp dT jam) hari) CH4 20.000 1.250 -2.939,178 -3.169.552,709

∫

∫

-3.169.552,709

Qout (kJ/ hari)

dQ = Qout − Qin dt dQ = -3.169.552,709 − 225.164,5154 dt dQ = −3.394.717,224 kJ/hari dt Jadi, jumlah energi yang diserap propana sebanyak 3.889.137,305 kJ/hari. Dari data termodinamika untuk propana: Entalpi H (220 K/ -53,150 C) = 836,04 kJ/ kg Entalpi H (170 K/ -103,150 C) = 291,1 kJ/ kg Maka, jumlah propana yang diperlukan (m): Q m = o H(-53,15 C) − H(-103,15o C) 3.394.717,224 kJ/hari = 836,4 kJ/kg − 291,1 kJ/kg = 7.155,168 kg/hari. B.7 Heat exchanger / HE-II (E-404) Fungsi: menurunkan kembali suhu gas metan yang keluar dari HE-I dengan metana dari alur recycle sebagai refrigeran.. Alur 27 (3 atm, -48oC) Alur 28 (3 atm)

CH4 -160oC

32

CH4 27

Heat Exchanger-II 33

28

CH4

CH4 -60oC

Dari data termodinamika untuk metana:


Entalpi H (213,15 K/ -600 C) = 973,19 kJ/ kg Entalpi H (113,15 K/ -1600 C) = 296,879 kJ/ kg Jumlah panas yang diserap oleh metan recycle: dQ = m [H(-60oC) – H(-160oC)] − dt = 4000 (973,19-296,879) = 2.705.2443 kJ dQ = Qout − Qin dt − 2.705.244 = Qout − (−3.673.972,789) Qout = −6.379.216,8 kJ/hari Dengan menggunakan metode trial and error, temperatur yang didapat pada keluaran HE-I yaitu 160,65 K atau -112,5 oC. Energi keluar = F28CH4 [Hg(235,377K) - Hg(298,15K)]

Alur 28

Tabel LB.15 Energi yang keluar dari Alat Pendingin II F N (kmol/ Komponen (kg/ Cp dT N Cp dT jam) hari) CH4 20.000 1.250 -4.681,95 -5.852.438,3

∫

∫

-5.852.438,3

Qout (kJ/ hari)

B.8 Flash drum (F-405) Fungsi : memisahkan CH4 menjadi fasa cair dengan cepat Alur 29 (1,2 atm, -155,5 oC) Alur 30 (1,2 atm, - 160,5 oC)

31

29

F-405

30

32

Perhitungan Pdew dan Pbuble untuk menentukan apakah bahan bisa dipisah dengan flasdrum atau tidak. P = 1,2 atm = 121,59 kPa


13,584 −

ln P sat =

968,23 117,32 K − 3,72

(pers.Antoine Reklaitis, 1983)

P sat = 157,72 kPa Dari efisiensi alat diketahui: y = 0,25 x = 0,75 Pdew

=

1 0,25 / (157,72)

= 630,88 kPa

Pbuble = 0,75 (157,72) = 118,29 kPa Syarat : Pbuble < P < Pdew 118,29< 121,59 < 663,72 Bahan (metana) dapat dipisahkan. Umpan masuk (F) = 20.000 kg/ hari Pada fasa cair sebanyak = 0,75 (20.000) = 15.000 kg/ hari Pada fasa gas = 0,25 (20.000) = 5.000 kg/ hari Direcycle sebanyak = 4.000 kg/ hari Off gas

= 1.000 kg/ hari


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN LC.1 Bak Penampung Limbah (F-101) Fungsi

: Menampung limbah cair kelapa sawit dan untuk mengendapkan pasir yang terikut

Bentuk

: Persegi panjang

Bahan Konstruksi

: Beton kedap air

Jumlah

: 1 unit

Kondisi penyimpanan Temperatur

(T)

: 30 ºC

Tekanan Operasi ( P ) : 1 atm (101,325 kPa) Kebutuhan Perancangan t = 1 hari ρlimbah cair sawit = 1000 kg/m3 Laju alir massa = 484.632 kg/hari Laju alir volumetrik =

484.632kg / hari = 484,632m 3 / hari 1000kg / hari

Perhitungan ukuran bangunan Faktor kelonggaran = 20%

(Perry dan Green,1999)

Volume bak (Vb) = (1+0,2) x 484,632 m3 = 581,558 m3 Ukuran bak: Lebar bak = l Panjang bak (p) = 2 x lebar bak (l) maka p = 2l Tinggi bak (t) = ½ x lebar bak (l) maka t = ½ l Maka : Volume bak (V)

= pxlxt

581,558 m3

= 2l x l x ½ l

Lebar bak (l)

= 8,35 m

Dengan demikian, Panjang bak (p)

= 16,7 m

Tinggi bak (l)

= 4,175 m

Lebar bak (l)

= 8,35 m


Desain Perancangan untuk proses sedimentasi: Bak dibuat persegi panjang untuk desain efektif

(Kawamura, 1991)

Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir : υo = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki : 10 ft ; Kecepatan aliran v =

Lebar tangki

: 2,8 ft

Q 11,8851 ft 3 / min = = 0,4245 ft / min At 10 ft × 2,8 ft

 h Desain panjang ideal bak : L = K   υ0

  v 

Dengan K = faktor keamanan = 1,5

(Kawamura, 1991)

h = kedalaman air = 10 ft

Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 0,4245 = 4,055 ft Diambil panjang bak = 4,5 ft Uji desain: Waktu retensi (t) =

=

Va panjang × lebar × tinggi = Q laju alir volumetrik (4,5 × 2,8 × 10) ft 3 = 10,6015 menit 11,8851 ft 3 / min

Desain diterima, dimana t diizinkan 6-15 menit Surface loading

=

=

(Kawamura,1991)

laju alir volumetrik Q = A luas permukaan masukan lim bah

(

)

11,8851 ft 3 / min 7,481 gal / ft 3 = 7,0565 gpm/ft2 4,5 ft × 2,8 ft

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan antara 4-10 gpm/ft2 ( Kawamura,1991) Headloss (Δh) : bak menggunakan gate valve, full open Δh

= 0,12

[0,4245 ft / min × (1 min / 60 s ) × (1 m / 3,2808 ft )] 2 2 9,8 m / s 2

(

)

= 0,273 x 10-5 m dari air. Dari perhitungan ukuran bak yang efektif untuk sedimentasi, maka bak penampung juga dapat difungsikan sebagai bak sedimentasi untuk mengendapkan pasir yang mungkin terikut pada POME.


LC.2 Screening (SC-101) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Bahan Konstruksi

: stainless steel

Jumlah

: 2 unit, A/B 1 operasi, 1 stand by

Kondisi penyimpanan Temperatur

(T)

: 30 ºC

ρlimbah cair sawit = 1000 kg/m3 Laju alir massa = 484.632 kg/hari Laju alir volumetrik (Q) =


= 0,0056 m3 / detik Dari tabel 5.1 buku Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar : Lebar bar = 5 mm : Tebal bar = 20 mm: Bar clear spacing = 20 mm: slope = 30º Direncanakan ukuran screening : Panjang screen = 2 m Lebar screen

=2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka, 20x + 20 (x+1) = 2000 40 x x Luas bukaan ( A2 )

= 1980 = 49,5 ≈ 50 buah = 20 ( 50+1) (2000) = 2,04 m2

Digunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30 % screen tersumbat.

(0,0056) Q2 = 2 2 2 gC d A2 2(9,8)(0,6 )2 (2,04 )2 2

Head loss (Δh) =

= 0,0022 mm dari air


2000

2000

20 Gambar LC.1 sketsa bar screening dalam satuan mm (tampak atas)

LC.3 Pompa Tangki Penampung (L-104) Fungsi

: Memompa POME dari bak penampung limbah ke tangki penampung

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi : P

= 1 atm

T

=30 0C

Laju alir massa (F)

= 484.632 kg/jam

= 12,3662 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1000 kg/m3

= 62,34 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,87 cP

= 0,58.10-3 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

12,3662 lbm/s 62,34 lbm/ft 3

= 0,1981 ft3/s = 0,0056 m3/s

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100), Di,opt = 0,363 × Q0,45 × ρ0,13 dengan : Di,opt = diameter optimum (m)

ρ

(Peters,2004) = densitas (kg/m3)

Q = laju volumetrik (m3/s) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt

= 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 0,363 (0,0056 m3/s )0,45 (1000 kg/m3)0,13 = 0,0865 m = 3,4047 in


Dari Appendiks A.5 Geankoplis, 2003, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,54 in

= 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4,0 in

= 0,3333 ft

Inside sectional area

: 0,0687 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

0,1981 ft 3 /s = 2,883 ft/s 0,0687 ft 2

Bilangan Reynold : NRe

ρ ×v× D µ

=

(62,34 lbm/ft 3 )(2,883 ft/s)(0,2957 ft ) = 0,58.10 -3 lbm/ft.s = 97.196,2586 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,2003)

Pada NRe = 97.196,2586 dan ε/D = 0,0005, dari gambar 2.10-3 maka harga f = 0,005

(Geankoplis,2003)

Friction loss :  A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1 − 2  A1  2α .g c 

= 0,5 (1 − 0 ) 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

= 0,0648 ft.lbf/lbm

2,883 2 2(32,174)

= 0,1938 ft.lbf/lbm

2,883 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2.g c

= 0,2584 ft.lbf/lbm

v2 2.g c

1 check valve = hf = n.Kf.

2,883 2 2(1)(32,174 )

= 2(0,75)

∆L.v 2 Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f D.2.g c 2 ( 50)( . 2,883) = 4(0,005) (0,2957 ).2.(32,174)

= 0,437 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex

 A  v2 = 1 − 1  A2  2.α .g c 


= (1 − 0 )

2,883 2 2(1)(32,174 )

= 0,1292 ft.lbf/lbm

Total friction loss : ∑ F

= 1,0830 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 Phidrostatis = ρ x g x h =1000 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,101m = 989,9 Pa = 0,9898 kPa P1 = 101,325 kPa P2 = 101,325 + 0,9898 = 102,315 kPa

∆P

ρ

; ∆Z = 10 ft

= 0,0159 ft.lbf/lbm

Maka : 0+

32,174 ft/s 2 (10 ft ) + 0,0159 ft.lbf/lbm + 1,083 ft.lbf/lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = 11,0989 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= η x Wp

11,0989

= 0,75 x Wp

Wp

= 14,798 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp = 12,3662 lbm/s × 14,798 ft.lbf/lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s

= 0,3327 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 0,5 hp

LC. 4 Bak Penampung (F-103) Fungsi

: Menampung POME keluaran dari filter press

Bentuk Jumlah

: Silinder vertikal : 1 unit

Bahan konstruksi : Beton kedap air Waktu tinggal (τ) : 1 hari


Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 0C Laju alir massa (F)

= 484.632 kg/jam

= 12,3662 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1000 kg/m3

= 62,34 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,87 cP

= 0,58.10-3 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = Faktor kelonggaran

12,3662 lbm/s 62,34 lbm/ft 3

= 20 %

= 0,1981 ft3/s = 0,0056 m3/s (Perry dan Green,1999)

Menghitung volume tangki : Laju alir volumetrik =


Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 484,632 m3/hari = 484,632 m3 Volume tangki (VT) = (1+0,2) x 484,632 m3 = 581,558 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4

=

3 π DT3 8

Dt ( diameter tangki ) = 7,9 m Hs ( tinggi silinder ) = 3/2Dt = 3/2 x 7,9 = 11,8568 m Tinggi bahan

=

484,632 m 3 / hari × 11,8568 = 9,88 m 581,558 m 3 / hari

LC.5 Pompa bak penampung (L-105) Fungsi

: Memompa POME dari tangki penampung ke tangki pencampur NaHCO3 dan ke bak netralisasi

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1 atm

T

= 30 0C


Laju alir massa (F)

= 484.632 kg/jam

= 12,3662 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1000 kg/m3

= 62,34 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,87 cP

= 0,58.10-3 lbm/ft.s


12,3662 lbm/s 62,34 lbm/ft 3

= 0,1981 ft3/s = 0,0056 m3/s


ρ


Q = laju volumetrik (m3/s) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt

= 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 0,363 (0,0056 m3/s )0,45 (1000 kg/m3)0,13 = 0,0865 m = 3,4047 in


: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,54 in

= 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4,0 in

= 0,3333 ft


: 0,0687 ft2


0,1981 ft 3 /s = 2,883 ft/s 0,0687 ft 2


ρ ×v× D µ

=

(62,34 lbm/ft 3 )(2,883 ft/s)(0,2957 ft ) = 0,58.10 -3 lbm/ft.s = 97.196,2586 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,2003)


(Geankoplis,2003)



2,883 2 2(1)(32,174 ) 2,883 2 = 4 (2,0) 2(32,174)

= 0,5 (1 − 0 ) 4 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c


Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f

2,883 2 v2 = 2 (2,0) 2(32,174) 2.g c

= 0,0648 ft.lbf/lbm = 0,3876 ft.lbf/lbm = 0,5168 ft.lbf/lbm

∆L.v 2 D.2.g c

2 ( 50)( . 2,883) = 4(0,005) (0,2957 ).2.(32,174)

= 0,437 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 =  2 − 1  A2  2.α .g c  = (2 − 0 )

2,883 2 2(1)(32,174 )


= 0,2584 ft.lbf/lbm = 1,6644 ft.lbf/lbm


(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ

(Geankoplis,1997)


∆P

ρ

= 0,0159 ft.lbf/lbm

; ∆Z = 10 ft

Maka : 32,174 ft/s 2 (10 ft ) + 0,0159 ft.lbf/lbm + 1,6644 ft.lbf/lbm + Ws = 0 0+ 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = 11,0989 ft.lbf/lbm


Effisiensi pompa , η= 75 % = η x Wp

Ws 11,0989

= 0,75 x Wp

Wp

= 14,798 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp

1 hp

= 12,3662 lbm/s × 14,798 ft.lbf/lbm x

550 ft.lbf / s


LC. 6 Tangki pencampur NaHCO3 (M-110) Fungsi

: Mencampur POME dan NaHCO3

Jenis

: Tangki berpengaduk

Jumlah

: 1 unit

Waktu tinggal ( τ ) : 1 hari Kondisi operasi :

P

= 1 atm

;

T

= 30 0C

Bahan konstruksi : silinder vertikal Laju alir massa (F)

= 23.611,58 kg/hari

Densitas POME

= 1000 kg/m3

Densitas NaHCO3

= 2159 kg/m3

Densitas campuran (ρ)

= 1.059 kg/m3

Viskositas (µ)

= 0,824 cP

Faktor kelonggaran

= 20 %

(wikipedia,2009)


Menghitung volume tangki : Laju alir volumetrik (Q) =

23.611,58 kg / hari 1059 kg/m 3

= 22,296 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 22,296 m3/hari = 22,296 m3 Volume tangki, VT

= ( 1+ 0,2 ) x 22,296 m3 = 26,755 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4


=

3 π DT3 8

Dt ( diameter tangki ) = 2,83 m Hs ( tinggi silinder ) = 3/2Dt = 3/2 x 3,04 = 4,25 m Tinggi bahan

=

22,296 m 3 / hari × 4,25 m = 3,54 m 26,755 m 3 / hari

Perancangan Sistem pengaduk Jenis

: flat 6 blade turbin impeller

Baffle

: 4 buah

Kecepatan putaran (N) : 0,5 rps

(Geankoplis, 2003)

Efisiensi motor : 80 % Pengaduk didesain dengan standar berikut : Da : Dt = 1 : 3

J : Dt = 1 : 12

L : Da = 1 : 4

E : Da = 1:1

W : Da = 1 : 5 (Mc Cabe,dkk, 1994)

Jadi : 1. Diameter impeller (Da) = 1/3 x Dt = 1/3 x 2,83 = 0,944 m 2. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,944 m 3. Lebar baffle ( J) = 0,236 m 4. Lebar daun baffle (W) = 0,189 m 5. Panjang daun impeller (L) = 0,236 m Daya untuk pengaduk : Bilangan Reynold (NRe) =

N × Da2 × ρ

µ

=

0,5 × 3,0975 2 × 1059 0,001

= 5.413.611,3 Dari tabel 3.4-5 (Geankoplis, 2003 ) diperoleh Np = 4 P =

N P × N 3 × Da5 × ρ 4 × 0,5 3 det 3 × 3,0975 5 ft 5 × 66,238 lbm / ft 3 = gc 32,147 lbm. ft / lbf . det 2

= 293,76 ft.lbf/det = 0,534 hp Efisiensi motor, η = 80 % Jadi daya motor = 0,668 hp Di pakai = 1,0 hp


LC. 7 Bak Netralisasi (F-106) Fungsi

: Menetralkan pH POME

Bentuk

: persegi panjang

Bahan

: Beton kedap air

Kondisi operasi : P

= 1 atm ; T = 30 0C

Densitas POME = 1000 kg/m3 Densitas campuran dari M-110 = 1059 kg/m3 Densitas campuran = 1003 kg/m3 Laju alir volume =

(23.611,58 + 485.843,58) kg / hari = 484,39 m3/hari 3 1003 kg / m

= 0,0056 m3/detik Bak terisi 90% maka volume bak =

484,39 = 538,211 m3 0,9

Direncanakan ukuran bak sebagai berikut: -

lebar bak = l

-

tinggi bak = lebar bak = l

-

panjang bak = 1,5 x lebar bak = 1,5 l

Maka, Volume bak = p x l x t 538,211 l Jadi : Lebar bak

= 1,5 l x l x l = 7,1 m = 7,1 m

Panjang bak = 10,65 m Tinggi bak = 7,1 m

LC. 8 Tangki pencampur Nutrisi (M-202) Fungsi

: Mencampur POME dengan FeCl2, ZnCl2, dan CO(NH2)2

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Waktu tinggal ( τ ) : 1 hari Kondisi operasi : P

= 1 atm ; T

= 30 0C


= 88,78 kg/hari


Densitas POME

= 1000 kg/m3

Densitas ZnCl2

= 2910 kg/m3

Densitas FeCl2

= 3160 kg/m3

Densitas CO(NH2)2

= 1323 kg/m3


= 1.101,4 kg/m3

Viskositas (µ)

= 0,824 cP

Faktor kelonggaran

= 20 %

(wikipedia,2009)



88,78 kg / hari 1101,4 kg/m 3

= 0,0806 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 0,0806 m3/hari = 0,0806 m3 = ( 1+ 0,2 ) x 0,0806 m3 = 0,09672 m3

Volume tangki, VT

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder = =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4

3 π DT3 8

Dt ( diameter tangki ) = 0,437 m Hs ( tinggi silinder ) = 3/2Dt = 3/2 x 0,437 = 0,656 m Perancangan Sistem pengaduk Jenis


Baffle

: 4 buah


(Geankoplis, 2003)


J : Dt = 1 : 12

L : Da = 1 : 4

E : Da = 1:1

W : Da = 1 : 5 (Mc Cabe,dkk, 1994)

Jadi : 1. Diameter impeller (Da) = 1/3 x Dt = 1/3 x 0,437 = 0,146 m 2. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 0,146 m 3. Lebar baffle ( J) = 0,0364 m 4. Lebar daun baffle (W) = 0,0291 m


5. Panjang daun impeller (L) = 0,0364 m Daya untuk pengaduk : Bilangan Reynold (NRe) =

N × Da2 × ρ

µ

=

0,5 × 0,478 2 × 1084 0,001

= 133.252,0475 Dari tabel 3.4-5 (Geankoplis, 2003 ) diperoleh Np = 7 P =


= 0,309 ft.lbf/det = 0,00056 hp Efisiensi motor, η = 80 % Jadi daya motor = 0,0007 hp Dipakai motor dengan daya : 0,05 hp

LC.9 Tangki Penampungan Bahan Baku Fungsi

: Menampung POME sebelum masuk ke reaktor fermentasi

Jenis


Jumlah

: 1 unit

Waktu tinggal ( τ ) : 1 hari Kondisi operasi : P

= 1 atm

;

T

Laju alir massa (F)

= 485.843,58 kg/hari

Densitas POME dari F-106

= 1003kg/m3

Densitas campuran dari M-202

= 1000 kg/m3


= 1.003 kg/m3

Viskositas (µ)

= 30 0C

= 0,87 cP


485.843,58 kg / hari 1003 kg/m 3

= 484,39 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 484,39 m3/hari = 484,39 m3 Volume tangki, VT

= ( 1+ 0,2 ) x 484,39 m3 = 581,268 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4


581,268

=

3 π DT3 8

Dt

= 7,9 m

Ht

= 11,85 m

Tinggi bahan dalam tangki = Volume bahan dalam tangki x tinggi tangki Volume tangki

484,39 × 11,85 581,268

=

= 9,875 m Perancangan Sistem pengaduk Jenis


Baffle

: 4 buah


(Geankoplis, 2003)


J : Dt = 1 : 12

L : Da = 1 : 4

E : Da = 1:1

W : Da = 1 : 5 (Mc Cabe,dkk, 1994)

Jadi : 6. Diameter impeller (Da) = 1/3 x Dt = 1/3 x 7,9 = 2,6 m 7. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 2,6 m 8. Lebar baffle ( J) = 0,65 m 9. Lebar daun baffle (W) = 0,52 m 10.Panjang daun impeller (L) = 0,65 m Daya untuk pengaduk : Bilangan Reynold (NRe) =

N × Da2 × ρ

µ

=

0,5 × 2,6 2 × 1003 0,001

= 3.390.140 Dari tabel 3.4-5 (Geankoplis, 2003 ) diperoleh Np = 4 P =


= 115,2 ft.lbf/det = 0,209hp Efisiensi motor, η = 80 % Jadi daya motor = 0,5 hp


LC.10 Pompa Netralisasi (L-201) Fungsi

: Memompa POME dari bak netralisasi ke tangki pencampur nutrisi dan ke reaktor

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1 atm

T

= 30 0C

Laju alir massa (F)

= 485.843,58 kg/jam = 12,397 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1003 kg/m3

= 62,527 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,87 cP

= 0,58.10-3 lbm/ft.s


12,397 lbm/s 62,527 lbm/ft 3

= 0,1963 ft3/s = 0,0056 m3/s


ρ


Q = laju volumetrik (m3/s) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Di,opt

= 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 0,363 (0,0056 m3/s )0,45 (1000 kg/m3)0,13 = 0,0865 m = 3,4047 in


: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,54 in

= 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4,0 in

= 0,3333 ft


: 0,0687 ft2



0,1981 ft 3 /s = 2,883 ft/s 0,0687 ft 2


=

ρ ×v× D µ

=

(62,34 lbm/ft 3 )(2,883 ft/s)(0,2957 ft ) 0,58.10 -3 lbm/ft.s

= 97.196,2586 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,2003)


(Geankoplis,2003)


2,883 2 = 0,5 (1 − 0 ) 2(1)(32,174 ) 2 2,883 2 v 4 elbow 90° = hf = n.Kf. = 4 (2,0) 2(32,174) 2.g c 2 check valve = hf = n.Kf.


2,883 2 v2 = 2 (2,0) 2(32,174) 2.g c


∆L.v 2 D.2.g c

= 4(0,005)

(50)(. 2,883)2 (0,2957 ).2.(32,174)

= 0,437 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 =  2 − 1  A2  2.α .g c  = (2 − 0 )

2,883 2 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ

(Geankoplis,1997)



∆P

ρ

; ∆Z = 10 ft

= 0,0159 ft.lbf/lbm

Maka : 0+


Ws = 11,6644 ft.lbf/lbm Ws = 11,0989 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= η x Wp

11,0989

= 0,75 x Wp

Wp

= 14,798 ft.lbf/lbm


1 hp 550 ft.lbf / s


LC.11 Pompa Reaktor (L-202) Fungsi

: Memompa POME dari tangki penampungan ke reaktor

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1 atm

T

= 30 0C

Laju alir massa (F)

= 485.843,58 kg/jam = 12,397 lbm/s

Densitas (ρ)

= 1003 kg/m3

= 62,527 lbm/ft3

Viskositas (µ)

= 0,87 cP

= 0,58.10-3 lbm/ft.s



12,397 lbm/s 62,527 lbm/ft 3

= 0,1963 ft3/s = 0,0056 m3/s


ρ



= 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 0,363 (0,0056 m3/s )0,45 (1000 kg/m3)0,13 = 0,0865 m = 3,4047 in


: 3,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,54 in

= 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4,0 in

= 0,3333 ft


: 0,0687 ft2


0,1981 ft 3 /s = 2,883 ft/s 0,0687 ft 2


=

ρ ×v× D µ

=

(62,34 lbm/ft 3 )(2,883 ft/s)(0,2957 ft ) 0,58.10 -3 lbm/ft.s

= 97.196,2586 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5

(Geankoplis,2003)


(Geankoplis,2003)



2,883 2 2(1)(32,174 ) 2,883 2 = 3 (2,0) 2(32,174)

= 0,5 (1 − 0 ) 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

2,883 2 v2 = 1 (2,0) 1 check valve = hf = n.Kf. 2(32,174) 2.g c Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f


∆L.v 2 D.2.g c

= 4(0,005)

(50)(. 2,883)2 (0,2957 ).2.(32,174)

= 0,437 ft.lbf/lbm

2


 A1  v2   = 2 − A2  2.α .g c  2,883 2 = (2 − 0 ) 2(1)(32,174 )




(

)

P − P1 2 1 2 + ∑ F + Ws = 0 v 2 − v1 + g (z 2 − z1 ) + 2 2α ρ

(Geankoplis,1997)


∆P

ρ

; ∆Z = 10 ft

= 0,0159 ft.lbf/lbm

Maka : 0+


Ws = 11,4789 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= η x Wp

11,4789

= 0,75 x Wp


Wp

= 15,3052 ft.lbf/lbm


1 hp 550 ft.lbf / s


LC.12 Reaktor Fermentasi (R-210) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi fermentasi

Jenis

: Tangki berpengaduk dengan flat 6 blade turbin impeller

Bentuk

: Silinder tegak vertikal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi Jumlah

: Beton kedap air

: 3 unit

Waktu tinggal ( τ ) : 7 hari Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 0C Laju alir massa (F)

= 485.843,58 kg/hari = 1.003 kg/m3

Densitas campuran (ρ) Viskositas (µ)

= 0,87 cP

Faktor kelonggaran

= 20 %



485.843,58 kg / hari 1003 kg/m 3

= 483,842 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 7 hari x 483,842 /hari = 3.229,0724 m3 Volume tangki, VT

= ( 1+ 0,2 ) x 3.229,0724 m3 = 3874,8869 m3

Tangki berjumlah 3 unit, maka volume masing-masing tangki = 1.291,629 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4


=

3 π DT3 8

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal, sehingga : Tinggi head (Hh) = 1 Dt 6

(Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) = π Dt2 H h 4

(

= π Dt2 1 Dt 4 6 = π

24

)

Dt3

Vt = Vs + Vh Vt = 3π Dt3 8

+π

24

Dt3

Dt ( diameter tangki ) = 9,96 m HS ( tinggi silinder ) = 3/2Dt = 3/2 x 9,96 = 14,94 m Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1 Dt = 1 × 9,96 = 1,66 m 6 6 Tinggi tangki (HT)

= Hs + Hh = 16,6 m

Tinggi bahan dalam tangki = Volume bahan dalam tangki x tinggi tangki Volume tangki =

1076,36 × 16,6 1.291,629

= 13,833 m Perancangan Sistem pengaduk Jenis


Baffle

: 4 buah

Kecepatan putaran (N) : 1/10 rps Efisiensi motor : 80 % Pengaduk didesain dengan standar berikut : Da : Dt = 1 : 3

J : Dt = 1 : 12

L : Da = 1 : 4

E : Da = 1:1

W : Da = 1 : 5 (Mc Cabe,dkk, 1994)

Jadi : 1. Diameter impeller (Da) = 1/3 x Dt = 1/3 x 9,96 = 3,32 m 2. Tinggi pengaduk dari dasar (E) = Da = 3,32 m 3. Lebar baffle ( J) = 0,83 m


4. Lebar daun baffle (W) = 0,664 m 5. Panjang daun impeller (L) = 0,83 m Daya untuk pengaduk : Bilangan Reynold (NRe) =

N × Da2 × ρ

µ

0,066 × 10,89 2 × 1003 = 0,001

= 7.850.559,8 Dari tabel 3.4-5 (Geankoplis, 2003 ) diperoleh Np = 4,1 P =

N P × N 3 × Da5 × ρ 4,1 × 0,066 3 det 3 × 10,89 5 ft 5 × 62,527 lbm / ft 3 = gc 32,147 lbm. ft / lbf . det 2

= 351,14 ft.lbf/det = 0,638 hp Efisiensi motor, η = 80 % Jadi daya motor = 0,798 hp Di pakai = 1,0 hp

LC.13 Cooler – 1 (E-301) : Menurunkan temperatur produk CH4 dan CO2 sebelum

Fungsi

dimasukkan ke membran Jenis

: double pipe exchanger

Dipakai

: 12 hairpin, 2 x 1 ¼ IPS

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 27.188,41 kg/hari

=1.132,85 kg/jam

= 2662,6 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 39,21 oC = 102,578 °F Temperatur akhir (T2) = 30 °C Tav

=

102,578 + 86 2

= 86 °F

= 94,3 °F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 13.341,029 kg/hari = 555,876 kg/jam = 1225,5036 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 28 °C = 82,4 °F

Temperatur akhir (t2)

= 35 °C = 95 °F


Tav

=

95 + 82,4 2

= 88,7 °F

Panas yang diserap (Q) = 390.812,1415 kJ/hari = 15.434,041 Btu/jam = 16.283,84 kJ/jam

(1)

∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 102,6 °F T2 = 86 °F

Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 16,6 °F

LMTD =

Selisih

Selisih

t2 = 95 °F

∆t1 = 7,6 °F

t1 = 82,4 °F

∆t2 = 3,6°F

t2 – t1 = 12,6 °F

∆t2 – ∆t1 = -4 °F

Δt 2 − Δt 1 -4 = = 5,353 °F  3,6   Δt 2   ln  ln  7,6   Δt 1 

Fluida dingin : air, annulus (2)

Flow area, D2 = 3,068/12 = 0,26 ft

(Tabel 11, Kern)

D1 = 2,38/12 = 0,2 ft aa = π (D22 – D12)/4 = π (0,262-0,22)/4 = 0,0817 ft2 De = (D22 – D12)/D1 = (0,262-0,22)/0,2 = 0,131 ft (3)

(4)

Kecepatan massa

Ga =

w aa

G = a

lb m 1225,5036 = 14.086,25 0,0817 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tav = 88,7 °F µ = 0,012 cP = 0,02904 lbm/ft⋅jam Re a =

D × Ga e μ

Re a =

0,131 × 14.086,25 = 63.543,34 0,02904

(Gbr. 15, Kern) (Pers. (7.3), Kern)


(5)

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 170

(6)

Pada 88,7°F c = 0,551 Btu/lbm°F k = 0,3585 Btu/jam.ft°F

(7)

1 1  c ⋅ µ  3  0,551 × 0,02904  3 = = 0,355    0,3585  k    1 ho k c⋅µ  3 = jH × ×  φ De  k 

(Gbr 3, Kern) (Tabel 5, Kern)

(Pers. (6.15), Kern)

ho 0,3585 = 170 × × 0,355 = 164,724 φ 0,131 (8)

Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1 h ho = o × φ φ ho = 164,724× 1 = 164,724

Fluida panas : metana, pipa dalam (2′)

Flow area D = 2,067/12 = 0,172 ft ap = π D2/4 = π (0,1722)/4 = 0,0233 ft2

(3′)

Kecepatan massa

Gp =

W ap

(Pers. (7.2), Kern)

lb m 2662,602 = 114.318,9 0,0233 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Gp =

(4′)

Pada 94,3 °F µ = 0,011 cP = 0,0266 lbm/ft2⋅jam Re p =

(5′)

D × Gp

μ 0,172 × 114.318,9 Re p = = 740.279 0,0266 Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 200

(Gbr. 15, Kern) (Pers. (7.3), Kern)


Pada 94,3 °F

(6′)

c = 0,49 Btu/lbm⋅°F

(Gbr 3, Kern)

k = 0,02 Btu/jam.ft.oF

(Tabel 5, Kern)

1 1  c ⋅ µ  3  0,49 × 0,0266  3 = = 0,8671    0,02  k    1 hi k c⋅µ  3 = jH × ×  φ De  k  hi 0,02 = 200 × × 0,8671 = 30,16 φ 0,115

(7′)

(8′)


Koreksi hi h

io = h i x ID φ OD φ = 30,16 x

1,38 1,66

hio = 25,073

(9)

Clean Overall coefficient, UC

(10)

h io × h o 25,073 × 164,724 = = 21,76 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 25,073 + 164,724 (Pers. (6.38), Kern) Faktor pengotor, Rd UC =

1 1 1 = + Rd = + 0,001 Ud UC 21,76 U d = 21,3 (Pers. (6.10), Kern) (11)

Permukaan yang diperlukan, Q 16.283,84 = 142,817 ft2 A= = U d x∆t 21,3 x5,353 Dari tabel 11 untuk pipa 2 IPS, luas permukaan luar tiap kaki sebesar 0,622 ft2

142,817 = 229,61 lin ft 0,622 229,61 Jumlah hairpin = = 11,48 ≈ 12 hairpin 20 Permukaan yang tersedia = 12 x 20 x 0,622 = 149,28 ft2 Panjang yang diperlukan

(12)

Ud =

=

16.283,84 = 20,4 149,28 × 5,353


Rd =

U c − U d 21,76 − 20,4 = = 0,003 21,76 × 20,4 U cU d

Rd hitung < Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, annulus (1)

Da’ = D2 – D1 =0,26-0,2 = 0,06 De' Ga

0,06 x14.086,25 = 29.103,82 0,02904 µ 0,264 2 2 f = 0,0035 + = 0,007 ft /in 0 , 42 29.103,82 Rea' =

s = 0,99

=

ρ = 62,5 x 0,99 = 61,875

(Gbr. 6, Kern)

2 4(0,007 )(14.086,25) (280) 2 4,18.108 (61,875)2 (0,06 )   2 = 0,008 ft G 14.086,25 V= = = 0,063 fps 3600 ρ 3600 x 61,875 V2 (0,0632 ) = 0,000186 fps F =3 i =3 l 2 x 32,2 2g ΔFa =

(3)

∆P = a

(0,007 + 0,000186) x 61,875 = 0,00309 psi 144

Fluida panas : metan, pipa dalam (1′)

Untuk Rep = 740.279 f = 0,0035 +

0,264 = 0,00405 740.279,5 0, 42

s = 0,97, ρ = 62,5 x 0,97 = 60,625

(Gbr. 6, Kern)

2 4(0,00405)(114.319 ) (280) ΔF = p (2′) 2 4,18.108 (60,625)2 (0,172 )   2 = 0,122 ft


(3′)

ΔPp =

(0,122)(60,625)

144 = 0,0513 psi

LC.14 Tangki Penampung gas metana dan CO2 (F-205) Fungsi

: T

Bentuk

: Silinder tegak vertikal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Low alloy steels, SA-353

Jumlah

: 1 unit

Waktu tinggal ( τ )

: 1 jam

Kondisi operasi : P

= 1 atm ;

T

= 39 0C


= 27.188,41 kg/hari

=1.132,85 kg/jam

= 2662,6 lbm/jam ={ ( ρ CH4 x XCH4) + ( ρ CO2 x XCO2)}

Densitas biogas

= {(0,717 kg/m3 x 0,69)+(2,814 kg/m3 x 0,31)} = 1,36707 kg/m3. Viskositas (µ)

= 0,01134 cP

Faktor kelonggaran

= 20 %



1.132,85 kg / hari 1,36707 kg/m 3

= 828,67 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 828,67 m3/hari = 828,67 m3 = ( 1+ 0,2 ) x 828,67 m3

Volume tangki, VT

= 994,404 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4

=

3 π DT3 8

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal, sehingga :


Tinggi head (Hh) = 1 Dt 6

(Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) = π Dt2 H h 4

(

= π Dt2 1 Dt 4 6 = π

24

)

Dt3

Vt = Vs + Vh Vt = 3π Dt3 8

+π

24

Dt3

Dt ( diameter tangki ) = 9,13 m HS ( tinggi silinder ) = 3/2Dt = 3/2 x 9,13 = 13,67 m Tinggi tutup ellipsoidal (Hh) = 1 Dt = 1 × 9,13 = 1,52 m 6 6 Tinggi tangki (HT)

= Hs + Hh = 15,2 m

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10π/24 × D3 = 10π/24 × (9,13 m) 3 = 995,705 m3 Tinggi tangki = 15,2 m volume bahan dalam tangki × tinggi tangki Tinggi bahan dalam tangki = volume tangki 3 828,67 m × 15,2 = 995,705 = 12,65 m Tekanan operasi

= 1 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain = (1 + 0,2) × (1) = 1,2 atm = 17,668 psia Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun 2

- Allowable working stress (S) : 22.500 lb/in - Efisiensi sambungan (E)

(Chuse dan Eber,1954) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun


Tebal silinder (d) = 2004) dimana : P R S E

P×R + (C × A ) SE − 0,6P

(Peters

dan

Timmerhaus,

d = = = =

= tebal dinding tangki bagian silinder (in) tekanan desain (psi) jari-jari dalam tangki (in) = D/2 stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 17,668 × 179,724 d= + (0,0042 × 10 ) (22.500 × 0,80) − (0,6 × 17,668) = 0,1972 in Dipilih tebal silinder standar = 1 in Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C) : 0,0042 in/tahun - Allowable working stress (S) : 22.500 lb/in2 - Efisiensi sambungan (E)

(Chuse dan Eber, 1954) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan :10 tahun - Tebal head (dh) =

P × Di + (C × A ) 2SE − 0,2P

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

dimana : P Di S E

dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) = tekanan desain (psi) = diameter tangki (in) = stress yang diizinkan = efisiensi pengelasan 17,668 × 359,448 dh = + (0,0042 × 10 ) (2 × 22.500 × 0,8) − (0,2 × 17,668 ) = 0,1971 in Dipilih tebal head standar = 1 in

LC.15 Blower (G-302) Fungsi

: Mengalirkan campuran gas CH4 dan CO2 dari precooler 1 ke membran

Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir massa

: 30 ºC dan 101,325 kPa =1.132,85 kg/jam =

2662,6 lbm/jam


Densitas biogas

={ ( ρ CH4 x XCH4) + ( ρ CO2 x XCO2)} = {(0,717 kg/m3 x 0,69)+(2,814 kg/m3 x 0,31)} = 1,36707 kg/m3 = 0,0853 lbm/ft3

42,3392 kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 367,94 K Laju alir volum gas Q = 200 kPa = 647,5887 m3/jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, P=

144 × efisiensi × Q ; Efisiensi blower, η = 80 % 33000

(Perry, 1997)

Sehingga, P=

144 × 0,8 × 647,5887 = 2,261 hp 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 2,5 hp

LC.16 Bak Penampungan Ampas Cair (F-230) Fungsi : Menampung ampas cair setelah proses fermentasi Bentuk : Persegi panjang Bahan konstruksi : Beton kedap air Jumlah : 1 unit Kondisi Penyimpanan: T = 38,5 0 C ;

P = 1 atm (101,325 kPa)

•

Kebutuhan perancangan,

•

Densitas limbah cair tapioka, ρ = 1000 kg/ m3

•

Laju alir massa = 461.443,59 kg/hari

•

Laju alir volumetrik =

t = 1 hari

461.443,59 kg / hari 1000 kg / m 3

= 461,444 m3/ hari Perhitungan ukuran bangunan Faktor kelonggaran = 20%

(Perry dan Green, 1999) 3

Volume bak (Vb) = (1+0,2) x 461,444 m = 553,73 m3 Ukuran bak : Panjang bak (p) = 2 x lebar bak (l) maka p = 2l Tinggi bak (t) = ½ x lebar bak (l) maka t = ½ l Maka :


Volume bak (V) = p x l x t 553,73 m3 = 2l x l x ½ l Lebar bak (l) = 8,2m Dengan demikian, Panjang bak (p) = 16,4 m Tinggi bak (t) = 4,1 m Lebar bak (l) = 8,2 m

LC.17 Membran Kontaktor (D-210) Fungsi

: Memisahkan produk hasil fermentasi berupa CO2 dari produk utama CH4

Bentuk

: hollow fiber (shell and tube membran)

Jumlah

: 1 unit

1. Perhitungan jumlah tube Laju alir masuk

= 27.188,41 kg/hari

Densitas biogas

={ ( ρ CH4 x XCH4) + ( ρ CO2 x XCO2)} = {(0,717 kg/m3 x 0,69)+(2,814 kg/m3 x 0,31)} = 1,36707 kg/m3.

Laju alir volumetrik

=

27.188,41 = 19.888,089 m3/hari = 230.186,21 cm3/s 1,36707

Komposisi CO2 pada umpan = 0,2644 % CO2 removal

= 0,99

Massa jenis relatif CO2

= 44

T (ºC)

= 30 ºC = 303,15 K ;

R

= 82,057 cm3.atm/mol.K

Flux dari data

= 0,0009 (mol/m2.s)

Densitas (g/cm3)

=

=

Laju alir umpan (mol/s) =

P (atm) = 1 atm

P(atm) × Mr CO2 R × T (K )

1 × 44 = 0,00177 g/cm3 82,057 × 303,15 laju alir volumetrik × komposisi CO2 × densitas Mr CO2


=

230.186,21 cm 3 / s × 0,2644 × 0,00177 g / cm 3 44 g / mol

= 2,448 mol/s Laju alir keluar (mol/s) = laju alir umpan masuk (mol/s) x % Removal = 2,448 x 0,99 = 2,424 mol/s Luas membran (m2)

=

Laju alir keluar (mol / s ) 2,424 mol / s = 2 0,0009 (mol / m 2 .s Flux (mol / m .s )

= 2.693,11 m2 Spesifikasi standar untuk ukuran tube : Inner diameter (m)

= 0,016

Outer diameter (m)

= 0,02

Length (m)

= 5

Luas area untuk 1 tube = π × diameter luar (m) × L(m) = 3,14 x 0,02 m x 5 m = 0,314 m2 luas area membran (m 2 ) = luas area untuk 1 tube m 2

( )

Jumlah tube

=

2.693,11 m 2 = 8.576,78 0,314 m 2

Jadi jumlah tube pada membran = 8.576,78 buah 2. Perhitungan untuk shell membran Direncanakan menggunakan 1,25 square pitch  1   

 N   n1  Bundle Diameter (m) = d o  t   K1

Dimana :

Nt

= jumlah tube

do = diameter luar tube

K1

= 0,215

n1 = 2,207  

Jadi :

1

 

 8.576,78   2, 207  Bundle Diameter (m) = 0,02   0.215  = 2,43 m Faktor kelonggaran

= 0,05 m


Sehingga, Diameter shell mambran adalah = 2,48 m.

LC.18 Tangki Akumulasi Gas CH4 (F-304) Fungsi

: Mengumpulkan gas CH4 dari kolom absorpsi dan recycle yang tidak mencair

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-212 grade A

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Tekanan

: 1,2 atm = 121,59 kPa ;

Temperatur

: 10,7 0 C

Laju alir massa: 20.000 kg/ hari Perhitungan densitas gas: ρCH4 pada -161,45 ºC = 425 kg/m3 ρCH4 pada -161,6 ºC = 500 kg/m3 dari hasil ekstrapolasi didapat ρrecycle = 300 kg/m3 ρCH4 gas

: 0,717 kg/ m3

Densitas campuran = 75,54 kg/m3 Kebutuhan perancangan: 1 hari Faktor kelonggaran: 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume CH4, V1 =

20.000 kg/ hari = 264,76m 3 / hari 75,54 kg/m 3

Volume tangki, Vt = (1+0,2) x 264,76 = 317,7 m3 b. Diameter dan tinggi shell Direncanakan:s

-

•

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

•

Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 2)

Volume shell tangki (Vs) Vs = ¼ π Di2 H = 5/16 π D3

-

Volume tutup tangki (Vh) Vh = π/24 D3

(Brownell, 1959)


-

Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 317,7 = 17/48 π D3 Di = 6,58 m Hs = 8,225 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 6,58m H  1 Hh =  h  x D =   x 6,58 = 3,29 m 2  D  Ht (tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 14,805 m d. Tebal shell tangki Po = Tekanan operasi = 121,59 kPa P=

F A

=

20.000 = 588,6 Pa = 0,588 kPa 33,98

Ptotal = P0 + P = 121,59 + 0,588 = 122,179 Faktor kelonggaran = 20% Pdesign = 1,2 x Ptotal = 1,2 x 122,179 = 146,615 kPa Joint efficiency (E) = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress (S) = 120.658,248 kPa

(Brownell, 1958)

Tebal shell tangki: t=

(146,615 kPa )(6,58) PD = = 0,005 m = 0,197 in 2SE − 1,2 P 2(0,8)(120.658,248) − 1,2(146,615)

Faktor korosi = 1/8 in Umur alat direncanakan = 10 tahun Maka tebal shell yang digunakan = 0,197 + (1/8 x 10) = 1,447 in Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell, 1958)

e. Tebal tutup tangki

(146,615 kPa )(6,58) PD = = 0,005 m = 0,197 in 2SE − 1,2 P 2(0,8)(120.658,248) − 1,2(146,615) Faktor korosi = 1/8 in t=

Umur alat direncanakan = 10 tahun Maka tebal shell yang digunakan = 0,197 + (1/8 x 10) = 1,447 in


Tebal tutup standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell, 1958)

LC.19 Kompressor (G-401) Fungsi :

menaikkan tekanan metana sebelum masuk ke pendingin ke-dua

Jenis

single stage compressor

:

Jumlah :

P (kW ) =

dimana:

1 unit dengan 1 stages

η×q

fmi

× ( p 2 − p1 )

(Peters,2004)

ρ qfm i

= laju alir (kg/s)

p1

= tekanan masuk (bar)

= 1 atm = 1,01325 bar

p2

= tekanan keluar (bar)

= 3 atm = 3,0395 bar

η

= efisiensi kompresor = 80 %

ρ

= densitas (kg/m3) = 0,717 kg/m3

Data: Laju alir massa

= 1.132,85 kg/jam

ρcampuran

= 0,717 kg/m3 = 0,0447 lbm/ft3

Laju alir volumetrik (qfm i) =

P(kW ) =

1.132,85 kg / jam = 1580 m3/jam = 0,439 m3/det 3 0,717 kg/m

0,8 × 0,315 × (3,03975 − 1,01325) 0,717

= 0,979 kW = 1 hp

Maka dipilih kompresor dengan daya 1 hp. Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 3,9 (Q)0,45( ρ )0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (8,67 ft3/detik)0,45( 0,0853 lbm/ft3) 0,13 = 7,485 in


Dipilih material pipa commercial steel 8 inchi Sch 100(Brownell hal.389): •

Diameter dalam (ID)

= 7,625 in

= 0,635 ft

•

Diameter luar (OD)

= 8,625 in

= 0,7187 ft

•

Luas penampang (A)

= 1,996 ft2

LC.20 Cooler – II (E-402) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk CH4 dan CO2 yang keluar dari kompressor hingga mencapai suhu kamar

Jenis

: 2-4 shell and tube exchanger

Dipakai

: 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 15 ft

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 833,333 kg/jam = 1937,195 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 112 oC = 233,6 °F Temperatur akhir (T2) = 30 °C

= 86 °F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 29.042,0374 kg/hari = 1.210,08 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= 28 °C = 82,4 °F


= 60 °C = 140 °F

Panas yang diserap (Q) = 3.885.824,598 kJ/hari = 153.459,86 Btu/jam (1)∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 =233,6 °F T2 = 86 °F T1 – T2 = 147,6 °F


Selisih

Selisih

t2 = 140 °F

∆t1 = 93,6 °F

t1 = 82,4 °F

∆t2 = 3,6 °F

t2 – t1 = 57,6 °F

∆t2 – ∆t1 = -90 °F

Δt 2 − Δt 1 - 90 = = 27,623 °F  3,6   Δt 2   ln  ln 147,6 Δt   1   T − T2 R= 1 = 2,563 t 2 − t1

LMTD =


S=

t 2 − t1 = 0,381 T1 − t 1

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,625 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,625 × 27,623 = 17,265 °F

(7)

Tc dan tc T1 + T2 233,6 + 86 = = 159,8 °F 2 2 t +t 82,4 + 140 tc = 1 2 = = 111,2 °F 2 2

Tc =

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 1 1/4 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 9/16 in triangular pitch

-

Panjang tube (L) = 15 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, cooler untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 2-50, faktor pengotor (Rd) = 0,01. Diambil UD = 12 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

153.459,86 Btu/jam = 740,72 ft 2 Btu 12 × 27,623 o F 2 o jam ⋅ ft ⋅ F

Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft (Tabel 10, Kern)

Jumlah tube, N t =

740,72 ft 2 A = = 150,96 buah L × a " 15 ft × 0,3271 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 155 tube dengan ID shell 25 in.


c. Koreksi UD

A = L × Nt × a" = 15 ft × 155 × 0,3271 ft 2 /ft = 760,5075 ft 2

Q 153.459,86 Btu/jam Btu = = 11,69 2 A ⋅ Δt 760,507 ft × 27,263 °F jam ⋅ ft 2 ⋅ °F

UD =

Fluida dingin : air, tube (8)

Flow area tube, at′ = 1,04 in2

(Tabel 10, Kern)

N t × a 't at = 144 × n


at =

(9)

(10)

155 × 1,04 = 0,2799 ft 2 144 × 4

Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 2.667,79 = 9.532,57 0,2799 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 111,2 °F µ = 0,5588 cP = 1,35191 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,0958 ft

Re t =

ID × G t μ

Re t =

0,0958 × 9.532,57 = 675,736 1,35191

(Pers. (7.3), Kern)

L 15 = =156,5217 D 0,0958 (11)


(12)

Pada tc = 111,2 °F

(13)

c = 1,1 Btu/lbm°F

(Gbr 3, Kern)


k = 0,3585 Btu/jam.ft°F

(8)

(9)

1 1  c ⋅ µ  3  1,1 × 1,35191  3 = = 1,6068     k   0,3585  1 hi k c⋅µ  3 = jH × ×  φs D  k  h i = 3 × 0,3585 × 1,6068 = 18,032 0,0958 φs h io = h i x ID φ t OD φt = 26,589 Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1

(Tabel 5, Kern)


h h io = io × φ t φt hio = 26,589 × 1 = 26,589 Fluida panas : shell, metana (3′)

Flow area shell

as = Ds

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT = Diameter dalam shell = 23,25 in

B

= Baffle spacing = 5 in

PT

= Tube pitch = 1 9/16 in

C′

= Clearance = PT – OD

(Pers. (7.1), Kern)

= 1 9/16 – 1 1/4 = 5/16 in

23,25 × 0,3125 × 5 = 0,1615 ft 2 144 × 1,5625 Kecepatan massa as =

(4′)

Gs =

W as

(Pers. (7.2), Kern)

lb m 1.837,195 = 11.378,76 0,1615 jam ⋅ ft 2 Bilangan Reynold Gs =

(5′)

Pada Tc = 159,8 °F µ = 0,0195 cP = 0,0472 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)


Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh de = 0,91 in. De =0,91/12 = 0,0758 ft

Res =

De × G s μ

Re s =

0,0758 × 11.378,76 = 18.292,225 0,0472

(6′)

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 80

(7′)

Pada Tc = 159,8 °F

(Pers. (7.3), Kern)


(Gbr 3, Kern)


(8′)

(9′)

1 1  c ⋅ µ  3  0,65 × 0,0472  3 = = 1,1531    0,02  k    1 k c⋅µ  3 ho = jH × ×  φs De  k  ho 0,02 = 80 × × 1,1531 = 24,3286 0,0758 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

(Tabel 5, Kern)


h h o = o × φs φs ho = 24,3286 × 1 = 24,3286 (10)


UC =

h io × h o 26,589 × 24,3286 = = 12,704 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 26,589 + 24,3286 (Pers. (6.38), Kern)

(14)

Faktor pengotor, Rd

Rd =

U C − U D 12,704 − 11,688 = = 0,00685 U C × U D 12,704 × 11,688

Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 675,736 f = 0,0004 ft2/in2 s = 0,99

(Gbr. 26, Kern) (Gbr. 6, Kern)


φt = 1 ΔPt =

)

ΔPt =

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n 5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t


(0,0004)(9.532,57) 2 (15)(4) 5,22 ⋅ 1010 (0,0958)(0,99 )(1)

= 0,00044 psi (3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, diperoleh

V

2

2g'

= 0,017

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,017 = 0,99 = 0,2747 psi

ΔPr =

∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 0,00044 psi + 0,2747 psi = 0,2752 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi Fluida panas : bahan, shell (1′)

Untuk Res = 18.292,225 f = 0,0019 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

φs =1 s = 0,97 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

N + 1 = 12 ×

15 = 36 4


Ds = 35/12 = 2,9167 ft (3′)

ΔPs =

f ⋅ G s 2 ⋅ Ds ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ De ⋅ s ⋅ φs



2 ( 0,0019 )(10.582,54 ) (2,4167 )(36 ) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 (0,0758)(0,97 )(1) = 0,0042 psi ∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi

LC.21 HE– I (E-403) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk CH4 dan CO2 yang keluar dari

cooler-Iidengan

menggunakan

propana

sebagai

refrigeran Jenis


Dipakai

: 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 15 ft, 4 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 836,328 kg/jam Temperatur awal (T1) = 30 oC = 86 °F Temperatur akhir (T2) = -60 °C

= -76 °F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 372,665 kg/jam = 1821,59 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= -103,15 °C = -153,67 °F


= -53,15 °C = -63,67 °F

Panas yang diserap (Q) = 203.080,07 kJ/jam = 192482,0 Btu/jam

(1) ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 86 °F T2 = -76 °F T1 – T2 = 162 °F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

Selisih

Fluida dingin

Selisih

t2 = -63,67 °F

∆t1 = 149,67 °F

t1 = -153,67 °F

∆t2 = 77,67 °F

t2 – t1 = 90 °F

∆t2 – ∆t1 = -72 °F


LMTD =

Δt 2 − Δt 1 - 72 = = 109,762 °F  77,67   Δt 2   ln  ln  149,67   Δt 1 

T1 − T2 162 = = 1,8 t 2 − t1 90 t −t 90 S= 2 1 = = 0,376 T1 − t 1 86 − (-153,67) R=

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,5 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,5 × 109,762 = 54,881 °F

(2)

Tc dan tc Tc =

T1 + T2 86 + (−76) = = 5 °F 2 2

tc =

t 1 + t 2 - 153,67 + (-63,67) = = -108,67 °F 2 2


Diameter luar tube (OD) = 1 1/4 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 9/16 in triangular pitch

-


d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, cooler untuk fluida panas light organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 2-50, faktor pengotor (Rd) = 0,01. Diambil UD = 7 Btu/jam⋅ft2⋅°F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

192.482,0 Btu/jam = 501,0366 ft 2 Btu 7 × 109,762 o F jam ⋅ ft 2 ⋅o F

Luas permukaan luar (a″) = 0,3271 ft2/ft Jumlah tube, N t =

(Tabel 10, Kern)

501,0366 ft 2 A = = 102,1169 buah L × a " 15 ft × 0,3271 ft 2 /ft


e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 105 tube dengan ID shell 21,25 in.

f. Koreksi UD A = L × Nt × a" = 15 ft ×105 × 0,3271 ft 2 /ft = 515,1825 ft 2


UD =

Fluida dingin : air, tube (3)

Flow area tube, at′ = 1,04 in2

(Tabel 10, Kern)

N t × a 't at = 144 × n


at =

(4)

(5)

105 × 1,04 = 0,896 ft 2 144 × 4

Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 821,59 = 4.333,66 0,896 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = -108,67 °F µ = 0,26 cP = 0,62897 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,0958 ft Re t =

Re t =

ID × G t μ

(Pers. (7.3), Kern)

0,0958 × 4.333,66 = 660,3047 0,62897


L 15 = =156,5217 D 0,0958 (6)


(7)

Pada tc = -108,67 °F

(8)

c = 0,47 Btu/lbm°F k = -0,000048 Btu/jam.ft°F


1 1  c ⋅ µ  3  0,47 × 0,62897  3 = = −18,3491     k   − 0,000048 

(8)

1 hi k c⋅µ  3 = jH × ×  φs D  k 


h

i = 18 × - 0,000048 × -18,3491 = 0,1649 0,0958 φs

h

io = h i x ID φ t OD φt = 10,1517

(9)

Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1

h

h = io × φ t io φ t

hio = 10,1517 × 1 = 10,1517 Fluida panas : shell, bahan (3′)

Flow area shell

as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

Ds

= Diameter dalam shell =21,25 in

B


PT

= Tube pitch = 1 9/16 in

C′

= Clearance = PT – OD

(Pers. (7.1), Kern)

= 1 9/16 – 1 1/4 = 5/16 in

as =

21,25 × 0,3125 × 5 = 0,1476 ft 2 144 × 1,5625


(4′)

(5′)

Kecepatan massa

Gs =

W as

Gs =

lb m 2.296,4939 = 15.562,12 0,1476 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 5 °F µ = 0,0095 cP = 0,023 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh de = 0,91 in. De =0,91/12 = 0,0758 ft

Res =

De × G s μ

Re s =

0,0758 × 15.562,12 = 51.351,3154 0,023

(6′)


(7′)

Pada Tc = 5 °F

(Pers. (7.3), Kern)


(Gbr 3, Kern)


(8′)

(9′)

1 1  c ⋅ µ  3  0,515 × 0,023  3 = = 0,8988     k   0,0163  1 k c⋅µ  3 ho = jH × ×  φs De  k  ho 0,0163 = 110 × × 0,8988 = 21,2513 0,0758 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1

(Tabel 5, Kern)


h h o = o × φs φs ho = 21,2513 × 1 = 21,2513 (10)


UC =

h io × h o 10,157 × 21,2513 = = 6,87 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 10,157 + 21,2513 (Pers. (6.38), Kern)


(9)

Faktor pengotor, Rd

Rd =

U C − U D 6,87 − 6,808 = = 0,0012 U C × U D 6,87 × 6,808 (Pers. (6.13), Kern)

Rd hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 660,3047 f = 0,00078 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,59

(Gbr. 6, Kern)

φt = 1 ΔPt =

)

ΔPt =

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

(0,00078)(4.333,66)2 (15)(4) 5,22 ⋅ 1010 (0,0958)(0,59 )(1)

= 0,0003psi (3)

Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . ΔPr = s 2g' (4).(4) .0,001 = 0,59 = 0,02741 psi ∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 0,0003 psi + 0,02741 psi = 0,02771 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : bahan, shell (1′)

Untuk Res = 51.351,3154 f = 0,00158 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)


φs =1 s = 0,97 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

N + 1 = 12 ×

15 = 36 4


Ds = 35/12 = 2,9167 ft (3′)

2 f ⋅ G s ⋅ D s ⋅ (N + 1) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ D e ⋅ s ⋅ φ s

ΔPs =


(0,00158)15.532,12332 (1,7708)(36) 5,22 ⋅ 1010 (0,0758)(0,97 )(1)

= 0,0064 psi ∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi

LC.22 HE– II (E-404) Fungsi

: Menurunkan temperatur produk CH4 dan CO2 yang keluar dari HE-I dengan menggunakan metana recycle sebagai refrigeran

Jenis


Dipakai

: 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 15 ft, 4 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 833,333 kg/jam = 1837,195 lbm/jam Temperatur awal (T1) = -60 °C

= -76 °F

Temperatur akhir (T2) = -125,26 oC = -193,5 oF Fluida dingin Laju alir metana masuk = 4.000 kg/hari = 367,439 lbm/jam Temperatur awal (t1)

= -160 °C = -256 °F


= -70 °C = -94 °F

Panas yang diserap (Q) = 2.705.244 kJ/hari = 106.836,1 Btu/jam


(1) ∆t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = -76 °F T2 = -193,5 °F T1 – T2 = 117,5 °F

LMTD =


Selisih

Selisih

t2 = -94 °F

∆t1 = 18 °F

t1 = -256 °F

∆t2 = 62,5 °F

t2 – t1 = 162 °F

∆t2 – ∆t1 = 44,5 °F

Δt 2 − Δt 1 44,5 = 35,75 °F =  62,5   Δt 2    ln ln 18   Δt  1

R=

T1 − T2 117,5 = = 0,623 t 2 − t1 162

S=

t 2 − t1 162 = = 0,9 T1 − t 1 − 76 − (-256)

Dari Fig 20, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,5 Maka ∆t = FT × LMTD = 0,5 × 35,75 = 18,77 °F (2) Tc dan tc Tc =

T1 + T2 − 76 + (−193,5) = = -134,75 oF 2 2

tc =

t 1 + t 2 - 94 + (-256) = = −175 oF 2 2


Diameter luar tube (OD) = 3/4 in

-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 15/16 in triangular pitch

-


-

Baffle space (B) = 5 in

g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, exchanger untuk fluida panas light organic dan fluida dingin light organic, diperoleh UD = 40-75, faktor pengotor (Rd) = 0,001. Diambil UD = 33 Btu/jam⋅ft2⋅°F


Luas permukaan untuk perpindahan panas, A=

Q = U D × Δt

106.836,1 Btu/jam = 172,48 ft 2 Btu 33 × 18,77 o F jam ⋅ ft 2 ⋅o F

Luas permukaan luar (a″) = 0,1963 ft2/ft Jumlah tube, N t =

(Tabel 10, Kern)

A 172,48ft 2 = = 74,24 buah L × a " 12 ft × 0,1963 ft 2 /ft

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 76 tube dengan ID shell 12 in.

i.

Koreksi UD

A = L × N t × a" = 12 ft × 76 × 0,1963 ft 2 /ft = 179,02 ft 2

UD =


Fluida dingin : metana, tube (3) Flow area tube, at′ = 0,182 in2 at =

N t × a 't 144 × n

at =

76 × 0,182 = 0,016 ft 2 144 × 6

(Tabel 10, Kern) (Pers. (7.48), Kern)

(4) Kecepatan massa Gt =

w at

Gt =

lb m 367,439 = 22.951,6 0,016 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold Pada tc = -175 °F µ = 0,0035 cP = 0,00847 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 3/4 in OD, 10 BWG, diperoleh


ID = 0,482 in = 0,0402 ft

Re t =

ID × G t μ

Re t =

0,0402 × 22.951,6 = 108.932,3 0,00847

(Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 350 (7) Pada tc = -175 °F (8) c = 0,55 Btu/lbm°F k = -0,0045 Btu/jam.ft°F


1 1  c ⋅ µ  3  0,55 × 0,00847  3  = 1,0116  =  0,0045  k   

(8)

1 hi k c⋅µ  3 = jH × ×  φs D  k 


h

i = 350 × 0,0045 × 1,0116 = 39,63 0,0402 φs

h

io = h i x ID φt φ t OD 0,482 = 39,63 x 0,75 = 25,47

(9)

Karena viskositas rendah, maka diambil φt = 1

h h io = io × φ t φt hio = 25,47 × 1 = 25,47 Fluida panas : shell, bahan (3′)

Flow area shell

as =

Ds × C' × B 2 ft 144 × PT

Ds

= Diameter dalam shell = 12 in

B


(Pers. (7.1), Kern)


PT

= Tube pitch = 15/16 in

C′

= Clearance = PT – OD = 15/16 – 0,75 = 0,1875 in

as = (4′)

(5′)

12 × 0,1875 × 5 = 0,083 ft 2 144 × (15 / 16)

Kecepatan massa

Gs =

W as

Gs =

lb m 1837,195 = 22.046,34 0,083 jam ⋅ ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = -134,75 °F µ = 0,006 cP = 0,0145 lbm/ft2⋅jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,55 in. De =0,55/12 = 0,046 ft

Res =

De × G s μ

Re s =

0,046 × 22.046,34 = 69.940,1 0,0145

(6′)


(7′)

Pada Tc = -134,75 °F

(8′)

(9′)

(Pers. (7.3), Kern)


(Gbr 3, Kern)


(Tabel 5, Kern)

1 1  c ⋅ µ  3  0,48 × 0,0145  3 = = 0,854     k   0,0105  1 k c⋅µ  3 ho = jH × ×  φs De  k  ho 0,0105 = 225 × × 0,854 = 43,8 0,046 φs Karena viskositas rendah, maka diambil φs = 1



h h o = o × φs φs ho = 43,8 × 1 = 43,8 (10)

Clean Overall coefficient, UC h io × h o 25,47 × 43,8 = = 16,1 Btu/jam ⋅ ft 2 ⋅ °F h io + h o 25,47 + 43,8

UC =

(Pers. (6.38), Kern) (9) Faktor pengotor, Rd

Rd =

U C − U D 16,1 − 31,89 = = 0,03 U C × U D 16,1 × 31,89 (Pers. (6.13), Kern)

Rd hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi exchanger dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : metana, tube (1)

Untuk Ret = 108.932,3 f = 0,0001 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,2

(Gbr. 6, Kern)

φt = 1 ΔPt =

ΔPt

2 f ⋅Gt ⋅L⋅n


5,22 ⋅ 1010 ⋅ ID ⋅ s ⋅ φ t

2 ( 0,0001)(22.951,6 ) (15)(6 ) = 5,22 ⋅ 1010 (0,0402 )(0,2 )(1) = 0,0113psi

(3)

Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(6) .0,001 = 0,2 = 0,0012 psi

ΔPr =


∆PT

= ∆Pt + ∆Pr = 0,0113 psi + 0,0012 psi = 0,0125 psi

∆Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : metana, shell (1′)

Untuk Res = 69.940,1 f = 0,0013 ft2/in2

(Gbr. 29, Kern)

φs =1 s = 0,2 (2′)

N + 1 = 12 ×

L B

N + 1 = 12 ×

12 = 36 4


Ds = 12/12 = 1 ft (3′)

ΔPs =

f ⋅ G s 2 ⋅ Ds ⋅ (N + 1) 5,22 ⋅ 1010 ⋅ De ⋅ s ⋅ φs


( 0,0013)22.046,34 2 (8)(36 ) ΔPs = 5,22 ⋅ 1010 (0,55)(0,97 )(1) = 0,0065 psi ∆Ps yang diperbolehkan = 2 psi

LC.23 Filter Press ( H-204) Fungsi

: Memisahkan air dengan ampas untuk digunakan sebagai pupuk

Jenis

: Plate and frame filter press

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Tekanan

: 1 atm = 101,325 kPa

Temperatur

: 39 ºC

Laju alir ( F )

: 462.679,95 kg/hari

Densitas filtrat : 1000 kg/m3


Massa ampas

: 65.237,87 kg/hari

Perhitungan : Luas penyaringan efektif dihitung dengan menggunakan persamaan :

 W  L. A (1 − E ) ρ S = ρ (V + E.L. A)  1−W 

(Foust, 1979)

Dimana: L = tebal cake pada frame (m) A = luas penyaringan efektif (m2) E = poros partikel = 0,32 ρs = densitas solid (kg/m3) ρ = densitas filtrat (kg/m3) W = fraksi massa cake dalam umpan V = volume filtrat (m3) Direncanakan luas penyaringan efektif filter press untuk waktu proses = 1 jam Jumlah umpan yang harus ditangani = 462.679,95 kg/hari = 19.278,33 kg/jam Laju filtrat = 397.442,077 kg/hari = 16.560,09 kg/jam Densitas filtrat = 1000 kg/m3 Volume filtrat hasil penyaringan = 16.560,09 m3 Laju cake pada filter press dengan waktu tinggal 1 jam = 65.237,87 kg/hari = 2.718,25 kg/jam. Densitas cake = 1200 kg/m3 Volume cake pada filter = 65.237,87/1200 = 54,365 m3 W = laju alir massa cake / laju alir massa umpan = 2.718,25 / 19.278,33 = 0,141 Tebal cake diestimasikan pada frame = 10 cm = 0,1 m Direncanakan setiap plate mempunyai luas 1 m2, luas efektif penyaringan (A) :

 W  L. A (1 − E ) ρ S = ρ (V + E.L. A)  1−W  0,1 x A x (1-0,32) x 1200 = 1000 (16,56009 + 0,32 x 0,1 x A)

0,141 1 − 0,141

A = 135,055


Maka A =

135,055 = 6,75 m2 20

Faktor keamanan = 5 % Jadi, jumlah plate yang dibutuhkan = 1,05 x 6,75 = 7,09 = 8 buah

LC.24 Tangki Penampung Air dan CO2 (F-303) Fungsi

: Tempat menampung air dan CO2 keluaran dari membran kontaktor

Bentuk

: Silinder tegak vertikal

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Jumlah

: 1 unit

Waktu tinggal ( τ )

: 1 hari

Kondisi operasi : P

= 1 atm

;

Laju alir massa (F)

T

= 30 0

= 18.309,129 kg/hari = 762,88 kg/jam

Densitas air = 1000 kg/m3 ; Densitas CO2 = 2,814 kg/m3 Densitas campuran (ρ) = 612,4 kg/m3 Viskositas (µ)

= 0,6964 cP

Faktor kelonggaran

= 20 %



18.309,129 kg / hari 612,4 kg/m 3

= 29,89 m3/hari

Volume bahan = τ x Q = 1 hari x 29,89 m3/hari = 29,89 m3 = ( 1+ 0,2 ) x 29,89 m3

Volume tangki, VT

= 35,858 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (HS : DT ) = 3 : 2 Volume silinder =

1 π DT2 H S (H S : DT = 3 : 2 ) 4

=

3 π DT3 8

DT ( diameter tangki ) = 3,12 m HS ( tinggi silinder ) = 3/2DT = 3/2 x 3,12 = 4,68 m


LC.25 Pompa Air Proses (L-305) Fungsi : Memompa air proses ke dalam membran kontaktor untuk mengikat CO2 yang terkandung dalam biogas Bentuk : Pompa sentrifugal Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: •

Tekanan (P) : 1 atm

•

Temperatur (T) : 300 C

•

Laju alir massa : 11.192,37 kg/hari

•

Densitas : 1.000 kg/m3 = 62,43 lbm/ft3

•

Viskositas : 0,87 cP = 0,58.10-3 lbm/ft.det

Perhitungan Laju alir volumetrik (Q) =

0,29 kg / det = 0,00029 m 3 / det 1000 kg / m 3

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100), Di,opt = 0,363 × Q0,45 × ρ0,13 ρ

dengan : Di,opt = diameter optimum (m)



= 0,363 (Q)0,45 (ρ)0,13 = 0,363 (0,00029 m3/s )0,45 (1000 kg/m3)0,13 = 0,02285 m = 0,8998 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0337 ft


: 0,0004 ft2


Kecepatan linear, v = Q/A = Bilangan Reynold : NRe =

=

0,000088 ft 3 /s = 0,725 m/s 0,0004 ft 2

ρ ×v× D µ (62,43 lbm/ft 3 )(0,725 ft/s)(0,041 ft ) 0,58.10 -3 lbm/ft.s

= 3.199,53 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga ε = 4,6.10-5 (Geankoplis,1997) 4,6.10 −5 m Pada NRe = 3.199,53 dan ε/D = = 0,004 0,01252 m maka harga f = 0,01

(Geankoplis,1997)

Friction loss :  A  v2 1 Sharp edge entrance = hc = 0,5 1 − 2  A1  2α .g c 

= 0,5 (1 − 0 )

2 elbow 90° = hf = n.Kf.

0,725 2 = 0,004 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174 )

0,725 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2.g c



= 0,017 ft.lbf/lbm

0,725 2 v2 = 1(2,0) = 0,016 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

∆L.v 2 D.2.g c

2 ( 30 )( . 0,725 ) = 4(0,01) (0,041).2.(32,174)

= 0,24 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1 − 1  A2  2.α .g c  = (1 − 0 )

0,725 2 = 0,0082 ft.lbf/lbm 2(1)(32,174 )

Total friction loss : ∑ F = 0,2852 ft.lbf/lbm



(

)

P − P1 2 1 2 v 2 − v1 + g ( z 2 − z1 ) + 2 + ∑ F + Ws = 0 2α ρ dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 101,325 kPa Phidro = 1000 x 9,8 x 0,01 = 100,8 Pa = 0,1008 kPa

∆P

ρ

= 0.0001 ft.lbf/lbm

∆Z = 40 ft Maka : 0+

32,174 ft/s 2 (40 ft ) + 0,0001 + 0,2852 ft.lbf/lbm + Ws = 0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -40,2853 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , η= 75 % Ws

= - η x Wp

-40,2853

= -0,75 x Wp

Wp

= 53,71 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp = 0,076 lbm/s × 53,71 ft.lbf/lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s


LC.26 Ekspander (G-410) Fungsi

:Menurunkan tekanan CH4 sekaligus temperaturnya hingga mencapai kondisi jenuh dan CH4 dapat berubah fasa dari gas menjadi cair

Jenis

: Single stage expander

P(kW ) =

η x m x ( p 2 − p1 ) ρ

(Peters, 2004)

Dimana: qfm i

= laju alir (m3/ det)


p1

= tekanan masuk = 3 atm = 303,695 kPa

p2

= tekanan keluar = 1,2 atm = 121,59 kPa

ŋ

= efisiensi = 80%

Densitas CH4 fasa gas = 0,717 ; Densitas CH4 pada -161,45 ºC = 425 ρCH4

= 230 kg/ m3

Data: Laju alir massa, m = 20.000 kg/ hari = 0,2315 kg/ det P(kW ) =

0,8 x 0,23135 x (121,59 − 303,695 230 kg / m

)

3

= -0,146 kW = -0,196 hp

LC.27 Flash Drum (D-411) Fungsi

: Memisahkan CH4 cair dengan CH4 yang masih berfasa gas (off gas)

Bahan Konstruksi : Carbon Steels SA-212 grade A Bentuk


Jenis sambungan

: Single welded butt joints

Jumlah

: 1 unit


: 1,2 atm = 121,59 kPa ;

Temperatur

Laju alir massa

: 20.000 kg/hari = 833,333 kg/jam

ρmetana cair

: 500 kg/m3

: -161,68 ºC

(Anonim, 2007)

Kebutuhan perancangan : 1 jam Faktor kelonggaran : 20 % Perhitungan: 1. Volume tangki Volume metana (V1) =

833,333 kg / jam × 1 jam = 1,667 m3 3 500 kg / m

Volume tangki (V2) = (1+0,2) x 1,667 = 2 m3 2. Diameter dan tinggi sheel Direncanakan :


-

Tinggi shell : Diameter ( Hs : D = 5 : 4 )

-

Tinggi head : diameter ( Hh : D = 2 : 1 ) a. Volume shell tangki (Vs) 1 Vs = πDi2 H 4

=

5 πD 2 16

b. Volume tutup tangki (Vh) Vh =

π 24

D3

(Brownell,1959)

c. Volume tangki (V) V = Vs + Vh 2=

19 πD 3 ; D = 1,172 m Hs = 1,465 m 48

3. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,172 m H  1 =  h  × D = × 1,172 = 0,586 m 2  D 

Hh

Tinggi tangki (Ht) = Hs + 2Hh = 2,051 m 4. Tebal shell tangki Tinggis cairan dalam tangki = P=

2 × 1,465 = 1,465 m 2

F 20.000 = = 772,8 Pa = 0,773 kPa A 1,078

P0

= tekanan operasi = 121,59 kPa + 0,773 kPa = 122,363 kPa

Faktor kelonggaran = 20% Pdesign

= (1+0,2) x 122,363 = 146,836 kPa

Joint Efficiency (E) = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 120658,248 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki : t

=

(146,836 kPa ) (1,172 m ) PD = 2 SE − 1,2 P 2(120.658,248 kPa ) (0,8) − 1,2(146,836kPa )

= 0,00089 m = 0,035 in Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,035 in + 0,125 in = 0,16 in


Tebal shell standar yang digunakan = 0,5 in

(Brownell,1959)

5. Tebal tutup tangki t

=

(146,836 kPa ) (1,172 m ) PD = 2 SE − 1,2 P 2(120.658,248 kPa ) (0,8) − 1,2(146,836kPa )


= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,035 in + 0,125 in = 0,16 in Tebal head standar yang digunakan = 0,5 in

(Brownell,1959)

LC.28 Tangki Penyimpanan Metana Cair (D-421) Fungsi

: Menyimpan metana untuk kebutuhan 30 hari

Bahan Konstruksi : Carbon Steels SA-212 grade A Bentuk


Jenis sambungan

: Single welded butt joints

Jumlah

: 1 unit


: 1,2 atm = 121,59 kPa

Temperatur

: -161,68 ºC

Laju alir massa

: 15.000 kg/hari = 625 kg/jam

ρmetana cair

: 500 kg/m3

(Anonim, 2007)

Kebutuhan perancangan : 30 hari Faktor kelonggaran : 20 %

Perhitungan: 1. Volume tangki Volume metana (V1) =

15.000 kg / hari × 30 hari = 900 m3 3 500 kg / m

Volume tangki (V2) = (1+0,2) x 1200 = 1.080 m3 2. Diameter dan tinggi sheel Direncanakan : a.

Tinggi shell : Diameter ( Hs : D = 5 : 4 )

b.

Tinggi head : diameter ( Hh : D = 2 : 1 )


i. Volume shell tangki (Vs) 1 Vs = πDi2 H 4

=

5 πD 2 16

ii. Volume tutup tangki (Vh) Vh =

π 24

D3

(Brownell,1959)

iii.Volume tangki (V) V = Vs + Vh 1.080 =

19 πD 3 ; D = 9,54 m Hs = 11,93 m 48

3. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 9,54 m Hh

H  1 =  h  × D = × 9,54 = 4,77 m 2  D 

Tinggi tangki (Ht) = Hs + 2Hh = 21,47 m 4. Tebal shell tangki Tinggi cairan dalam tangki =

900 × 21,47 = 17,89 m 1.080

Tekanan hidrostatik : P

= ρ×g×h = 500 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 17,89 m = 87.669,17 Pa = 87,67 kPa

P0

= tekanan operasi = 121,59 kPa

(Anonim, 2002) Ptotal

= 121,59 kPa + 87,67 kPa = 209,26 kPa

Faktor kelonggaran = 20% Pdesign

= (1+0,2) x 209,26 = 251,112 kPa

Joint Efficiency (E) = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 120658,248 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki :


t

=

(251,112 kPa ) (9,54 m ) PD = 2 SE − 1,2 P 2(120.658,248 kPa ) (0,8) − 1,2(251,112 kPa )


= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,489 in + 0,125 in = 0,614 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 in

(Brownell,1959)

5. Tebal tutup tangki t

=

(251,112 kPa ) (9,54 m ) PD = 2 SE − 1,2 P 2(120.658,248 kPa ) (0,8) − 1,2(251,112 kPa )


= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,489 in + 0,125 in = 0,614 in Tebal head standar yang digunakan = 1 in

(Brownell,1959)

LC.29 Tangki Metana Off Gas (F-440) Fungsi

: Menyimpan metana off gas untuk kebutuhan 30 hari

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-212 grade A

Bentuk


Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Tekanan

: 1,2 atm = 121,59 kPa ; Temperatur : -1600 C

Laju alir massa: 1000 kg/ hari ρCH4

: 300 kg/ m3

Kebutuhan perancangan: 30 hari Faktor kelonggaran: 20% Perhitungan: a. Volume tangki Volume CH4, V1 =

1000 kg/ hari x 30 hari = 100 m 3 300 kg/m 3

Volume tangki, Vt = (1+0,2) x 100 = 120 m3 f. Diameter dan tinggi shell Direncanakan:


-

•

Tinggi shell : diameter (Hs : D = 5 : 4)

•

Tinggi head : diameter (Hh : D = 1 : 2)

Volume shell tangki (Vs) Vs = ¼ π Di2 H = 5/16 π D3

-

Volume tutup tangki (Vh) Vh = π/24 D3

-

(Brownell, 1959)

Volume tangki (V) V = Vs + 2Vh 120 = 17/48 π D3 Di = 4,76 m Hs = 5,95 m

g. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 4,76 m H  1 Hh =  h  x D =   x 4,76 = 2,38 m 2  D  Ht (tinggi tangki) = Hs + 2Hh = 10,71 m h. Tebal shell tangki Tinggi CH4 dalam tangki = P=

100 x 10,71 = 8,925 m 120

F 1.000 = = 56,22 Pa = 0,0562 kPa A 17,78

Po = Tekanan operasi = 121,59 kPa + 0,562 kPa = 121,65 kPa Faktor kelonggaran = 20% Pdesign = 1,2 x Ptotal = 1,2 x 121,65 = 145,98 kPa Joint efficiency (E) = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress (S) = 120.658,248 kPa

(Brownell, 1958)

Tebal shell tangki: t=

(145,98 kPa )(4,76) PD = = 0,0036 m = 0,142 in 2SE − 1,2 P 2(0,8)(120.658,248) − 1,2(145,98)

Faktor korosi = 1/8 in Umur alat direncanakan = 10 tahun


Maka tebal shell yang digunakan = 0,142 + (1/8 x 10) = 1,4 in Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in i.

(Brownell, 1958)

Tebal tutup tangki t=

(145,908 kPa )(4,02) PD = = 0,0036 m = 0,142 in 2SE − 1,2 P 2(0,8)(120.658,248) − 1,2(145,908) Faktor korosi = 1/8 in Umur alat direncanakan = 10 tahun Maka tebal shell yang digunakan = 0,142 + (1/8 x 10) = 1,4 in Tebal head standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell, 1958)

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik Pembuatan dan Pencairan Biogas ini digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas terpasang adalah 4.950 ton/tahun.


Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters, 2004). Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9.390,- (Bank Mandiri, 01 Desember 2009). LE.1

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

LE.1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

LE.1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya =3.295 m2 Biaya tanah pada lokasi pabrik di Bangkinang Barat berkisar Rp 230.000,-/m2 Harga tanah seluruhnya = 3.295 m2 × Rp. 230.000,- /m2 = Rp 757.850.000,Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp. 757.850.000,- = Rp 37.892.500,Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 795.742.500,-

LE.1.1.2 Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No Nama Bangunan Luas (m2) Harga (Rp/m2) Jumlah (Rp) 1

Pos keamanan

15

500.000

25.000.000

2

Areal bahan baku

125

1.250.000

156.250.000

3

Parkir*)

125

750.000

93.750.000

4

Taman*)

300

250.000

75.000.000

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ................. (lanjutan) No Nama Bangunan Luas (m2) Harga Jumlah (Rp) 2 (Rp/m ) 5 Ruang kontrol 25 1.250.000 31.250.000 6 Areal proses 900 1.750.000 1.575.000.000 7 Areal produk 125 1.250.000 156.250.000 8 Perkantoran 125 1.250.000 156.250.000 Laboratorium 9 35 1.250.000 43.750.000 Poliklinik 10 30 1.250.000 37.500.000 Kantin 11 50 500.000 25.000.000


Tempat ibadah Gudang peralatan Bengkel Unit pemadam kebakaran Unit pembangkit listrik Areal perluasan *) Jalan *) Perpustakaan TOTAL Ket : *) = sarana 12 13 14 15 16 17 17 18

30 50 50 50 150 600 500 60 3.295

1.250.000 500.000 1.250.000 1.250.000 1.250.000 200.000 500.000 1.250.000 20.950.000

Harga bangunan

= Rp 2.6013.750.000,-

Harga sarana

= Rp 820.000.000,-

37.500.000 62.500.000 62.500.000 62.500.000 187.500.000 120.000.000 250.000.000 75.000.000 3.177.500.000

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp.3.433.750.000,1.1.2 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

X  I  Cx = Cy  2   x   X 1   I y  dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009 m

Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2009 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

r=

No.

[n ⋅ ΣX i ⋅ Yi − ΣX i ⋅ ΣYi ] (n ⋅ ΣX i 2 − (ΣX i )2 )× (n ⋅ ΣYi 2 − (ΣYi )2 )

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Tahun (Xi) Indeks (Yi) Xi.Yi Xi²

Yi²

1

1987

814

1617418

3948169

662596

2

1988

852

1693776

3952144

725904


3

1989

895

1780155

3956121

801025

4

1990

915,1

1821049

3960100

837408,01

5

1991

930,6

1852824,6

3964081

866016,36

6

1992

943,1

1878655,2

3968064

889437,61

7

1993

964,2

1921650,6

3972049

929681,64

8

1994

993,4

1980839,6

3976036

986843,56

9

1995

1027,5

2049862,5

3980025

1055756,25

10

1996

1039,1

2074043,6

3984016

1079728,81

11

1997

1056,8

2110429,6

3988009

1116826,24

12

1998

1061,9

2121676,2

3992004

1127631,61

13

1999

1068,3

2135531,7

3996001

1141264,89

14

2000

1089

2178000

4000000

1185921

15

2001

1093,9

2188893.9

4004001

1196617,21

16

2002

1102,5

2207205

4008004

1215506,25

Total

31912

15846,4

31612010,5

63648824

15818164,44

Sumber: Tabel 6-2, Peters, 2004 Data :

n = 16

∑Xi = 31912

∑XiYi = 31612010,5 ∑Xi² = 63648824

∑Yi = 15846,4 ∑Yi² = 15818164,44

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(16) . (31612010,5) –

(31912)(15846,4)

[(16). (63648824) – (31912)²] x [(16)( 15818164,44) – (15846,4)² ]½ ≈ 0,981 = 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier. Persamaan umum regresi linier, Y = a + b ⋅ X dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh :

(Montgomery, 1992)


(n ⋅ ΣX i Yi ) − (ΣX i ⋅ ΣYi ) (n ⋅ ΣX i 2 ) − (ΣX i )2

b=

ΣYi. ΣXi 2 − ΣXi. ΣXi.Yi a = n.ΣXi 2 − (ΣXi) 2 Maka : b=

14(28.307.996 ) − (27.937 )(14.184 )

14(55.748.511) − (27.937 ) = 18,723

a=

2

=

53.536 3.185

(14.184)(55.748.511) − (27.937 )(28.307.996) = − 103.604.228 2 3.185 14(55.748.511) − (27.937 )

= -36351,92 Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b⋅X Y = 18,723 X – 36351,92 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 18,723 (2009) – 36351,92 Y = 1261,9 Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4 Peters, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters, 2004). Contoh perhitungan harga peralatan: a. Tangki Penyimpanan CH4 Cair (F-430) Kapasitas tangki , X2 = 1.080 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1102,5.


Purchased cost, dollar

106

102

103

Capacity, gal 104

105

105

Mixing tank with agitator 304 Stainless stell Carbon steel

104

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

103 10-1

P-82 Jan,2002

102

10

1

Capacity, m

103

3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004) Indeks harga tahun 2009 (Ix) adalah 1261,9. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 1.350 m3 adalah : 0 , 49

1.080 1261,9 Cx = US$ 6700 × x 1 1102,5 Cx = US$ 235.013.Cx = Rp 2.206.769.749,-/unit Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: - Biaya transportasi - Biaya asuransi - Bea masuk - PPn - PPh - Biaya gudang di pelabuhan - Biaya administrasi pelabuhan - Transportasi lokal - Biaya tak terduga Total

= = = = = = = = = =

5% 1% 15 % 10 % 10 % 0,5 % 0,5 % 0,5 % 0,5 % 43 %

(Rusjdi, 2004) (Rusjdi, 2004) (Rusjdi, 2004)

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

PPn PPh Transportasi lokal Biaya tak terduga Total

= 10 % = 10 % = 0,5 % = 0,5 % = 21 %

(Rusjdi, 2004) (Rusjdi, 2004)


No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29

Kode F-101 F-103 F-106 F-205 F-302 F-303 F-304 F-405 F-406 F-407 R-210 H-204 H-102 L-104 L-105 L-201 L-203 D-310 E-301 E-402 E-403 E-404 M-110 M-202 G-401 G-410 G-305 F-107 L-202

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Harga / Unit Unit Ket*) (Rp) Harga Total (Rp) 1 NI Rp158.925.000 Rp158.925.000 1 NI Rp158.925.000 Rp158.925.000 1 NI Rp158.925.000 Rp158.925.000 1 I Rp958.666.934 Rp958.666.934 1 NI Rp304.767.436 Rp304.767.436 1 NI Rp296.799.267 Rp296.799.267 1 I Rp405.325.537 Rp405.325.537 1 I Rp158.443.563 Rp158.443.563 1 I Rp1.045.207.578 Rp1.045.207.578 1 I Rp243.320.168 Rp243.320.168 3 NI Rp1.300.000.000 Rp3.900.000.000 1 I Rp69.398.121 Rp69.398.121 2 NI Rp1.367.464.329 Rp2.734.928.658 1 NI Rp6.797.145 Rp6.797.145 1 NI Rp6.797.145 Rp6.797.145 1 NI Rp6.797.145 Rp6.797.145 1 NI Rp6.797.145 Rp6.797.145 1 I Rp12.287.314 Rp12.287.314 1 I Rp191.999.941 Rp191.999.941 1 I Rp249.177.788 Rp249.177.788 1 I Rp580.599.718 Rp580.599.718 1 I Rp139.647.042 Rp139.647.042 1 NI Rp34.309.183 Rp34.309.183 1 NI Rp991.994.642 Rp991.994.642 1 I Rp21.396.861 Rp21.396.861 1 I Rp4.181.971 Rp4.181.971 1 I Rp129.411.092 Rp129.411.092 1 NI Rp158.925.000 Rp158.925.000 3 NI Rp 6.797.145 Rp20.391.435 Total Rp13.148.345.682 Impor Rp2.251.428.922 Non-Impor Rp10.791.578.901

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas No. 1

Kode Unit Generator 2

Ket*) NI

Harga / Unit (Rp) 20.000.000

Harga Total (Rp) 40.000.000


Non-Impor Total

40.000.000 40.000.000

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 x ( Rp. Rp2.251.428.922 ) + 1,21 x ( Rp10.791.578.901 + 40.000.000) =

Rp. 16.325.753.828,-

Biaya pemasangan diperkirakan 30 % dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004). Biaya pemasangan = 0,30 × Rp. 16.325.753.828,= Rp.4.897.726.148,Harga peralatan + biaya pemasangan (C) : = Rp. 16.325.753.828,- + Rp.4.897.726.148,= Rp 21.223.479.977,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 20% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,2 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 3.265.150.766,1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 30% dari total harga peralatan Biaya perpipaan (E)

= 0,3 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 4.897.726.148,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10% dari total harga peralatan Biaya instalasi listrik (F) = 0,1 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 1.632.575.382,8,1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 10% dari total harga peralatan Biaya insulasi (G)

= 0,1 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 1.632.575.382,8,-


1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 3 % dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H)

= 0,03 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 489.772.615,-

1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 2% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,02 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 326.515.077,1.1.10 Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut . Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No.

Jenis Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)


1 2 3 4 5 6

Mobil GM Mobil manajer Bus karyawan Mobil marketing Truk Mobil pemadam kebakaran

1 4 2 2 4

Toyota furtuner Honda CR-V Bus Mitsubishi Kijang Innova Truk Mitsubishi

359.000.000 272.000.000 330.000.000 150.000.000 300.000.000

359.000.000 1.088.000.000 660.000.000 300.000.000 1.200.000.000

2

truk mitsubishi

400.000.000

800.000.000

Total

4.165.600.000

Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 42.068.712.848,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) 1.2.1 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 30% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 × Rp. 16.325.753.828,= Rp 4.897.726.148,1.2.2 Biaya Legalitas Diperkirakan 4% dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Legalitas (M)

= 0,04 × Rp. 16.325.753.828,=

Rp 653.030.153,-

1.2.3 Biaya Kontraktor Diperkirakan 10% dari total harga peralatan Biaya Kontraktor (N)

= 0,10 × Rp. 16.325.753.828,=

Rp 1.632.575.382,8,-

1.2.4 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 20% dari total harga peralatan Biaya Tak Terduga (O)

= 0,20 × Rp. 16.325.753.828,-


= Rp 3.265.150.766,Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp 10.448.482.450,Total MIT

2

= MITL + MITTL = Rp 52.517.195.298,-

Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 1 bulan (= 30 hari).

2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses 1. Propana Kebutuhan

= 7.155,168 kg/ hari

Harga

= Rp 4.819,-/kg

Harga total

= 30 hari x 7.155,168 kg/hari x Rp 4.819,-/kg

(Kilasberita, 2009)

= Rp. 899.918.916,3,2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas 1. Solar Kebutuhan = 21,55 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp.5500,-/liter

(PT.Pertamina, 2009)

Harga total = 30 hari × 24 jam/hari × 21,55 ltr/jam × Rp. 5500,-/liter = Rp 85.338.000,2. Air domestik dan proses = 0,7782 m3/jam = 18,68 m3/hari

Kebutuhan

Harga air untuk industri = Rp. 3500,-/m3

(PDAM TIRTANADI, 2009)

= 30 hari x 18,68 m3/hari x Rp. 3500,-/m3

Harga total

= Rp. 1.961.064,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 bulan adalah =

2.2

Rp 986.489.027 ,-

Kas

2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai


No Jabatan 1 Dewan Komisaris General Manager 2 Manajer Produksi 3 Manajer Maintenance & repair 4 Manajer Marketing 5 Manajer Personalia 6 Supervisor Proses 7 Supervisor Laboratorium 8 Supervisor Utilitas 9 Supervisor Listrik 10 Supervisor Maintenance & repair 11 Supervisor Pembelian Supervisor Distribusi & 12 pemasaran 13 Supervisor HRD 14 Supervisor General Affair 15 Karyawan Produksi

Jumlah 2 1 1 1 1 1 3 3 3 3 3 1

Gaji/orang 15.000.000 20.000.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 7.000.000 5.000.000

Total Gaji 30.000.000 20.000.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000 12.000.000 21.000.000 21.000.000 21.000.000 21.000.000 21.000.000 5.000.000

1 1 1

5.000.000 5.000.000 5.000.000

25

2.700.000

5.000.000 5.000.000 5.000.000 67.500.000

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai...........................(lanjutan) Karyawan Maintenance & reapir Karyawan Marketing Karyawan Personalia Dokter Perawat Petugas Keamanan Petugas Kebersihan Supir

10 2.700.000 27.000.000 10 2.200.000 22.000.000 6 2.200.000 13.200.000 1 6.000.000 6.000.000 2 2.500.000 5.000.000 3 2.000.000 6.000.000 2 1.000.000 2.000.000 3 2.000.000 6.000.000 377.700.000 88 Total gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur = Rp 390.799.422 2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 390.799.422,= Rp 78.159.884,2.2.3 Biaya Pemasaran Diperkirakan 20 % dari gaji pegawai = 0,2 × Rp 373.623.699,= Rp 78.159.884,-


No. 1. 2. 3.

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas Jenis Biaya Jumlah (Rp) Gaji Pegawai Rp 390.799.422,Administrasi Umum Rp 78.159.884 Pemasaran Rp 78.159.884 Total Rp 547.119.190,-

2.3 Biaya Start – Up Diperkirakan 8 % dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004). = 0,08 × Rp 52.517.195.298,= Rp 4.201.375.624,2.4 Piutang Dagang PD =

IP × HPT 12

dimana:

PD

= piutang dagang

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual metana cair = US$ 1,0264/kg = Rp9.638,- /kg (Kilasberita, 2009) Produksi metana cair = 18.750 kg/hari Hasil penjualan metana cair tahunan = 15.000 kg/hari × 330 hari/tahun × Rp 9638,- /kg = Rp 47.707.585.200,2. Harga jual gas metana = US$ 0,41/kg = Rp3.850,- /kg (Kilasberita, 2009) Produksi gas metana = 1.000 kg/hari Hasil penjualan gas metana tahunan = 1.000 kg/hari × 330 hari/tahun × Rp 3.850,- /kg = Rp 1.270.467.000,3. Harga jual pupuk cair = Rp 125,-/kg

(Suburtani, 2009)

Produksi pupuk = 397.442,007 kg/hari.


Hasil penjualan pupuk = 397.442,007 kg/hari x 330 hari/tahun x Rp 125,-/kg = Rp 16.394.482.789,4. Harga jual pupuk padat = Rp 125,-/kg

(Suburtani, 2009)

Produksi pupuk = 65.238 kg/hari. Hasil penjualan pupuk = 65.238 kg/ hari x 330 hari/tahun x Rp 125,-/kg = Rp 2.691.062.138,Hasil penjualan total tahunan = Rp 68.140.044.926,Piutang Dagang =

1 × Rp 68.140.044.926,12

= Rp 5.678.337.077,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. 1. 2. 3. 4.

Bahan baku proses dan utilitas Kas Start up Piutang Dagang T t l

Jumlah (Rp) Rp 1.859.479.667 ,Rp 6.565.430.289,Rp 4.201.375.624,Rp 5.678.337.077 Rp 18.304.622.657,-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 52.517.195.298,- + Rp 18.304.622.657,= Rp 70.641.278.217,Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60 % dari total modal investasi = 0,6 × Rp 70.641.278.217,= Rp 42.384.766.930.,-

- Pinjaman dari Bank

= 40 % dari total modal investasi


= 0,4 × Rp 70.641.278.217,= Rp 28.256.511.287,-

2.

Biaya Produksi Total

3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total = (12 + 2) × Rp 390.799.422 = Rp 5.471.191.908 ,3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2009). = 0,15 × Rp 28.256.511.287,-

Bunga bank (Q)

= Rp 4.238.476.693,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan,

menagih,

dan

memelihara

penghasilan

melalui

penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia

No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta Masa Tarif Beberapa Jenis Harta Berwujud (tahun) (%) I. Bukan Bangunan 1.Kelompok 1

4

25

2. Kelompok 2

8

12,5

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri. Mobil, truk kerja Mesin industri kimia, mesin industri mesin


3. Kelompok 3

16

6,25

20

5

II. Bangunan Permanen

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D=

P−L n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000 Komponen Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi TOTAL

Biaya (Rp) 3.177.500.000 21.223.479.977 3.265.150.766 4.897.726.148 1.632.575.383 1.632.575.383 489.772.615 326.515.077 4.615.600.000

Umur (tahun) 20 17 5 5 5 5 4 5 10

Depresiasi (Rp) 158.875.000 1.326.467.499 408.143.846 612.215.769 204.071.923 204.071.923 122.443.154 40.814.385 576.950.000 3.654.053.497


Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 % dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,25 × Rp 10.448.482.450,= Rp 2.612.120.613,-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 3.654.053.497,- + Rp 3.556.609.903,= Rp 6.266.174.109,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 7 % dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,07 × Rp 21.223.479.977,= Rp 1.485.643.598,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10 % dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan bangunan

= 0,1 × Rp 3.177.500.000,= Rp 317.750.000,-


3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 % dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1 × Rp 4.615.600.000,-

Perawatan kenderaan

= Rp 461.560.000,4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 % dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1 × Rp 3.265.150.766,-

Perawatan instrumen

= Rp 326.515.077,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10 % dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1 × Rp 4.897.726.148,-

Perawatan perpipaan

= Rp 489.772.614,8,6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 % dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan listrik

= 0.1 × Rp 1.632.575.383,= Rp 163.257.538,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10 % dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan insulasi

= 0,1 × Rp 1.632.575.383,= Rp 163.257.538,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 % dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan inventaris kantor = 0,1 × Rp 489.772.615,=

Rp 48.977.261,5,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran


Diperkirakan 10 % dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 × Rp 326.515.077,= Rp 32.615.507,7,Total biaya perawatan (S)

= Rp 3.489.385.135,-

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 % dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)

= 0,2 x Rp 52.517.195.298,= Rp 10.503.439.060,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 1 bulan adalah Rp 78.159.884,Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 12 × Rp 78.159.884,= Rp 937.914.613,-

3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 1 bulan adalah Rp 78.159.884,Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 12 × Rp 78.159.884,= Rp 937.914.613,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 937.914.613,- = Rp 468.595.306 ,Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 1.406.877.919 ,-

3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5 % dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004). Biaya laboratorium (W)

= 0,05 x Rp 10.503.439.060,= Rp 525.171.953 ,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004).


Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 52.517.195.298,= Rp 525.171.953,3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009). = 0,0031 × Rp 42.068.712.848,= Rp 130.413.010,-

2. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = 1% dari gaji karyawan (PT. JAMSOSTEK, 2009) Maka biaya asuransi karyawan = 0,01 x Rp 4.689.593.063,= Rp 46.895.931,Total biaya asuransi (Y)

= Rp 177.308.940,-

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: 

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan dan pencairan Biogas Nilai Perolehan Objek Pajak •

Tanah

Rp 769.350.000 ,-


•

Bangunan

Rp 2.638.750.000,-

Total NJOP

Rp 3.408.100.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

30.000.000,- )

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp 3.438.100.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp 171.915.000,-

Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 193.212.500,Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 33.713.021.283,3.2

Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 30 hari adalah Rp 986.489.027 ,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp 986.489.027,- x 330

30

= Rp 10.851.379.292,Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1% dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran

= 0,01 × Rp 10.851.379.292,= Rp 108.513.793,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 % dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan

= 0,1 × Rp 10.851.379.292,= Rp 1.085.137.929.-

Total biaya variabel tambahan

= Rp 1.193.651.722,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 % dari biaya variabel tambahan = 0,05 × Rp 1.193.651.722,-


= Rp 59.682.586,Total biaya variabel = Rp 12.104.713.600,Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 33.713.021.283,- + Rp 12.104.713.600,= Rp 45.817.734.884,4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan

= total penjualan – total biaya produksi = Rp 68.140.044.926,- Rp 45.817.734.884,= Rp 22.322.310.043,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan = 0,005 x Rp 22.322.310.043,= Rp 111.611.550,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 22.322.310.043,- − Rp 111.611.550,= Rp 22.210.698.492,-

4.2

Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004):  Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10%.  Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15 %.  Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 %. Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 % × Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-


- 15 % × (Rp 100.000.000- Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

- 30% ×( Rp 22.210.698.492,- – Rp 100.000.000)

= Rp

6.633.209.548,-

= Rp

6.645.709.548,-

Total PPh Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp 22.210.698.492,- – Rp 6.645.709.548,= Rp 15.564.988.945,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1

Profit Margin (PM)

Laba sebelum pajak × 100 % total penjualan 22.210.698.492 PM = x 100 % 68.140.044.926

PM =

PM = 32,60 % 5.2

Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap × 100 % Total Penjualan − Biaya Variabel

BEP =

33.713.021.283 68.140.044.926 − 12.104.713.600

BEP = 60,16 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 60,16 % × 4.950 ton/tahun = 2.978,1113 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 60,16 % x Rp 68.140.044.926,= Rp 40.995.684.874,-

5.3

Return on Investment (ROI) ROI

=

Laba setelah pajak × 100 % Total modal investasi

ROI

=

15.564.988.945 x 100 % 70.641.278.217

ROI

= 22,03 %


5.4

5.5

Pay Out Time (POT)

1 x 1 tahun 0,2203

POT

=

POT

= 4,54 tahun

Return on Network (RON) RON =

Laba setelah pajak × 100 % Modal sendiri

RON =

15.567.988.945 x 100 % 42.384.766.930

RON = 36,72 % 5.6

Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 % tiap tahun - Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari

Tabel

LE.11,

diperoleh

nilai

IRR

=

35,3


80.000.000.000 biaya tetap

Harga (Rp)

70.000.000.000

biaya variabel

60.000.000.000

biaya produksi

50.000.000.000

Total penjualan

40.000.000.000 30.000.000.000 20.000.000.000 10.000.000.000 0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

Kapasitas Produksi (%)

Gambar LE.2 Kurva Break Even Point Pabrik Pembuatan Metana cair dari limbah cair kelapa sawit


Tabel LE.11 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR) 0,35 P/F pada i = 35%

0,36 P/F pada i = 36%

PV pada i =36%

-70.641.278.217

1

-70.641.278.217

0,7407

16.171.231.892

0,7380

16.111.559.449

23.385.911.949

0,5487

12.831.776.103

0,5447

12.737.251.371

6.266.174.109

25.096.135.732

0,4064

10.200.126.295

0,4020

10.087.625.921

20.711.207.785

6.266.174.109

26.977.381.895

0,3011

8.122.032.555

0,2966

8.002.812.081

9.738.105.099

22.780.578.564

6.266.174.109

29.046.752.673

0,2230

6.477.818.036

0,2189

6.359.179.893

35.770.552.029

10.713.665.609

25.056.886.420

6.266.174.109

31.323.060.530

0,1652

5.174.418.831

0,1616

5.060.907.720

7

39.347.607.232

11.786.782.170

27.560.825.062

6.266.174.109

33.826.999.172

0,1224

4.139.301.809

0,1192

4.033.558.930

8

43.282.367.955

12.967.210.387

30.315.157.569

6.266.174.109

36.581.331.678

0,0906

3.315.807.910

0,0880

3.219.179.174

9

47.610.604.751

14.265.681.425

33.344.923.325

6.266.174.109

39.611.097.435

0,0671

2.659.579.387

0,0649

2.572.546.407

10

52.371.665.226

15.693.999.568

36.677.665.658

6.266.174.109

42.943.839.767

0,0497

2.135.812.819

0,0479

2.058.296.434

Th n

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba Sesudah pajak

Depresiasi

Net Cash Flow

0

-

-

-

-

-70.641.278.217

1

1

22.210.698.492

6.645.709.548

15.564.988.945

6.266.174.109

21.831.163.054

2

24.431.768.342

7.312.030.503

17.119.737.839

6.266.174.109

3

26.874.945.176

8.044.983.553

18.829.961.623

4

29.562.439.693

8.851.231.908

5

32.518.683.663

6

PV pada i = 35%

586.627.420

IRR

  586.627.450  × (0,36 × 100 ) − (0,35 × 100 ) = = (0,35 × 100 ) +   586.627.420 − (− 398.360.837 ) 

-398.360.837

35,30


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents