LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. 1ton. 1 tahun. kg = 252,5252 jam. kg jam

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Pra rancangan pabrik pembuatan bio-oil dengan proses fast pyrolisis (pirolisis cepat) menggunakan bahan baku batang jagung dengan ketentuan sebagai berikut. Kapasitas produksi

: 2.000 ton/tahun.

Basis perhitungan

: 1 jam operasi.

Waktu kerja per tahun

: 330 hari.

Satu hari operasi

: 24 jam.

Satuan perhitungan

: kg/jam dan kmol/jam.

Kapasitas Produksi Perjam

ton   1 tahun   1hari   1.000 kg   x x  =  2000 x tahun   330 hari   24 jam   1 ton   = 252,5252

Kemurnian Produk

kg jam

: 96 %

Bio-oil sebagai produk ; kg kg = 242,4242 jam jam

= 96% x 252,5252

Dari perhitungan alur mundur, untuk menghasilkan 242,4242 kg/jam bio-oil dibutuhkan bahan baku batang jagung halus sebanyak 560,4753 kg/jam. Jumlah batang jagung daur ulang 140,1188 kg/jam. Massa molekul realatif (kg/kmol): Bio-oil

=

60,0333 kg/kmol

Lignoselulosa (C10H12O4)10

=

1960 kg/kmol

C

=

12,0111 kg/kmol

CO

=

28,0105 kg/kmol

CO2

=

44,0147 kg/kmol

CH4

=

16,0427 kg/kmol

H2

=

2,0016 kg/kmol

O2

=

32 kg/kmol

N2

=

28,02 kg/kmol

H2O

= 18,0016

kg/kmol (Perry,1999)

Universitas Sumatera Utara

kg jam Mol Bio-oil = = 4,0381 kmol kg 60,0333 kmol 242,4242

Komposisi Batang Jagung dalam % massa (Basis:100) - Lignoselulosa

= 84%

- Impuritis

= 16 %

(Hambali, dkk.,2007)

LA.1 Knife cutter (KC-103) Fungsi: mengecilkan ukuran batang jagung sebelum masuk kedalam vibrating screen (VS-104)

Gambar LA.1 Diagram Alir Unit Persiapan Bahan Baku Persamaan Neraca Massa pada Unit Persiapan Bahan Baku F1+F4 = F2 Efisiensi pengecilan ukuran batang jagung oleh Knife Cutter = 80%. (Walas, 1988). Dalam knife cutter ini hanya 80% batang jagung yang berhasil dikecilkan menjadi ukuran diameter 1 mm.

Alur masuk Batang jagung yang harus disuplay setiap jam adalah 700,5941 kg/jam Didalam knife cutter hanya berhasil dihaluskan 80 % sehingga 20 % lagi akan di recycle kembali dari vibrating screen ke knife cutter. Batang jagung yang harus disuplai dari penyimpanan: =

700,5941

/

= 560,4753 kg/jam


Batang jagung yang direcycle =

700,5941

/

= 140,1188 kg/jam

Alur keluar dari knife cutter (alur 3) =

+

= 560,4753 + 140,1188 = 700,5941 kg/jam Tabel berikut adalah neraca massa pada Unit Persiapan Batang Jagung. Tabel LA.1 Neraca Massa pada Unit Persiapan Bahan Baku Komponen Batang jagung

Masuk (kg/jam)

keluar (kg/jam)

alur 1

alur 4

alur 2

560,4753

140,1188

700,5941

700,5941

Total

700,5941

LA.2 Vibrating Screen (VS-104) Fungsi: Menyaring batang jagung yang telah dihaluskan oleh Knife Cutter (KC) sampai 1 mm.

Gambar LA.2 Diagram Alir Vibrating Screen (VS-103) Asumsi efisiensi penyaringan batang jagung pada Vibrating Screen adalah 80% . Dalam vibrating screen akan dipisahkan semua batang jagung yang ukurannya 1 mm dari batang jagung yang ukurannya lebih besar dari 1 mm (Walas, 1988). Persamaan Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-104) F2 = F3 + F4 F2 = 700,5941


700,5941

=

/

/

=

= 140,1188 kg/jam F3 = F2 – F4 = 700,5941 – 140,1188 = 560,4753 kg/jam Tabel LA.2 Neraca Massa pada Vibrating Screen (VS-104) masuk (kg/jam)

Komponen

keluar (kg/jam)

alur 2

alur 3

alur 4

Batang jagung

700,5941

560,4753

140,1188

Total

700,5941

700,5941

LA.3 Reaktor (R-201) Fungsi: mengurai remah batang jagung (corn stover) dalam proses pemanasan pada suhu 480 oC sehingga terbentuk bio-oil, gas, dan arang. 15 batang jagung

3

REAKTOR

N2

5

7

Bio-oil Arang (C) syngas

6

Gambar LA.3 Diagram Alir Reaktor Pyrolisis (R-201) Persamaan Neraca Massa pada Reaktor Pyrolisis (R-201) F3 + F5 = F7 Reaksi pada Reaktor Pyrolysis (RP) 480 0C

(C10H12O4)10

6,203C6H10O5(l)+ 66,976C(s)+ (6,404CO2 + 3,852CO +4,159CH4+ 9,734H2) (g) + 17,136 H2O

(Simulation of Olive Pits Pyrolysis in a Rotary Kiln Plant thermal science, 2011). Massa remah jagung masuk ke raktor sama dengan jumlah remah jagung yang keluar di alur 4 Vibrating Screen sehingga F3 = 560,4753 kg/jam konversi Lignoselulosa

= 100 %

(Hambali,2007)


Alur 3 Massa (C10H12O4)10 = 560,4753 kg/jam Mol (C10H12O4)10 =

560,4753

= 0,2954 kmol/jam

Hasil reaksi Alur 7 Mol bio-oil = 4,0381 kmol Mol C

=

Mol CO2

=

Mol CO

=

Mol CH4

=

Mol H2

=

Mol H2O

,

x 0,2954 = 19,7847 kmol

,

x 0,2954 = 1,8917 kmol

,

x 0,2954 = 1,1379 kmol

4.159 x 0,2954 = 1,2286 kmol 1 ,

=

x 0,2954 = 2,8754 kmol

,

x 0,2954 = 5,0620 kmol

F7 Bio-oil = 4,0381 x 60,0333 = 242,4242 kg/jam F7 C = 19,7847 x 12,0111

= 237,6360 kg/jam

Komposisi Produk Gas Sintesis (Syngas) serta Berat Molekulnya H2 N2 CH4 H2O CO CO2

Komposisi (% mol) 56,4 33,1 7,1 1,7 1,3 0,4

Berat Molekul (kg/kmol) 2,016 28,020 16,040 18,016 28,010 44,010

(Sumber : Subekti, 2005 dan Perry and Green, 1999) 7

F CO2 = 1,8917 x 44,0147 x 0,4% = 0,3330 kg/jam F7 CO = 1,1379 x 28,0105 x 1,3% = 0,4143 kg/jam F7 CH4 = 1,2286 x 16,0427 x 7,1% = 1,3994 kg/jam F7 H2 = 2,8754 x 2,0016 x 56,4% = 3,2460 kg/jam F7 H2O = 5,0620 x 18,0016 x 1,7% = 1,5491 kg/jam


Alur5 Kebutuhan gas N2 sebagai pendorong partikel – partikel yang terdapat pada reaktor pyrolisis (R-201) 10% dari jagung yang masuk (www//:CO2_Compound.com). F5 = 10% dari jagung yang masuk = 10% x 560,4753 kg/jam = 56,0475 kg/jam F5 = 56,0475 kg/jam x 33,1% = 16,2027 kg/jam

Alur 6

N CO2

=

Qreaktor x 1 kmol CO2 QCO2

=

639.294,4209 kkal/jam x 1 kmol CH 2 5.732,5174 kkal/jam

= 1,1152 kmol

FCO2

= N CO2 x BM CO2 = 1,1152 kmol x 16,0427 kg/kmol = 17,8908 kg/jam

N H 2O =

=

Qreaktor x 1 kmol H 2 O Q H 2O

639.294,4209 kkal/jam x1 kmol H 2 O 10.549,5481 kkal/jam

= 1,2715 kmol

FH 2O

= N H 2O x BM H 2 O = 1,2715 kmol x 16,0427 kg/kmol = 20,3982 kg/jam


Alur 15

N CO2

=

Qreaktor x 1 kmol CO2 QCO2

=

639.294,4209 kkal/jam x 1kmol CH 2 5.732,5174 kkal/jam

= 1,1152 kmol

FCO2

= N CO2 x BM CO2 = 1,1152 kmol x 16,0427 kg/kmol = 17,8908 kg/jam

N H 2O =

=

Qreaktor x 1 kmol H 2 O Q H 2O

639.294,4209 kkal/jam x1 kmol H 2 O 10.549,5481 kkal/jam

= 1,2715 kmol

FH 2O

= N H 2O x BM H 2 O = 1,2715 kmol x 16,0427 kg/kmol = 20,3982 kg/jam

Tabel berikut adalah neraca massa pada Reaktor Pyrolisis (R-201) Tabel LA.3 Neraca Massa pada Reaktor Pyrolisis (R-201) Komponen Lignoselulosa Impuritis Bio-oil Arang (C) CO2 CO CH4 H2 H2O N2 Sub total Total

Massa Masuk (kg/jam) Alur 3 Alur 5 Alur 6 470,7993 --89,6760 --------------17,8908 ----------------20,3982 --16,2027 560,4753

16,2027 614,967

38,2890

Massa Keluar (kg/jam) Alur7 Alur 15 --89,6760 242,4242 237,6360 0,3330 17,8908 0,4143 1,3994 3,2460 1,5491 20,3982 --576,678 38,2890 614,967


LA.4 Cyclone (CY-205) Fungsi : Memisahkan karbon yang masih ada pada gas yang berasal dari Reaktor Pyrolisis

Gambar LA.4 Diagram Alir Cyclone (CY-205) Persamaan Neraca Massa pada Cyclone (CY-205) F8 = F9 + F10 Alur 9 Asumsi : efisiensi peyisihan karbon aktif = 100% (hasil maksimum). F8 Karbon aktif (C) = F9 Karbon aktif (C) = 237,6360

kg jam

Alur 10

kg jam

F8 Bio-oil

= F10 Bio-oil

= 242,4242

F8 CO2

= F10 CO2

= 0,3330

kg jam

F8 CO

= F10 CO

= 0,4143

kg jam

F8 CH4

= F10 CH4

= 1,3994

kg jam

F8 H2

= F10 H2

= 3,2460

kg jam

F8 H2O

= F10 H2O

= 1,5491

kg jam


Tabel berikut adalah neraca massa pada Cyclone. Tabel LA.4 Neraca Massa pada Cyclone (CY-205) Komponen

Massa Masuk (kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam)

Alur 8

Alur 9

Alur 10

Bio-oil

242,4242

---

242,4242

Arang

237,6360

237,6360

---

CO2

0,3330

---

0,3330

CO

0,4143

---

0,4143

CH4

1,3994

---

1,3994

H2

3,2460

--

3,2460

H2O Sub Total

1,5491 237,6360

1,5491 249,3660

Total

487,0020

487,0020

LA.5. Knock Out Drum (KO-208) Fungsi : memisahkan gas dari cairan bio-oil. Dalam Knock Out Drum ini terjadi pemisahan Gas dan cair secara langsung (Paul, 2000). Asumsi efisiensi alat : terpisah 100%

Gambar LA.5 Diagram Alir Knock Out Drum (KOD)

Persamaan Neraca Massa Pada Knock Out Drum (KOD) F11 = F12 + F13 Alur 11 Efisiensi Knock Out Drum (KOD) : 100 % F11 Bio-oil = F12 Bio-oil = 242,4242

kg jam


Alur 13

kg jam

F13 CO2

= F11 CO2

F13 CO

= F11 CO

= 0,4143

kg jam

F13 CH4

= F11 CH4

= 1,3994

kg jam

F13 H2

= F11 H2

= 3,2460

kg jam

= 0,3330

Tabel berikut adalah neraca massa pada Knock Out Drum (KO-208). Tabel LA.5 Neraca Massa pada Knock Out Drum (KO-208) Komponen

Massa Masuk (kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam)

Alur 11

Alur 12

Alur 13

242,4242

242,4242

---

CO2

0,3330

---

0,3330

CO

0,4143

---

0,4143

CH4

1,3994

---

1,3994

H2

3,2460

---

3,2460

H2O

1,5491

Bio-oil

Sub Total Total

1,5491 242,4242

249,3660

6,9418

249,3660


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan

: 1 jam operasi.

Temperatur referensi : 25 oC (298,15 K). Satuan perhitungan

: kJ/jam

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas Cp (J/mol.K) Komponen

A

b x 10-2 T

C x 10-5 T2

d x 10-9 T3

e x 10-12 T5

(J/mol.K) H2 N2 CH4

H2O CO

CO2 O2 C

g : 17,6386

6,7006

-13,1485

105,8830

-29,1803

l : 58,8663

-23,0694

-8.042,1300

1.377,7600

g : 29,4119

-0,3007

0,5451

5,1319

l : 14,7141

220,2570

-3.521,4600

179,9600

g : 38,3870

-7,3664

29,0981

-263,8490

l : -7,7071

102,5620

-166,5660

19.750,7000

g : 34,0471

-0,9651

3,2998

-20,4467

l : 18,2964

47,2118

-133,8780

1.314,2400

g : 29,0063

0,2492

-1,8644

47,9892

l : 14,9673

214,3970

-3.247,0300

158,0420

g : 19,0223

7,9629

-7,3707

37,4572

l : 11,0417

115,9550

-723,1300

15.501,9000

g : 5,9865

0,0558

0,1400

-1,0938

0,2300

c : 11,1800

1,0950

-0,4891

0

0

0 -42,5308 0 80,0679 0 4,3023 0 -28,7266 0 -8,1330 0

Perry and Green, 1997 (kal/g.oC), untuk S satuan (kal/mol.oC); Stanley, 1989 (J/mol.K); Richard and Rousseau, 1986 (J/mol.K); Reklaitis, 1983 (J/mol.K)


Tabel LB.2 Panas Pembentukan Hf 0

Komponen

(kkal/mol)

Panas Laten

Temperatur Hm

Hvl () (kal/mol)

(kal/mol)

Beku

Didih

o

(oC)

( C)

H2

0

1.334,6000

29

-259,04

-252,61

N2

0

5.577,5000

172

-209,86

-195,80

8.179,5000

225

-182,60

-161,40

9.729,0000

1.436

0

100,00

CH4

-17,8900 g : -57,7960

H2O

l : -68,3150

CO

-26,4200

6.065,3000

200

-207,00

-192,00

CO2

-94,0500

16.560,9000

1.991

-56,60

-78,50

-183,00

-218,40

>3.500,00

4.200

O2

0 c:

C

0

10.994

g : 171,2910

Holtz, 1988 (kkal/mol); Richard and Rousseau, 1986 (kkal/mol), Perry and Green, 1997 (kkal/mol)

Tabel LB.3 Kapasitas Panas Estimasi Tabel LB.3 Kontribusi elemen atom untuk metode Hurst dan Herrison (kkal/kmol.0K) Gugus

Harga (J/mol.0K)

Harga (kkal/mol.0K)

C

10,86

2,6009

H

7,56

1,8056

O

13,42

3,2052

N

18,74

4,4758

S

12,36

2,972

Na

31,4

7,5

K

68,78

6,8737

Perry and Green, 1997 Data estimasi kapasitas panas (Cp) dalam kkal/kmol.K (Metode Hurst dan Herrison) Cp Lignoselulosa

= 189,9126 kkal/kmol.0K

Cp impuritis

= 63,3042 kkal/kmol.0K

Cp Bio-oil

= 49,5874 kkal/kmol.0K

Data estimasi H0f(298) dalam kkal/mol (Tabel 3.335, Perry)


H 0f ( 298K ) Bio  oil

= -196,8300 kkal/mol

H 0f ( 298K ) Selulosa

= -553,9200 kkal/mol

H 0f ( 298 K ) Hemiselulosa

= -224,4675 kkal/mol

H 0f ( 298K ) Impuritis

= -280,1946 kkal/mol

1

kkal= 4,184 kj (Geankoplis,1993)

LB.1 Reaktor Pyrolisis (R-201) dan Combuster (E-203) (6) CO2 H2O

Combuster

(14) Udara

(13)

CO CO2 CH4 H2 H2 O

Gambar LB.1 Combuster (E-203)

Kapasitas panas masuk (298 K sampai 753 K) 753

2 2  2  753  298    =   Cp . dT 29 , 0063 J / mol . K 753  298  0 , 2492 J / mol . K x 10  (C 0 )  2   298

 7533  2983    47,9892 J / mol.K x 10 9  1,8644 J / mol.K x 10 5  3    753 4  298 4  4 

  7535  2985   28,7266 J / mol.K x 10 12  5  

  

= 13.689,9057 j/mol = 13.689,9057 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 3.271,9660 kkal/kmol


753

2 2  2  753  298  = Cp . dT 19 , 0223 J / mol . K  753  298   7 , 9629 J / mol . K x 10 ( C 0 )   2 2  298

  

 7533  298 3    37,4572 J / mol.K x 10 9  7,3707 J / mol.K x 10 5  3    753 4  298 4  4 

  7535  2985   8,1330 J / mol.K x 10 12  5  

  

= 20.401,7054 j/mol = 20.401,7054 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 4.876,1246 kkal/kmol 753

2 2  2  753  298  = 38 , 387 J / mol . K 753  298   7 , 3664 J / mol . K x 10 Cp . dT    (CH4 )  2  298

 7533  2983  29,0981 J / mol.K x10 5  3   7534  2984  4 

  

   263,849 J / mol.K x10 9 

  7535  2985    80,0679 J / mol.K x 10 12   5   

= 21.850,6921 j/mol = 21.850,6921 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 5.222,4407 kkal/kmol

753

2 2  2  753  298  Cp . dT =   17 , 6386 J / mol . K 753  298  6 , 7006 J / mol . K x 10  (H2 )  2  298

  

 7533  2983    105,8830 J / mol.K x 10 9  13,1485 J / mol.K x 10 5  3    753 4  298 4   7535  2985    29,1803 J / mol.K x10 12  4 5   

  

= 13.396,3151 j/mol


= 13.396,3151 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 3.201,7961 kkal/kmol Neraca panas komponen 

CO 753 13 13 H CO  N CO x  CpCO .dT 298

=

753 13 FCO x  Cp( CO) .dT BM CO 298

62,8219 kg/jam x 3.271,9660 kkal/kmol = 28,0105 kg/kmol = 7338,3596 kkal/jam



CO2 303

H

13 CO2

N

13 CO2

x  CpCO2 .dT 298

=

=

13 FCO 2

BM CO2

303

x  Cp (CO2 ) .dT 298

57,8986 kg/jam x 44,5089 kkal/kmol 44,0147 kg/kmol

= 58,5487 kkal/jam 

CH4 753 13 13 H CH  N CH x  Cp CH 4 .dT 4 4 298

=

=

13 FCH 4

BM CH 4

753

x  Cp ( CH 4 ) .dT 298

35,9806 kg/jam x 5.222,4407 kkal/kmol 16,0427 kg/kmol


= 11.712,9006 kkal/jam 

H2 753 13 H 13 H 2  N H 2 x  Cp H 2 .dT 298

=

=

FH132 BM H 2

753

x  Cp ( H 2 ) .dT 298


= 2.393,6689 kkal/jam

Kapasitas panas CH4 (298 K sampai 303 K) 303

2 2  2  303  298  38 , 387 J / mol . K  303  298    7 , 3664 J / mol . K x 10 Cp . dT = ( CH )   4 2  298

  

 3033  2983    263,849 J / mol.K x 10 9  29,0981 J / mol.K x10 5  3    3034  298 4   3035  2985     80,0679 J / mol.K x 10 12   4 5     = 180,1005 j/mol = 180,1005 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 43,0451 kkal/kmol

Kapasitas panas udara (O2 & N2) (298 K sampai 303 K) 303

2 2  2  303  298    Cp . dT = 5 , 9865 J / mol . K  303  298    0 , 0558 J / mol . K x 10  ( O2 )  2   298

 3033  2983    1,0938 J / mol.K x 10 9  0,14 J / mol.K x 10 5  3    3034  298 4  4 

  3035  2985   0,23 J / mol.K x 10 12  5  

  


= 31,2640 j/mol = 31,2640 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 7,4723 kkal/kmol 303

 Cp

( N2 )

.dT =

298

 3032  2982 29,4119 J / mol.K 303  298  0,3007 J / mol.K x 10  2  2 

  

 3033  2983    5,1319 J / mol.K x 10 9  0,5451J / mol.K x10 5  3    3034  298 4  4 

  3035  2985    425308 J / mol.K x 10 12   5   

= 143,9647 j/mol = 143,9647 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 34,4084 kkal/kmol Kapasitas panas hasil pembakaran (298 K sampai 823 K) 823

2 2  2  823  298  Cp . dT = 5 , 9865 J / mol . K  823  298    0 , 0558 J / mol . K x 10  (O2 )  2  298

  

 8233  2983    1,0938J / mol.K x10 9  0,14 J / mol.K x 10 5  3    8234  298 4  4 

  8235  298 5    0,23 J / mol.K x 10 12   5   

= 3.448,8655 j/mol = 3.448,8655 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 824,2986 kkal/kmol


823

 Cp

( N2 )

.dT =

298

 823 2  298 2 29,4119 J / mol.K 823  298  0,3007 J / mol.K x 10 2  2   8233  2983  0,5451J / mol.K x10 5  3   8234  298 4  4 

  

   5,1319 J / mol.K x 10 9 

  8235  2985   425308 J / mol.K x 10 12  5  

  

= 12.907,9728 j/mol = 12.907,9728 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 3.085,0795 kkal/kmol 823

2 2  2  823  298  19 , 0223 J / mol . K  823  298   7 , 9629 J / mol . K x 10 Cp . dT = ( C 0 )  2  2  298

  

 8233  298 3    37,4572 J / mol.K x 10 9  7,3707 J / mol.K x 10 5  3    8234  298 4  4 

  8235  2985   8,1330 J / mol.K x10 12  5  

  

= 23.984,8527 j/mol = 23.984,8527 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 5.732,5174 kkal/kmol

823

373

 Cp ( H 2O ) .dT  298

 H 2O 373

823

 Cp ( H 2O ) .dT  ( H 2O )   Cp ( H 2O ) .dT 298

373

= 9,729 kkal/kmol

2 2  2  373  298 Cp . dT =  18 , 2964 J / mol . K 373  298  47 , 2118 J / mol . K x 10    ( H 2O )  2 298 

  


 3733  2983    1.314,24 J / mol.K x 10 9  133,8780 J / mol.K x10 5  3    3734  298 4  4 

   0 

= 5.671,6493 j/mol = 5.671,6493 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.355,5567 kkal/kmol 823

2 2  2  823  373 = Cp . dT  34 , 0471 J / mol . K 823  373   0 , 9651 J / mol . K x 10   ( H O )  2  2 373 

  

 8233  298 3    20,4467 J / mol.K x 10 9  3,2998J / mol.K x 10 5  3    8234  298 4   8235  2985     4,3023 J / mol.K x10 12   4 5     = 16.357,2991 j/mol = 16.357,2991 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 3.909,4883 kkal/kmol 823

 Cp

( H 2O )

.dT = 1.355,5567 kkal/kmol + 9,729 kkal/kmol + 3.909,4883 kkal/kmol

298

= 5,274,7740 kkal/kmol

Reaksi pembakaran CH4 :

CH 4  2O2  CO2  2 H 2O Udara yang dibutuhkan untuk membakar 1 kmol CH4 (udara 20 % berlebih) mol O2

= (kmol CH4 + (20% kmol CH4)) x τ O2 = (1 + 0,2) x 2 = 2,4 kmol

Mol N2

 79  =   x 2,4 kmol  21 


= 9,0286 kmol

Hr( 298)



 

=  .H 0f ( CO2 )   .H 0f ( H 2O )   .H 0f ( CH 4 )   .H 0f ( O2 )



= (-94,0500 + 2 x (-68,3150) – (-17,8900) – 2 x 0) kkal/mol = -212,7900 kkal/mol x

1000 mol 1 kmol

= -212.790 kkal/kmol r. Hr( 298) = =

N (CH 4 ) 

x Hr( 298)

1 x (-212.790 kkal/kmol)  ( 1)

= -212.790 kkal/kmol ΔH reaktan  303  14 14   H CH  N x CH 4   CP( CH 4 ) .dT  4  298 

= 1 kmol/jam x 43,0451 kkal/kmol = 43,0451 kkal/jam H O2

 303   N O2 x  Cp ( O2 ) .dT   298 

= 2,4 kmol/jam x 7,4723 kkal/kmol = 17,9334 kkal/jam  303  H N 2  N N 2 x  Cp ( N 2 ) .dT   298 

= 9,0286 kmol/jam x 34,4084 kkal/kmol = 310,6587 kkal/jam ΔH produk (kmol O2 : 0,4; kmol :CO2 : 1; kmol N2 : 9,0286; kmol H2O : 2)  823  H O2  N O2 x  Cp ( O2 ) .dT   298 

= 0,4 kmol/jam x 824,2986 kkal/kmol = 329,7195 kkal/jam  823  H N 2  N N 2 x  Cp ( N 2 ) .dT   298 


= 9,0286 kmol/jam x 3.085,0795 kkal/kmol = 27.853,8610 kkal/jam H CO2

 823   N CO2 x  CP( CO2 ) .dT   298 

= 1 kmol/jam x 5.732,5174 kkal/kmol = 5.732,5174 kkal/jam  823  H H 2O  N H 2O x  Cp ( H 2O ) .dT   298 

= 2 kmol/jam x 5,274,7740 kkal/kmol = 10.549,5481 kkal/jam Panas yang dihasilkan dari pembakaran 1 kmol CH4 QCH 4

= r. Hr( 298) + ΔH produk - ΔH reaktan = (-212.790 + 329,7195 + 27.853,8610 + 5.732,5174 + 10.549,5481 - 43,0451 - 17,9334 - 310,6587) kkal/jam = 168.695,9913 kkal/jam

Jumlah Bahan Bakar yang dibutuhkan 14 N CH = 4

=

Qreaktor x 1 kmol CH 4 QCH 4

639.294,4209 kkal/jam x 1kmol CH 4 168.695,9913 kkal/jam

= 3,7896 kmol 14 FCH 4

14 = N CH x BM CH 4 4

= 3,7896 kmol x 16,0427 kg/kmol = 60,7958 kg/jam


Tabel LB.4 Neraca panas pada Combuster Neraca Panas Keluar (kkal/jam) Alur (6)

Neraca Panas Masuk (kkal/jam) Komponen

Alur (13)

CO

1.255,1595

CO2

65,8633

CH4

43,0451

H2

4.176,2074

H2O

2.692,6375

Alur (14)

3.732,5174

10.549,5481

N2

310,6587

27.853,8610

O2

17,9334

329,7195

Panas yang dihasilkan

32.695,9913

Total

-

40.926,913

40.926,913

LB.2 Reaktor Pyrolisis (R)

Gambar LB.2 Reaktor Pyrolisis (R)


Kapasitas panas alur 3 (298 K sampai 303 K) 303

 Cp

( lignoselulosa )

.dT

= Cp selulosa x 303  298K

298

= 99,3748 kkal/kmol.0K x (303 – 298) K = 496,8740 kkal/kmol 303

 Cp

(Im puritis )

.dT

= Cp impuritis x 303  298 K

298

= 63,3042 kkal/kmol.0K x (303 – 298) K = 316,5210 kkal/kmol Kapasitas panas alur 6 (298 K sampai 303 K) 303

2 2  2  303  298  Cp . dT = 19 , 0223 J / mol . K  303  298   7 , 9629 J / mol . K x 10  (CO2 )  2  298

  

 3033  2983    37,4572 J / mol.K x 10 9  7,3707 J / mol.K x 10 5  3    3034  298 4  4 

  3035  298 5    8,1330 J / mol.K x10 12   5   

= 186,2253 J/mol = 186,2253 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 44,5089 kkal/kmol

Kapasitas panas alur 7 (298 K sampai 753 K) 753

 Cp

( Bio  oil )

.dT

= Cp Biooil x 753  298K

298

= 49,5874 kkal/kmol.0K x (753 – 298) K = 22.607,7670 kkal/kmol 753

2 2  2  753  298  Cp . dT = 11 , 18 J / mol . K  753  298  K  1 , 095 J / mol . K x 10  (C )  2  298

  K 

 7533  2983   K  0  0  0,4891 J / mol.K x 10 5  3  


= 7.052,1334 j/mol = 7.052,1334 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.685,5003 kkal/kmol

Neraca panas komponen 

Lignoselulosa 303

3 3 H lignoselul osa  N lignoselulosa x  Cp ( lignoselulosa ) .dT 298

3 Flignin

=

=

303

BM lignin

x  Cp( lignin) .dT 298

553,1067 kg / jam x 496,8740 kkal/kmol 1960 kg/kmol

= 140,2165 kkal/jam



Impuritis 303

3 3  N impuritis H impuritis x  Cp (impuritis) .dT 298

3 Fimpuritis

=

=

BM impuritis

303

x  Cp (impuritis) .dT 298

92,6377 kg / jam x 316,5210 kkal/kmol 133,5613 kg/kmol

= 219,5379 kkal/jam 

Bio-oil 753

H

7 Bio  oil

N

7 Bio  oil

x  Cp Biooil .dT 298


753 7 FBio  oil = x  Cp ( Biooil ) .dT BM Biooil 298

=


= 33.803,1310 kkal/jam 

Arang (C) 753

H C10  N C10 x  Cp C .dT 298

=

FC10 753 x  Cp( C ) .dT BM C 298

=


= 6.300,4013 kkal/jam

753 7 7  N CO H CO x  CpCO2 .dT 2 2 298

=

=

7 FCO 2

753

BM CO2

x  Cp (CO2 ) .dT 298


= 17.350,4032 kkal/jam Panas pembentukan pada temperatur 298 K (referensi) Reaksi Umum: (C10H12O4)10

480 0C

6,203C6H10O5(l)+ 66,976C(s)+ (6,404CO2 + 3,852CO +4,159CH4+ 9,734H2) (g) + 17,136 H2O

Hr( 298)   .H 0f (bio oil )   .H 0f ( C )   .H 0f (CO2 )   .H 0f (CO )   .H 0f ( CH 4 )   .H 0f ( H 2 )   .H 0f ( Lignoselulosa )

Hr( 298) = 2 x (-196,8300 kkal/mol) + 5 x 0 + 3 x (-26,4200 kkal/mol) + 3x(-94,0500 kkal/mol) + 3 x (-17,8900 kkal/mol) + 0 + (-1) x (-553,9200 kkal/mol +


-224,4675 kkal/mol + -280,1946 kkal/mol) = 249,8421 kkal/mol x

1000 mol 1 kmol

= 249.842,1 kkal/kmol r. Hr( 298) = Q reaksi =

N ( Lignoselulosa) 

x Hr( 298)

3 3 3  Fselulosa  Flignin Fhemiselulo sa      BM selulosa BM hemiselulosa BM lignin   x Hr =  ( 298) 

 242,4242 kg / jam 98,7701 kg / jam 145,1423 kg / jam      324,2852 kg/kmol 132,1163kg/kmol 194,1443 kg/kmol   =  ( 1) x 249.842,1 kkal/kmol

= 560.337,0076 kkal/jam

Qproduk = ΔH = 78.957,4133 kkal/jam Qout = Qreaksi + Qproduk = 560.337,0076 + 78.957,4133 = 639.294,4209 kkal/jam Panas reaksi yang terjadi secara keseluruhan ( Qreaktor ) : ΔQ

 Qout  Qin

Δ Qreaktor = 560.337,0076 + 33.803,1310 + 6.300,4013 + 7.338,3596 + 58,5487 + 17.350,4032 + 11.712,9006 + 2.393,6689 = 639.294,4209 kkal/jam


Tabel LB.4 Neraca panas pada Reaktor Pirolisis Neraca Panas Keluar (kkal/jam) Alur (7) Alur (15)

Neraca Panas Masuk (kkal/jam) Komponen

Alur (3)

Lignoselulosa (C10H12O4)10

387,1841

Alur (5)

Alur (6)

CO CO2

3.732,5174

65,8633

CH4

43,0451

H2

4.176,2074

H2O N2

21,5586

O2 Panas yang dihasilkan

3.732,5174

10.549,5481

2.692,6375

10.549,5481

27.853,8610

27.853,8610

27.853,8610

329,7195

329,7195

329,7195

711.034,5701 712.080,1185

712.080,1185

Total

LB.3 Cooler (E-204)

Gambar LB.2 Cooler Neraca Panas Total

H8  H7 Q Kapasitas panas alur 8 (298 K sampai 468 K)


468

 Cp

( Bio  oil )

.dT

= Cp Biooil x 468  298K

298

= 49,5874 kkal/kmol.0K x (468 – 298) K = 8.446,8580 kkal/kmol 468

2 2  2  468  298  Cp . dT = 11 , 18 J / mol . K  468  298  K  1 , 095 J / mol . K x 10  (C )  2  298

  K 

 4683  298 3   K  0  0  0,4891 J / mol.K x 10 5  3   = 2.489,5845 j/mol = 2.489,5845 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 595,0250 kkal/kmol 468

2 2  2  468  298  29 , 0063 J / mol . K 468  298  0 , 2492 J / mol . K x 10 Cp . dT =    ( C 0)  2  298

  

 4683  298 3    47,9892 J / mol.K x10 9  1,8644 J / mol.K x 10 5  3    468 4  298 4  4 

  4685  298 5    28,7266 J / mol.K x 10 12   5   

= 4.986,1959 j/mol = 4.986,1959 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.191,7294 kkal/kmol 468

2 2  2  468  298  Cp . dT = 19 , 0223 J / mol . K  468  298   7 , 9629 J / mol . K x 10  (C 0 2 )  2  298

  

 4683  2983    37,4572 J / mol.K x10 9  7,3707 J / mol.K x 10 5  3    468 4  298 4  4 

  4685  2985   8,1330 J / mol.K x 10 12  5  

  

= 6.892,8930 j/mol


= 6.892,8930 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.647,4410 kkal/kmol 468

2 2  2  468  298  =  Cp(CH4 ) .dT 38,387 J / mol.K 468  298  7,3664 J / mol.K x10  2 298

  

 468 3  298 3    263,849 J / mol.K x 10 9  29,0981 J / mol.K x10 5  3    468 4  298 4   468 5  2985     80,0679 J / mol.K x 10 12   4 5     = 6.782,6523 j/mol = 6.782,6523 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.621,0928 kkal/kmol 468

2 2  2  468  298    Cp . dT 17 , 6386 J / mol . K  468  298   6 , 7006 J / mol . K x 10 =  (H2 )  2   298

 4683  2983    105,8830J / mol.K x 10 9  13,1485 J / mol.K x 10 5  3    468 4  298 4  4 

  4685  2985   29,1803 J / mol.K x 10 12  5  

  

= 4.972,4133 j/mol = 4.972,4133 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 1.188,4353 kkal/kmol

Neraca panas komponen 

Bio-oil 468

8 8 H Bio  oil  N Bio  oil x  Cp Bio  oil .dT 298


468 8 FBio  oil = x  Cp ( Biooil ) .dT BM Biooil 298

=


= 12.629,7413 kkal/jam 

Karbon Aktif (C) 468

H C8  N C8 x  CpC .dT 298

=

FC8 468 x  Cp (C ) .dT BM C 298

=


= 2.224,2039 kkal/jam 

CO 468

8 8 H CO  N CO x  Cp CO .dT 298

=

458 8 FCO x  Cp (CO ) .dT BM CO 298

=


= 2.672,8086 kkal/jam 

CO2 468

8 8 H CO  N CO x  Cp CO2 .dT 2 2 298

=

=

8 FCO 2

BM CO2

468

x  Cp ( CO2 ) .dT 298


= 3.694,8818 kkal/jam




CH4 468

8 8 H CH  N CH x  CpCH 4 .dT 4 4 298

=

=

8 FCH 4

BM CH 4

468

x  Cp (CH 4 ) .dT 298


= 3.635,7902 kkal/jam 

H2 468

H H8 2  N H8 2 x  Cp H 2 .dT 298

=

=

FH82 BM H 2

468

x  Cp ( H 2 ) .dT 298


= 888,4765 kkal/jam Panas yang harus diserap oleh air pendingin : Q

H8 H7

Q

= (12.629,7413 + 2.224,2039 + 2.672,8086 + 3.694,8818 + 3.635,7902 + 888,4765 - 33.803,1310 - 6.300,4013 – 7.338,3596 - 17.350,4032 - 11.712,9006 - 2.393,6689 ) kkal/jam = -53.152,9623 kkal/jam ( “–“ artinya pengeluaran panas ke air pendingin)

Jumlah air pendingin yang dibutuhkan :

 333 K  Q  N H7 2O   Cp (H 2O) . dT   303 K     FH72O Q   BM H O 2  333

 x  

 333 K   Cp (H O) . dT  2     303 K 

2 2  2  333  303  Cp . dT = 18 , 2964 J / mol . K  333  303   47 , 2118 J / mol . K x 10 ( H O )  2  2  303

  


 3333  3033  133,878 J / mol.K x 10 5  3   3334  303 4  4 

   1.314,24 J / mol.K x 10 9 

   0 

= 2.256,1003 j/mol = 2.256,1003 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 539,9379 kkal/kmol   FH82O   x 539,9379 kkal/kmol 53.152,9623 kkal/jam =  18,016 kg / kmol   

FH72O

= 1.672,2946 kg/jam

Tabel LB.5 Panas Pada Cooler Panas Keluar (Kkal/jam) Alur 8

Produk Air Pendingin

Panas Masuk (Kkal/jam) Alur 7 78.898,8646 - 53.152,9623

Total

25.745,9023

25.745,9023

Senyawa Umpan

25.745,9023 -

LB.3 Condenser (E-207)

Gambar LB.3 Condenser Neraca Panas Total H 11  H 10  Q

Kapasitas panas alur 11 (298 K sampai 303 K)


303

 Cp

( Bio oil )

.dT

= Cp Bio oil x 303  298K

298

= 49,5874 kkal/kmol.0K x (303 – 298) K = 248,4370 kkal/kmol 303

2 2  2  303  298  Cp . dT =   29 , 0063 J / mol . K 303  298  0 , 2492 J / mol . K x 10 ( C 0 )   2  298

 3033  2983  1,8644 J / mol.K x 10 5  3   3034  298 4  4 

  

   47,9892 J / mol.K x 10 9 

  3035  2985   28,7266 J / mol.K x10 12  5  

  

= 145,6978 j/mol = 145,6978 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 34,8226 kkal/kmol 303

2 2  2  303  298  19 , 0223 J / mol . K  303  298   7 , 9629 J / mol . K x 10 Cp . dT =  (C 0 2 )  2  298

  

 3033  2983    37,4572 J / mol.K x 10 9  7,3707 J / mol.K x 10 5  3    3034  298 4  4 

  3035  298 5    8,1330 J / mol.K x10 12   5   

= 186,2253 j/mol = 186,2253 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 44,5089 kkal/kmol 303

2 2  2  303  298  Cp . dT = 38 , 387 J / mol . K  303  298    7 , 3664 J / mol . K x 10  (CH 4 )  2  298

  

 3033  2983    263,849 J / mol.K x 10 9  29,0981 J / mol.K x10 5  3  


 3034  298 4   3035  2985     80,0679 J / mol.K x 10 12   4 5     = 180,1005 j/mol = 180,1005 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 43,0451 kkal/kmol 303

2 2  2  303  298  = 17 , 6386 J / mol . K 303  298  6 , 7006 J / mol . K x 10 Cp . dT    (H2 )  2  298

  

 3033  2983    105,8830 J / mol.K x 10 9  13,1485 J / mol.K x 10 5  3    3034  2984  4 

  3035  2985    29,1803 J / mol.K x 10 12   5   

= 142,6794 j/mol = 142,6794 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 34,1012 kkal/kmol Neraca panas komponen 

Bio-oil 303 11 H 11 Bio  oil  N Bio  oil x  Cp Bio  oil .dT 298

=

303 11 FBio  oil x  Cp ( Biooil ) .dT BM Biooil 298

=


= 371,4629 kkal/jam 

CO 303 11 11 H CO  N CO x  CpCO .dT 298


303 11 FCO = x  Cp ( CO) .dT BM CO 298

=


= 78,1001 kkal/jam 

CO2 303

H

11 CO2

N

11 CO2

x  CpCO2 .dT 298

=

=

11 FCO 2

303

x  Cp ( CO2 ) .dT

BM CO2

298


= 99,8246 kkal/jam 

CH4 303 11 11 H CH  N CH x  Cp CH 4 .dT 4 4 298

=

=

11 FCH 4

303

x  Cp (CH 4 ) .dT

BM CH 4

298


= 96,5416 kkal/jam 

H2 303 11 H 11 H 2  N H 2 x  Cp H 2 .dT 298

=

=

FH112 BM H 2

303

x  Cp ( H 2 ) .dT 298



= 25,4941 kkal/jam Panas yang harus diserap oleh air pendingin : Q  H 11  H 10 Q

= (371,4629 + 78,1001 + 99,8246 + 96,5416 + 25,4941 - 12.629,7413 - 3.694,8818 - 2.672,8086 - 3.635,7902 - 888,4765) kkal/jam = -22.850,2751 kkal/jam ( “–“ artinya pengeluaran panas ke air pendingin)

Jumlah air pendingin yang dibutuhkan :

 333 K  Q  N H 2O   Cp (H 2O) . dT   303 K     FH 2O Q   BM H O 2 

   333 K  x  Cp (H O) . dT   2      303 K 

333

2 2  2  333  303    = Cp . dT 18 , 2964 J / mol . K  333  303   47 , 2118 J / mol . K x 10  ( H 2O )  2   303

 3333  3033  133,878 J / mol.K x 10 5  3   3334  303 4  4 

   1.314,24 J / mol.K x 10 9 

   0 

= 2.256,1003 j/mol = 2.256,1003 kj/kmol x

1 kkal 4,184 kj

= 539,9379 kkal/kmol   FH 2O  x 539,9379 kkal/kmol 22.850,2751 kkal/jam =   18,016 kg / kmol   

FH 2O

= 818,2511 kg/jam


Tabel LB.6 Panas Pada Condenser (E-207) Senyawa Umpan Produk Air Pendingin Total

Panas Masuk (Kkal/jam) Alur 10 23.521,6984 -22.850,2751 671,4233

Panas Keluar (Kkal/jam) Alur 11 671,4233 671,4233


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN LC. 1 Gudang (G) Fungsi

: Tempat penyimpanan batang jagung.

Jenis

: Bak persegi panjang dengan tutup.

Bahan konstruksi

: Beton bata dengan lantai semen.

Jumlah

: 4 unit.

Menghitung Ukuran Gudang (G) Laju alir massa, F

= 560,4753 kg/jam

Densitas batang jagung, 

= 700 kg/m3

Lama penampungan

= 1 bulan

Kebutuhan batang jagung (m) = 560,4753

(Anonim, 2007)

kg 30 hari 24 jam x 1bulan x x jam 1 bulan 1 hari

= 416.869,704 kg Volume batang jagung (VBj) = =

m  416.869,704 kg 700 kg / m 3

= 595,5281 m3 Faktor kelonggaran, fk

= 20 %, maka

Volume ruang (V)

= (1 + fk) x VBj

(Perry, 1999)

= (1 + 0,2) x 595,5281 m3 = 893,2921 m3 Direncanakan gudang dibuat 4 unit, maka VG : VG

=

893,2921 m 3 = 223,3230 m3 4

Dimensi ruang z = Panjang

= 2,5 h

l = Lebar

=2h

sehingga,


VG

=zxlxh = 2,5 h x2 h xh = 5 h3

h

=

3

VG 5

=

3

223,3230 m 3 5

= 3,5480 m maka, z

= 2,5 h = 2,5 x 3,5480 m = 8,87 m

l

=2h = 2 x 3,5480 m = 7,096 m

Sehingga, ukuran gudang sebagai berikut : z = Panjang

= 8,87 m

l = Lebar

= 7,096 m

h = Tinggi

= 3,5480 m

LC.2 Bak Penampungan (BK-101) Fungsi

: Tempat batang jagung sebelum masuk ke Knife Cutter (KC).

Jenis

: Bak dengan dengan lantai semen

Konstruksi

: Beton bata kedap air

Jumlah

: 1 Unit

Menghitung Ukuran Bak Laju alir massa (F)

= 560,4753 kg/jam

Densitas ampas tebu (

700 kg/m3

Lama Penampungan

= 24 Jam

Faktor keamanan (fk)

= 20 %

( Anonoim, 2007 )

( Perry, 1997 )

Sehingga Jumlah bahan masuk (W)

= 24 jam x 560,4753 kg/jam


= 13.895,6568 kg Volume bak (Vb)



(1  f k ) . W 



(1 0,2) (13.895,65 68 kg) 700 kg/m 3

= 23,8211 m3 Dimensi bak Diambil : Panjang bak (P)

 5 x tinggi bak (t )

Lebar bak (L)

 4 x tinggi bak (t )

Maka: V

 P . L. t

V

 (5 t ) (4 t ) (t )

V

 20 t 3

t

3

V 20



23,8211 m 3 20

3

= 1,0600

Sehingga, dari ukuran tinggi bak (t) di dapat dimensi lainnya sebagai berikut: P = 5t = 5 1,0600 m = 5,3 m L = 4t = 4 1,0600 m = 4,24 m


LC.3 Bucket Elevator (BE – 102) Fungsi

: Sebagai alat untuk mengangkut batang jagung dari bak batang jagung ke Knife Cutter (KC)

Jenis

: Vertical transport

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Kondisi Operasi

: 30 oC ; 1 atm

Laju alir bahan baku : 560,4753 kg/jam Jumlah alat

: 1 (satu) buah

Faktor kelonggaran

: 20 %

Kapasitas alat

= 1 0,2 x 560,4753 kg / jam

= 694,7828 kg/jam = 0,695 ton/jam

Dari Tabel 21 – 7 Perry, 1999, untuk kapasitas 0,695 ton/jam diperoleh : Kecepatan Belt

= 200 ft/menit

Lebar Belt

= 14 ft = 4,2672 m

Panjang Belt

= 20 ft = 6,096 m

Tinggi Belt

= L. Sin. ά = 20 Sin 20 = 6,84 ft

Power Bucket Elevator

= V (L.0,0025 + H. 0,001) C

Power Bucket Elevator

= 14,3772 ( 20 x 0,0025 + 6,84 x 0,001) 2,5 = 2,04 Hp

Efisiensi Motor

= 80 %

Hp motor

= 2,04/0,8 = 2,5 Hp

Dimana : V = Kapasitas belt L = Panjang belt H = Tinggi belt C = Material faktor ( 2,5)


LC.4 Knife Cutter (KC-103) Fungsi

: Mengecilkan ukuran batang jagung sebelum masuk kedalam Vibrating screen.

Jenis

: Rotary knife

Bahan konstruksi

: Baja karbon

Jumlah

: 1 Unit

Asumsi diameter awal umpan (batang jagung) = 100 mm = 100.000 m Diameter akhir setelah proses = 1 mm = 1000 m Dari persamaan 12.3

(Walas, 1988)

W  10Wi (1 / d  1 / d i ) Dimana : di = diameter awal umpan d = diameter akhir umpan Wi = tegangan dari material Berdasarkan tabel 12.2 dipilih untuk semua material Wi = 13,81

(Walas, 1988)

Maka W  10 x 13,81(

1 100



1 100.000

)

= 138,1 Kw x 0,0968 Hp/Kw = 13,3733 Hp. = 14 Hp

LC.5 Vibrating Screen (VS-104) Fungsi

: Menyaring batang jagung yang telah dihaluskan oleh Knife Cutter (KC) sampai 1 mm.

Jenis

: Heavy duty vibrating screen.

Bahan screen

: High alloy steel SA 240 (304).

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA 285 (C)

Jumlah

: 1 unit.

Screen (VS)Menentukan Ukuran Vibrating Laju alir massa batang jagung (FBj3) = 0,5605 ton/jam Faktor kelonggaran (fk)

= 20 %

Ukuran partikel

= 1 mm

(Perry and Green, 1997)


= FBj3 (1 + fk)

Kapasitas (K)

= 0,5605 ton/jam (1 + 0,2) = 0,6947 ton/jam Diamater lubang ayakan (z) untuk partikel 1 mm. z

= 0,0040 in


= 0,0040 in x 0,0833 ft/in = 0,0003 ft Kapasitas standart Vibrating Screen (VS), s = 6 ton/ft3 Luas ayakan (A)

=

K zxs

=

0,6947 ton/jam (0,0003 ft) (6 ton/ft 3 )


= 385,9444 ft2 x 0,0929 m2/ft2 = 35,8542 m2 Didisain, perbandingan dari panjang ayakan (P) : lebar ayakan (L) = 2 : 1 Lebar ayakan (L)

1/ 2

=

 A   2

=

 35,8542 m 2    2  

1/ 2

= 4,2340 m Panjang ayakan (P) = 2 L = 2 x 4,2340 m = 8,4680 m

LC.6 Belt Conveyor (BC-105) Fungsi

: Transportasi batang jagung ke dalam reactor pyrolisis (R-201).

Jenis

: Rotary Vane Feeder

Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1unit

Bahan masuk (batang jagung) = 560,4753 kg/jam x

2,2046 lb 1 kg

= 1.276,4319 lb/jam


= 700 kg/m3 x

Densitas batang jagung

1lb / ft 3 16,0185 kg / m 3

= 43,6995 lb/ft3 Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Panjang screw conveyor diperkirakan = 5 m = 16,4040 ft

Laju volumetrik conveyer 

1.276,4319 lb/jam 2 x jam kerja  701,0232 ft 3 / jam 3 1 / 12 43,6995lb/ft

= 11,6837 ft3/menit

Daya =

CxLxWxF 33.000

Dimana

: C = kapasitas conveyor (ft3/menit) L = panjang conveyor (ft)

Daya =

W = berat material (lb/ft3) = 40 lb/ft3

(Walas, 1988)

F = Faktor material = 2

(Walas, 1988)

11,6837 ft 3 / menit x 16,4040 ft x 40lb / ft 3 x 2  0,4646 Hp 33.000

LC.7 Tangki Fluidizing Gas (TK-303) Fungsi

: Menyimpan fluidizing gas sebelum diumpankan ke Reaktor Pyrolisis (R-201).

Desain

: Berupa bejana (tangki) horizontal dengan tutup dan alas berbentuk segmen elips (ellipsoidal dished head).

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA 285 (A).

Jumlah

: 1 unit.

Menentukan Volume Tangki Fluidizing Gas (TK-303) Laju alir massa, F8

= 16,2027 kg/jam

Lama penampungan

= 1 jam

Kapasitas tangki (W)

= 16,2027

kg x1 jam jam

= 16,2027 kg


V

nRT P

=

dimana: V

= volume gas (m3)

n

= molar gas (kmol)

R

= tetapan gas ideal = 0,0821 m3.atm/kgmol.K

T

= temperatur (K)

P

= tekanan (atm)

n

=

W BM

=

16,2027 kg 33,5897 kg/kmol

= 0,4824 kmol T

= 32 oC

= 305 K

P

= 1 atm

= 14,6960 psi

V

=

(0,4824 kmol) (0,0821 m 3 .atm/kgmol.K) (305 K) 1 atm

= 43,1623 m3

Menentukan Dimensi Tangki Fluidizing Gas (TK-303) Volume tutup dan alas =

2 π D 3i 24

(Brownell and Young, 1959)

Diambil: L/Di

= 5/4

h/Di

= 1/4

Volume tangki

= volume tutup dan alas + volume silinder =

 π D 3i 2   24

  π D i2      L   4 

43,1623 m3

=

 2 x 3,14   3,14 x (5/4)  3    Di 4  24   

43,1623 m3

= 1,2429 Di3

Di

= 3,2625 m


Diameter tangki (Di) = 3,2625 m x 39,37 in/m = 128,4446 in D i 4

h =

3,2625 m 4

=

= 0,8156 m Panjang tangki (H)

= L+2h = (1,25 x 3,2625 m) + 2 (0,8156 m) = 5,7093 m

Material Tangki Fluidizing Gas (TK-303) : Carbon Steel SA 285 (A), dengan: Stress yang diizinkan (S) = 11200 psi (32 oC) Efisiensi sambungan (E) = 0,9 Faktor korosi (C)

= 0,006 in/tahun

Umur alat (A)

= 18 tahun


Tebal Silinder (ts) Tebal silinder (ts) =

PR  CA S E  0,6 P


Tekanan operasi maksimum dinaikkan sebesar 10 %, maka: P

= 14,6960 psi + 1,4696 psi = 16,1656 psi

ts

=

(16,1656 psi) (128,4446 in/2)  (0,006 in/tahun) (18 tahun) (11200 psi) (0,9) - 0,6 (16,1656 psi)

= 0,2111 in Tebal Head (th) Bentuk head = ellipsoidal dished head th

=

PD  CA 2 S E  0,2 P

=

(16,1656 psi) (128,4446 in)  (0,006 in/tahun) (18 tahun) 2 (11200 psi) (0,9) - 0,2 (16,1656 psi)


= 0,2110 in


LC.8 Compressor (C-202) Fungsi

: Menyuplai fluidizing gas dari tangki fluidizing gas ke dalam Reaktor Pyrolisis (R-201).

Jenis

: Centrifugal compressor.

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA 515 (70).

Jumlah

: 1 unit.

Menentukan Daya Compressor (C-202) Temperatur masuk (T1)

= 30 oC

Temperatur keluar (T2)

= 30 oC

Tekanan masuk (P1)

=

1 atm

Tekanan keluar (P2)

=

4 atm

Laju alir massa, F8

= 16,2027 kg/jam

Densitas FG (FG)

= 1,5070 kg/m3

Laju alir volume fluidizing gas masuk (V1) : V1

=

8 FFG   FG





16,2027 kg/jam  1,5070 kg/m 3



= 85,2319 m3/jam

Laju alir volume udara keluar (V2) : Proses yang terjadi adalah isothermal (temperatur konstan), sehingga persamaan Boyle Gay Lussac dalam persamaan gas ideal, adalah P1.V1 = P2.V2 (Walas,1988). V2

=

 P1    V1  P2 

=

 1 atm    x 85,2319 m 3 /jam  4 atm 

= 17,0464 m3/jam Kerja kompresor sentrifugal (Ws): Ws

=

P1  P2  ln     P1 



 4 atm  1 atm  ln  3 1,5070 kg/m  1 atm 

=

= 0,6636 atm.m3/kg x

1,0133 x 10 5 N/m 2 1 atm

= 67.242,588 N.m/kg = 67.242,588 J/kg Daya kompresor (P): Efisiensi kompresor () = 80 % P


=

8 Ws . FGas 

=

67.242,588 J/kg x 16,2027 kg/jam 0,8

= 4,8666 x 106 J/jam = 1.351,833 J/detik = 1.351,833 W x

1 kW 1 HP x 1000W 0,7457 kW

= 1,8128 HP

LC.9 Combuster (E-203) : Untuk memanaskan reaktor sampai suhu 480 0C (753 K).

Fungsi

Kondisi Operasi: Suhu Umpan : 303 K Suhu Ref

: 298 K

Tekanan

: 1 atm

Panas yang dibutuhkan : Q

= 639.294,4209 kkal/jam x

1btu 1000 kal x 252,16 kal 1 kkal

= 2.535.272,926 Btu/jam


Metode Perhitungan Metode Lobo Evans (Kern, 1950) Ketentuan: 1. Suhu rata-rata tube = suhu reaktor + aproach (dipakai aproach 50 K) Maka suhu rata-rata tube, Ts = 753 + 50 = 803 K = 986 oF 2. Efisiensi panas overall diperkirakan 60% 3. Flux panas rata-rata pada seksi radiasi 1200 Btu/Jam.ft2

(Kern, 1950)

Total panas yang dibutuhkan, Qt = Q/60% =

2.535.272,926 Btu/jam 60 %

= 4.225.454,876 Btu/jam = 4,2254 MBtu/jam Fuel gas pada 25 % excess udara, fig 1.6 evans dicatat 1010 lb/MBtu Jadi kebutuhan gas

= Qt x 1010 lb/Mbtu = 4,2254 MBtu/jam x 1010 lb/Mbtu = 4.267,654 lb/jam =

4.267,654 lb/jam 3600 s/jam

= 1,1854 lb/s Spesifikasi pipa yang dipakai: Diameter luar, (OD)

= 3,5 in

Diameter dalam, (OD) = 2,9 in Nominal size

= 3 in

Schedule number

= 80

Panjang pipa, (L)

= 20 ft

Area permukaan, transfer panas setiap pipa, (At): At

 OD  =  . .L  12   3,5  = 3,14. .20  12 

= 18,3167 ft2


Perkiraan jumlah tube yang dibutuhkan, (Nt) Nt

=

Qt flux. At

=

4.225.454,876 Btu/jam 1200  18,3167 ft 2

= 192,2405 tube Dipakai jumlah tube, (Nt) 192 tube dengan Single Row Arrangement Sehingga Combuster dapat digambarkan:

Pitch (jarak antar pipa), (PT) dipakai 1,5 x OD PT

= 1,5 x 3,5 = 5,25 in

Ukuran Combuster : 1. Tinggi Combuster, (H) H = OD x 56 + (56-1) x (PT – OD) = 3,5 x 56 + 55 x (5,25 – 3,5) =

292,25 in 12 in / ft

(1 ft = 12 in)

= 24,3542 ft Dipakai over design 10%, maka tinggi furnace: H = 1,1 x 24,3542 ft = 26,7896 ft Maka dipakai tinggi furnace 27 ft 2. Panjang Combuster, (L) L

= OD x 80 + (80-1) x (PT – OD) = 3,5 x 80 + 79 x (5,25 – 3,5) =

418,2500 in 12 in / ft

= 34,8542 ft Dipakai over design 10%, maka panjang furnace: L = 1,1 x 34,8542 ft = 38,3396 ft Maka dipakai panjang furnace 38 ft


3. Lebar Combuster, (l) = Panjang pipa = 20 ft Permukaan Dingin Ekivalen, (Acp) Acp = =

PT x Panjang pipa 12 in / ft 5,2500in x 20 ft 12 in / ft

= 8,7500 ft2 PT/OD

= 1,5 in

Dari fig 19.11 (Kern, 1950), untuk Single Row Arrangement diperoleh: α

= 0,975

α. Acp setiap tube

= 0,975 x 8,7500 ft2 = 8,5313 ft2

α. Acp

= Nt x α. Acp setiap tube = 192 x 8,5313 ft2 = 1.639,0096 ft2

Area Refractory: 1. Dinding samping =2xHxl = 2 x 27 x 20 = 1.080 ft2 2. Lantai dan Atas =2x Lx l = 2 x 38 x 20 = 1.520 ft2 3. End Wall =2xHxL = 2 x 27 x 38 = 2.052 ft2 Total Area Reafractory, (Ar) = 4.652 ft2 Corrected Refractory Surface, (AR) AR = Ar - α. Acp = 4.652 – 1.639,0096


= 3.012,9904 ft2 AR  1,8383  . Acp Mean Beam Length: Dimensi furnace = l x L x H = 20 ft x 38 x 27 ft = 20.520 ft3 Ratio dimensi

= 4 : 7,6 : 5,4

Dari tabel 19.1 (Kern,1950) untuk rectangular furnace Mean length, Volume

L  2 / 3 3 volumefurnace = 20 ft x 38 ft x 27 ft = 20.520 ft3

Diperoleh Mean length, =

2 3

3

20.520

= 18,2516 ft Dipakai Flame Emissivity  G  0,4999 Overall, Exchange Factor,

(Kern, 1950)

  fungsi

 G  0,4999 dan

AR  1,8383  . Acp

dari fig. 19.15 (Kern, 1950) diperoleh   0,7 Check suhu gas diperlukan: Suhu Cold Surface (pipa), Ts = 986 oF

Q 2.535.272,926 Btu/jam =  . Acp .  1.639,0096 ft 2  0,7 = 2209,7604 Btu/jam.ft2 Dari fig 19.14 (Kern,1950) diperoleh suhu flue gas dibutuhkan, Tg

= 1470 F (pada radian section)

Penentuan tebal dinding Combuster: Dinding furnace berupa Refractory Brick Konduktivitas, (k) pada 1470 F: k = 0,7 Btu/Jam.ft2.F

(Brown, 1950)


Dipakai suhu permukaan dinding luar = 200 oC atau 392 oF Untuk menghemat panas, suhu masih cukup tinggi sehingga disekitar furnace diberi pengaman. Panas Hilang, (Qloss) Qloss =

(1470  392)  k X

=

(1470  392)  0,7 X

=

754,6000 Btu/Jam.ft 2 X

Panas hilang secara konveksi alamiah ke lingkungan Qloss = (hc+hr) (392-86) hr

= Koefisien transfer panas radiasi ke lingkungan. dibaca dari fig 10.7

(Perry,1984) 2 o

sehingga diperoleh hr pada 392 F = 2,7 Btu/J.ft . F hc = 0,28 (392- 86)0,25 L-0,25 persamaan 10.34 (Perry,1984) untuk vertical surface L = mean beam length = 14,48 ft hc = 0,28 (392- 86)0,25 14,48-0,25 = 0,6003 Btu/Jam.ft2.oF hc = koefisien transfer panas konveksi ke lingkungan

Qloss = (0,6003 + 2,7) (392-86) = 1010,0535 Btu/Jam.ft2 Tebal dinding, (∆X) ∆X =

754,6000 1010,0535

= 0,7471 ft = 0,7471 ft x

12 in = 8,9651 in 1 ft

= 0,7471 ft x

1m = 0,2277 m = 22,77 cm 3,2808 ft

Dipakai tebal dinding Combuster 1/4 m. LC.10

Reaktor Pyrolysis (R-201)


: memanaskan remah jagung (corn stover) pada suhu 480 oC

Fungsi

sehingga terbentuk bio-oil, gas, dan arang. Jenis

: fluidized bed Tank Reaktor

Desain

: silinder tegak dengan alas datar dan tutup tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: High alloy steel SA 285 grade A

Jumlah

: 1 unit.

Temperatur masuk

= 30 oC = 303 K

Temperatur keluar

= 480 oC = 753 K

Tekanan operasi

= 405,3 kPa = 4 atm = 58,784 psia 0

480 C

Reaksi (C10 H12O4yang )10 terjadi: 6,203C3H8O(l)+ 66,976C+ 6,404CO2 + 3,852CO +4,159CH4+ 9,734H2 + 17,136 H2O Laju alir massa = 487,0020 kg/jam %

Densitas Campuran (  campuran) =

= 2,0539 kg/m3 Waktu tinggal () reactor = 2 dtk Faktor keamanan

(Hambali,2007)

= 20 %

Perhitungan a. Volume bahan, Volume bahan (Vl)

= υ0 x  = 487,0020 kg/jam x 0,0006 jam = 0,3022 m3

Faktor kelonggaran

= 20%

Volume tangki, Vt

= V1  1,2 = 0,3022  1,2 = 0,3626 m3

b. Tinggi tangki dengan diameter tangki 

Volume shell tangki (Vs) : Vs = /4  Ds2Hs

Asumsi: Ds : Hs = 2 : 3

Vs = 3/8  Ds3




Volume tutup tangki (Ve) Ve = /6  Ds2He

Asumsi: Ds : He = 4 : 1

Ve = /24  Ds3 

Volume tangki (V) Vt = Vs + Ve Vt = 10/24  Ds3 0,3626 m3 = 10/24  Ds3 Ds = 0,9659 m = 38,0276 in Hs = 1,4488 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 0,9659 m Tinggi head, He = ¼ x Ds = 0,2415 m Jadi total tinggi tangki, Ht = Hs + He = 1,6903 m d. Tebal shell tangki t=

( .

,

)

+ C

dimana : t = tebal shell (in) P = tekanan desain (psi) R= jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = Allowable working stress = 13700 psia

(Peters et.,al,.2004)

C = Corrosion allowance = 0,0125 in/tahun


E = efisiensi sambungan = 0,85


n = umur tangki = 10 tahun Volume bahan (Vl)

= 0,3022 m3

Volume tangki, Vt

= 0,3626 m3

Tinggi larutan dalam tangki =

, ,

1,6903 m = 1,4087 m

Tekanan Hidrosatatik P Hidrosatatik = ρ x g x h = 2,0539 x 9,8 x 1,4087 = 28,3554 kpa = 4,1573 psia Faktor keamanan = 20%


Maka Pdesain = (1 + 0,2) x (P hidrosatatik + P0) = (1 + 0,2) x (4,1573 psia + 58,784 psia) = 75,5296 psia Tebal shell tangki : =

( .

,

t=

)

+

75,5296 x 38,0276 + 10 tahun x 0,0125 2 (13700psia x 0,85 -0,6 x 75,5296)

t = 0,249 Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,249 in Maka tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell & Young,1959)

LC.11 Cooler (E-204) Fungsi

: Mendinginkan gas yang berasal dari Reaktor Pyrolisis (R-201) sebelum masuk ke Cyclone (C) menggunakan air pendingin.

Jenis

: Double pipe heat exchanger.

Desain

: 1(1/4) x 2 in IPS (Sch. 40), 3 hairpain, panjang total (L) 90 ft.

Bahan konstruksi

: Low alloy steel SA 202 (A).

Jumlah

: 1 unit.

Referensi perhitungan dari Kern, 1965. (1). Neraca Panas Panas masuk (H7)

+ Air Pendingin

= Panas keluar (H8)

78.898,8646 kkal/jam + (-53.152,9623 kkal/jam) = 25.745,9023 kkal/jam Maka, Fluida panas (gas): Qfluida panas  H 7 Qfluida panas 78.898,8646 kkal/jam  78.898,8646

kkal 1 Btu x jam 0,25216 kkal

= 312.892,0709 Btu/jam Kecepatan massa masuk (F7)

567,6780 kg/jam


 636,8844

1 lb kg x jam 0,45359 kg

= 1.404,0971 lb/jam o

Temperatur awal (T1) = 480 C = 896 oF Temperatur akhir (T2) = 195 oC = 383 oF Fluida dingin (air pendingin): Qfluida dingin  53.152,9623 kkal/jam  53.152,9623

kkal 1 Btu x jam 0,25216 kkal

= 210.790,6183 Btu/jam Temperatur awal (t1) = 30 oC = 86 oF Temperatur akhir (t2) = 140 oC = 284 oF Tabel LC.1 Temperatur Fluida Panas dan Dingin Cooler (E-204) Fluida panas (oF)

Temperatur fluida

Fluida dingin (oF)

Selisih (oF)

896

Temperatur tinggi

284

612

383

Temperatur rendah

86

297

513

Selisih

198

315

(2). Perhitungan LMTD Aliran Counter Current LMTD 

(T1  t2 )  (T2  t1 ) ln [(T1  t 2 ) /(T2  t1 )]

(Kern, 1965)

dimana : T1 = temperatur fluida panas masuk (oF) T2 = temperatur fluida panas keluar (oF) t1 = temperatur fluida dingin masuk (oF) t2 = temperatur fluida dingin keluar (oF)

 (896 - 284) - (383 - 86)  o LMTD    F  ln (896 - 284)/(383 - 86) 

 435,6846 o F (3). Perhitungan Temperatur Kalorik Asumsi : tc = tav dan Tc = Tav.

Tc 

T1  T2 2




(896  383) o F 2

 639,5 o F tc



t1  t 2 2



(86  284) o F 2

 185 o F

Penempatan Fluida Aliran massa gas lebih besar dibandingkan dengan air pendingin, sehingga: Fluida dingin (air pendingin) dalam pipa (pipe side) Fluida panas (gas) dalam anulus (annulus side) Pipa : fluida panas (gas) (4). Luas Aliran (ap) (Tabel 11,Kern 1965)

D  1,3800 in  1,3800 in x

1 ft 12 in

 0,1150 ft

ap 



 D2 4 3,14 (0,1150 ft) 2 4

 0,0104 ft 2 (5). Kecepatan Massa (Gp) Gp 

w ap

dimana : w = F10 Gp 

1.404,0971 lb/jam 0,0104 ft 2

 135.009,3365 lb/jam.ft 2


(6). Pada t = 185 oF



(Figure 14, Kern 1965)

 0,3300 cp

 0,3300 cp x

2,42 lb/jam.ft 1 cp

 0,7986 lb/jam.ft Re p 



D Gp

 0,1150 ft x 135.009,3365 lb/jam.ft 2 0,7986 lb/jam.ft

= 19.441,6150 (7). L/D  15 ft/0,1150 ft = 130,4348  130 jH


 120

(8). Pada t = 185 oF c  0,1200 Btu/lb.oF


k  0,0132 Btu/jam.ft.oF

(Tabel 5, Kern 1965)

1/ 3

 0,1200 Btu/lb.o F x 0,7986 lb/jam.ft     0,0132 Btu/jam.ft.o F  

c x      k 

1/3

 1,9363

(9).

hi p

1/ 3

k c x   x  D  k 

 jH x

 (120) x

0,0132 Btu/jam.ft.o F x (1,9363) 0,1150 ft

 26,6708 Btu/jam.ft 2 .o F Anulus : fluida panas (gas) (4'). Luas Aliran (aa) D2  ID / 12

 2,0670 / 12  0,1723 ft

(Tabel 11, Kern 1965 )

D1  OD / 12

 1,6600 / 12


2

aa



 0,1383 ft

2

 ( D2  D1 ) 4




3,14 (0,17232  0,13832 ) 4

 0,0083 ft 2 2

De 



2

( D2  D1 ) D1

(0,17232  0,13832 ) 0,1383

 0,0761 ft

(5'). Kecepatan Massa (Ga) Ga 

W aa

dimana : W = F10 Ga 

1.404,0971 lb/jam 0,0083 ft 2

= 169.168,3253 lb/jam ft2 (6'). Pada T = 639,5 oF



 0,0549 cp 

 0,0549 cp x










2,42 lb/jam.ft 1 cp

 0,1329 lb/jam.ft Re e 



De .Ga 

0,0761 ft x 169.168,32 53 lb/jam.ft 2 0,1329 lb/jam.ft

= 96.867,6415 (7'). L/D  15 ft/0,0761ft = 196,9821  197 jH

 210


(8'). Pada T = 639,5 oF c

 1,2853 Btu/lb.oF


k

 0,0676 Btu/jam.ft.oF



1/ 3

c x      k 

1/3

 1,2853 Btu/lb.o F x 0,1329 lb/jam.ft     0,0676 Btu/jam.ft.o F    1,3619 1/ 3

(9').

ho k c x    jH x x  a De  k   (210) x

0,0676 Btu/jam.ft.o F x (1,3619) 0,0761 ft

 253,8926 Btu/jam.ft 2 .o F tw  tc 

ho /a (Tc  tc ) hio /p  ho /a

 185 

253,8926 ( 639,5  185 ) ( 26,6708  253,8926 )

 596,2945 o F

w  0,0151 cp  0,0151 cp x

(Figure 15, Kern 1965) 2,42 lb/jam.ft 1 cp

 0,0365 lb/ft.jam

a

     w

  

0 ,14

 0,1329 lb/ft.jam      0,0365 lb/ft.jam 

0,14

= 1,1983  1

h  ho   o  . a  a 

 253,8926 Btu/jam.ft 2 .o F x 1  253,8926 Btu/jam.ft 2 .o F (10). Koreksi hio terhadap Permukaan

hio h ID  i x p p OD  26,6708 Btu/jam.ft 2 .o F x

0,1723 ft 0,1383 ft


 33,2276 Btu/jam.ft 2 .o F

tw

 596,2945 o F

w  0,0210 cp  0,0210 cp x

(Figure 15, Kern 1965) 2,42 lb/jam.ft 1 cp

 0,0508 lb/ft.jam

p

     w

  

0 ,14

 0,1329 lb/ft.jam      0,0508 lb/ft.jam 

0,14

= 1,1441  1 h hio   io   p

  p  

 33,2276 Btu/jam.ft 2 .o F x 1  33,2276 Btu/jam.ft 2 .o F

(11).Koefisien Keseluruhan Bersih (UC) UC  

(hio x ho ) (hio  ho ) (33,2276 x 253,8926) (33,2276  253,8926)

 29,3823 Btu/jam.ft2.oF

(12).Koefisien Keseluruhan Desain (UD) 1 1   Rd UD UC

Rd

 0,0030 + 0,0020 = 0,0050


1 1   0,0050 UD 29,3823 Btu/jam.ft 2 .o F  0,039 jam.ft2.oF/Btu

UD  1 / 0,039 jam.ft 2 .o F/Btu  25,6186 Btu/jam.ft 2 .o F


(13).Luas Permukaan yang Dibutuhkan (A) Q

 U D .A.Δt

A



Q U D .Δt



312.892,0709 Btu/jam (25,6186 Btu/jam.ft 2 .o F) (454,5 o F)

 26,8723ft 2

Dari Tabel 11 untuk 1(1/4) in IPS, luas permukaan luar per ft panjang = 0,4350 ft2/ft Panjang yang dibutuhkan  Hairpain 

26,8723 ft 2 = 61,7754 ft 0,4350 ft 2 /ft

61,7754 ft = 2,0592 (2 x 15 ft)

Berarti dapat digunakan 2 x 15 ft hairpain dengan panjang total adalah  2 x 2 x 15 ft = 60 ft

(14).Luas Permukaan Baru (A) A

 0,4350 ft 2 /ft x 60 ft  26,1 ft 2

Koefisien desain aktual (UD): UD 

312.892,0709 Btu/jam (26,1 ft 2 ) (454,5 o F)

= 26,3767 Btu/jam.ft2.oF Rd



(U C  U D ) (U C .U D )



(29,3823  26,3767 ) (29,3823 x 26,3767 )

 0,0056 jam.ft2.oF/Btu

Rd  0,0039 Pressure Drop (P) Pipa : fluida dingin (air pendingin)


(1). Untuk Rep = 13.800,015 0 (aliran turbulen) f

 0,0035 

0,264 0 , 42 (Re p )

 0,0035 

0,264 (13.800,0150 0,42 )

 0,0083

s

1




 62,5 x 1  62,5 lb/ft3 2

(2). Fp 



(4 f .GP .L) ( 2 .g . 2 .D ) (4 ) (0,0083) ( 61.238,8846 2 ) (60) (2) (4,18 x 10 8 ) (62,52 ) (0,1150)

= 23,7943 ft

PP  

FP .  144 ( 23,7943 ) (62,5 ) 144

= 0,5339 psi

PP yang diizinkan = 0,5 - 10 psi Anulus : fluida dingin (air pandingin) (1'). De’ untuk Pressure Drop Berbeda dengan Heat Transfer De’  D2  D1

 0,1723 ft  0,1383 ft

 0,0339 ft

'

D .G Rea  e a 



0,0339 ft x 76.733,060 2 lb/jam.ft 0,1329 lb/ft.jam

2

= 19.572,9928 (aliran turbulen) f

 0,0035 

0,264 0 , 42 (Re p )

 0,0035 

0,264 (19.572,9928 0,42 )


= 0,0077 s

 0,9570

(http://www.engineeringtoolbox.com/specific-gravities-gases-d334.html,2005)



 62,5 x 0,9570  59,8125 lb/ft3

2

(2'). Fa 



(4 f .Ga .L) ' (2.g . 2 .De )

(4) (0,0077) (76.733,0602 2 ) ( 60) (2) (4,18 x 10 8 ) (59,81252 ) (0,0339)

= 0,0108 ft (3'). V



Ga 3.600 



76.733,060 2 3.600 x 5 9,8125

= 0,3564 ft/s (4'). F1  3 x

V2 2 g'

 0,3564 2    3 x   2 x 32,2  = 19,6374 ft Pa  

( Fa  F1 )  144

(0,0306  19,6374) 59,8125 144

= 11,1693 psi Pa yang diizinkan = 10 psi ( Pa hitung > Pa yang diizinkan)


LC.12 Cyclone (CY-205) Fungsi

: Memisahkan karbon aktif yang masih ada pada gas yang berasal dari Reaktor Pyrolysis

Jenis

: Duclone collector A-A.

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA 515 (70).

Jumlah

: 1 unit.

Menentukan Dimensi Cyclone (CY-205)

9  Bc 2 π N e vc (  s   )

Dpc =

(Perry , 1997)

dimana: Dpc : ukuran diameter partikel yang bisa lolos dari ayakan (ft) Dp

: ukuran diameter partikel yang tidak diizinkan lolos (ft)

Bc

: lebar inlet dust (ft)

Ne

: efektivitas dari Cyclone

vc

: kecepatan gas masuk Cyclone (ft/s)



: viskositas gas (lb/ft.s)

s

: densitas material abu (lb/ft3)



: densitas gas (lb/ft3)

c

: diameter Cyclone (ft)

Dari Perry and Green (1997) data yang dibutuhkan: Ne

= 2

Dp

= 0,0003 ft

vc

= 50 ft/s

cyclone = 0,99 Dp/Dpc = 5 Dpc

= Dp/5 =

0,0003 ft 5

= 0,00006 ft


Material Cyclone yang masuk: Gas

= 6,9532 kg/jam

Karbon aktif (C) = 237,6360 kg/jam Data densitas: = 0,0015 gr/cm3 x

Gas

62,43 lb / ft 3 1 gr / cm 3

= 0,0941 lb/ft3

carbon aktif = 2,2670 g/cm3 x

62,43 lb / ft 3 1 gr / cm 3

= 141,5288 lb/ft3 (http://www.springerlink.com/index/ T7G47714-description.html, 2002)

Gas pada 195 oC = 0,0149 cp x 0,0007 (lb/ft.s)/cp = 0,00001 lb/ft.s Dpc

=

0,00006 =

(Kern, 1965)

9  Bc 2 π N e vc (  s   )

9 (0,00001) Bc 2 (3,14) (2) (50) (141,5288  0,0941)

Bc

= 1,8837 ft = 0,5742 m

Dc

= 4 Bc = 4 x 1,8837 ft = 7,5349 ft = 2,2967 m

Sehingga dari perhitungan di atas, maka dapat diketahui data desain Cyclone lainnya, yaitu: De

= 0,500Dc = 0,500 x 7,5349 ft =

3,7675 ft = 1,1483 m

Hc

= 0,500Dc = 0,500 x 7,5349 ft =

3,7675 ft = 1,1483 m

Lc

= 2,000Dc = 2,000 x 7,5349 ft = 15,0699 ft = 4,5934 m

Sc

= 0,125Dc = 0,125 x 7,5349 ft =

Zc

= 2,000Dc = 2,000 x 7,5349 ft = 15,0699 ft = 4,5934 m

Jc

= 0,250Dc = 0,250 x 7,5349 ft =

0,9419 ft = 0,2871 m

1,8837 ft = 0,5742 m

Menghitung Pressure Drop pada Cyclone Pi = 0,013 .  . vc2



dimana: Pi = pressure drop (in H2O)



= densitas gas (lb/ft3)

vc

= kecepatan gas (ft/s)

Kecepatan gas masuk Cyclone = 20 s/d 70 ft/s


Desain umumnya menggunakan kecepatan (vc) = 50 ft/s Pi = 0,013 x 0,0941 lb/ft3 x (50 ft/s)2 = 3,0577 lb/ft.s2 = 3,0577 in H2O x 0,0361 psi/in H2O = 0,1104 psi

LC. 13 Tangki Penampung Arang (TK-206) Fungsi

: Tempat menampung arang hasil pemisahan dari cyclone

Jenis

: Tangki berbentuk silinder, alas berbentuk kronis dan tutup berbentuk datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-333

Jumlah

: 1 unit.

Laju alir massa, F

= 237,6360 kg/jam

Densitas arang, 

= 2,2670 gr/cm3 = 2.267 kg/m3

Lama penampungan

= 7 hari

Kebutuhan arang (m)

= 237,6360

(Roberts, 1992)

24 jam kg x7 harix jam 1 hari

= 7.542,78 kg Volume arang (VA)

=

m 

=

7.542,78 kg 2.267 kg / m 3

= 3,3272 m3 Faktor kelonggaran, fk

= 20 %, maka

Volume Tangki (V)

= (1 + fk) x VA = (1 + 0,2) x 3,3272 m3 = 3,9926 m3


Tangki dirancang berbentuk silinder tegak, perbandingan tinggi silinder dengan diameter silinder 3 : 4 Volume silinder, V1

=

 4 xD 2 xhi ; hi = D 4 3

=

 2 4 D x D 4 3

(Hesse,1959)

= 1,0467 D3 x ( D2 + D x m + m2 ) * h2

Volume konis, V2

=

Tinggi konis, h2

= tg  x (D-m) m =

(Hesse,1959) (Hesse,1959)

D, maka : (

h2 = ,

=

(

)

)

= 0,2175 D Sehingga : V2

x D2 + D 1 4D +  1 4D2 0,2175 D

=

= 0,1255 D3 Volume tangki 3

= V1 + V2

3,9926 m

= 1,0467 D3 + 0,1255 D3

3,9926 m3

= 1,1722 D3

3,9926 m 3 1,1722

D

=

D

= 1,5046 m

D

= 1,5046 m x

3

1 in 0,0254 m

= 59,2362 in r  h1

1 1 D  x 59,2362 in  29,6181 in 2 2 =

xD


=

x 59,2362 in

= 78,9816 in x

0,0254 m 1 in

= 2,0061 m h2

= 0,22 x D = 0,22 x 59,2362 in = 13,0320 in x

0,0254 m 1 in

= 0,3310 m

Tinggi tutup dished head Asumsi dished head adalah Stainless Steel, E=1 Crown radius, Rc

= D – 6 in = 59,2362 in – 6 in = 53,2362 in

Tinggi tutup, h3

= Rc 



= 53,2362 in 

= 7,6844 in x

2

   4 

Rc 2   D

53,2362

 59,2362 in 2 2 in    4 

   

0,0254 m 1 in

= 0,1952 m Tinggi tangki total, H = h1 + h2 + h3 = 78,9816 in + 13,0320 in + 7,6844 in = 99,698 in x

0,0254 m 1 in

= 2,5323 m Tekanan disain, PD

=  x ( H-1 )

(Brownell,1969)

= 2.267 kg/m3 x (2,5323 – 1 ) m = 3,4737 kg/m2 x

0,0014223 psi 1 kg/m 2


= 4,9407 psi Tekanan total disain, Pt

= PD + 14,7 psi = 4,9407 psi + 14,7 psi = 19,6407 psi

Tebal plat minimum, t t 

Pt x 0,2 D  Cn 2 FE  0,6 Pt

(Brownell,1969)

Dimana : Pt

= Tekanan total disain

= 19,6407 psi

D

= Diameter tangki

= 59,2362 in

E

= Efisiensi sambungan

= 85 %

(Hesse,1969)

F

= allowable stress

= 11.700 psi

(Brownell,1969)

C

= faktor korosi

= 0,06 in

(Brownell,1969)

N

= umur alat

= 20 tahun

Jadi, tt =

19,6407 psix 0,2 x59,2362 in  0,06 inx20 tahun 2 x11.700 psix0,85  0,6 x19,6407 psi 

= 1,2117 in x

0,0254 m 1 in

= 0,0308 m Spesifikasi tangki :  Diameter tangki = 1,5046 m  Tinggi tangki

= 2,5323 m

 Tebal tangki

= 0,0308 m

 Tinggi tutup

= 0,1952 m

 Tinggi konis

= 0,3310 m

 Bahan konstruksi = Carbon steel SA-333  Faktor korosi

= 0,06 in/tahun


LC.14 Condensor (E-207) Fungsi

: menurunkan temperatur serta merubah fasa uap sebagian produk reaktor menjadi fasa cair

Fluida Panas

: Produk reaktor (Shell)

W1

= 441,4507 Kg/jam

= 973,2373 lb/jam

T1

= 195 °C

= 383 °F

T2

= 30 °C

= 86 °F

Fluida Dingin

: Air (Tube)

W1

= 762,4406 kg/jam

= 1.680,9026 lb/jam

t1

= 29,9 °C

= 85,82 °F

t2

= 90 °C

= 194 °F

Perhitungan design sesuai dengan literatur pada Kern 1. Beban Panas Condenser Q = 22.850,2751 Kkal/jam = 90.618,1595 Btu/jam 2. LTMD Fluida Panas

Fluida Dingin

383 °F

Suhu tinggi

194 °F

86 °F

Suhu rendah

85,82 °F

297 °F

ΔT Selisih Δt

108,18 °F

LMTD (Δt)=

=

Selisih Δt2 : Δt1 :

189 °F

0,18 °F 188,82 °F

t 2 - t 1 ln (t 2 / t 1  189 F- 0,18 F ln (189 F/ 0,18F

= 27,1428 °F


3.

Tv

= T avg = 0,5 (T2 + T1) = 0,5 (383 °F + 86 °F) = 234,5 °F

ta

= t avg

= 0,5 (t2 + t1) = 0,5 (194 °F + 85,82 °F) = 139,91 °F

a. Trial UD (5 s/d 75)

(Tabel 8, Kern)

Asumsi UD = 15,0000 Btu/jam.ft².°F A = =

Q U D . t

(Kern,1965)

90.618,1595 Btu/jam 15,0000 Btu/jam.ft².F x. 27,1428 F

= 222,5714 ft² Karena A > 200 ft2, maka digunakan 1-2 Shell & Tube

(Brownell,1989)

Heat Exchanger dengan ukuran : Tube side Panjang ( L )

= 14,0000 ft

OD

= 0,7500 in

BWG

= 0,0625 ft = 18,0000

ID

= 0,6520 in

= 0,0543 ft

a't

= 0,3340 in

= 0,0023 ft²

a"

= 0,1963 ft

Pass, n

= 2

Jumlah tube (Nt)

=

A L x a"

(Tabel 10.Kern)

(Kern,1965)

dimana, Nt =

222,5714 ft² 14,0000 ft x 0,1963 ft²

= 80,9881 tube Dari tabel 9 Kern, didapat Nt yang mendekati adalah Nt = 81 tube -

Koreksi UD A

= Nt x L x a''

(Kern,1965)


= 81x 14,0000 ft x 0,1963 ft = 222,6042 ft² UD

=

Q A . t

=

90.618,159 5 Btu/jam 222,6042 ft² x 27,1428 F

(Kern,1965)

= 14,9977 Btu/jam.ft².°F (koreksi memenuhi) karena nilai Ud perhitungan mendekati dengan nilai Ud asumsi, maka data untuk shell : Shell side ID

= 13,25 in

Pitch

= 1 in

De

= 0,5500 in

Baffle Space (B)

= 28,0000 in

Pass, n

= 1

(Tabel 9. Kern)

= 0,0458 ft

Aliran Fluida Dingin : Air Pendingin (Tube side) Luas area laluan (a't)

= 0,3340 in²

Total luas area laluan, at

=

Nt x a' t 144 x n

(Kern,1965)

dimana, Nt

= 81 tube

a't

= 0,3340 in²

n

= 2

at

=

81 x 0,3340 in² 144 x 2

= 0,0078 ft² Laju alir, Gt =

W at

(Kern,1965)

dimana, W

= 1.680,9026 lb/jam

at

= 0,0078 ft²

Gt

=

1.680,9026 lb/jam 0,0078 ft²

= 215.500,3333 lb/ft².jam


Densitas, ρ

= 62,5000 lb/ft³

Velocity, V

=

Gt 3600 x 

=

215.500,3333 lb/ft².jam 3600det/jam x 62,5000 lb/ft³

(Kern,1965)

= 0,9578 ft/det Bilangan Reynold, Ret Pada ta

= 139,91 °F

μ

= 0,7200000 cp x 2,42 = 1,7424000 lb/ft.jam

NRet

=

IDtube x Gt 

=

0,0543 ft x 215.500,33 33 lb/ft².jam 1,7424000 lb/ft.jam

(Kern,1965)

= 6.715,8334 Koreksi viskositas diabaikan karena tidak signifikan, maka didapat hi dari gambar 25. kern hi = 1.600 Btu/jam.ft².° hio

= hi

(gambar 25. kern)

ID OD

(Kern,1965)

= 1.600 Btu/jam.ft².F

0,0543 ft 0,0625 ft

= 1.390,9333 Btu/jam.ft².°F Aliran Fluida Dingin : (Shell side) ID shell

= 13,25 in

Suhu rata-rata

= 234,5 °F

Baffle spacing (B)

= 28,0000 in

Pitch, Pt

= 0,9375 in triangular

OD Tube

= 0,7500 in

Clerance (C')

= pitch – OD = 0,1875 in

Luas area laluan (as) =

IDshell x C' x B 144 x Pt

= 0,0625 ft

= 0,0156 ft (Kern,1965)


=

13,25 in x 0,1875 in x 28,0000 in 144 x 0,9375 in

= 0,5153 ft² Laju alir, Gs

=

W aS

(Kern,1965)

dimana, W

= 1.680,9026 lb/jam

as

= 0,5153 ft²

Gs

=

1.680,9026 lb/jam 0,5153 ft²

= 3.263,8885 lb/ft².jam Gs"

W

=

L. N t

=

2

(Kern,1965) 3

1.680,9026 lb/jam 14 ft x (81)

2

3

= 6,4134 lb/ft².jam Asumsi h

= ho = 200 Btu/jam.ft².°F

tw

= ta 

ho (Tv  t a ) hio  ho

= 139,91 F 

(Kern,1965)

200 (234,5 139,91) 1.390,9333  200

= 151,8011 °F tf

=

tv  t w 2

(Kern,1965)

= 234,5  F  151,8011 F 2 = 193,1506 °F kf

= 0,1140 Btu/jam.ft² (ºF/ft)

(Tabel 4. kern)

sf

= 1,29

(Tabel 6. kern)

μf

= 0,28

(gambar 14. kern)

dari gambar 12.9 kern, 1965 maka didapat h = ho = 800 Btu/jam.ft².°F Clean overall coefficient


UC

=

(hio x ho) (hio  ho)

(Eq. 6.38 Kern)

dimana, hio

= 1.390,9333 Btu/jam.ft².°F

ho

= 800 Btu/jam.ft².°F

UC

=

(1.390,9333 Btu/jam.ft².F x 800 Btu/jam.ft².F) (1.390,9333 Btu/jam.ft².F  800 Btu/jam.ft².F)

= 507,8870 Btu/jam.ft².°F Dirt Factor, Rd Rd

=

(U C - U D ) (U C x U D )

(Kern,1965)

dimana, UC

= 507,8870 Btu/jam.ft².°F

UD

= 14,9977 Btu/jam.ft².°F

Rd

=

(507,8870 Btu/jam.ft².F - 14,9977 Btu/jam.ft².F) (507,8870 Btu/jam.ft².F x 14,9977 Btu/jam.ft².F)

= 0,0647 Rd  0,0050

PRESSURE DROP Tube side Untuk NRet

= 6.715,8334

Faktor gesekan, f

= 0,00018 ft²/in² S

=1

IDtube

= 0,6520 in

(gambar.26 Kern)

= 0,0543 ft 2

f.G t .L.n = 5.22 x 10 10 x D e .S.  s

Δ Pt

(Kern,1965)

dimana, f

= 0,00018 ft²/in²

Gt

= 215.500,3333 lb/ft².jam

L

= 14,0000 ft

n

= 2


ΔPt

=

De

= 0,0458 ft

S

=1

Ф

=1

0,00018ft²/in² x (215.500,3333 lb/ft².jam) 2 x 14,0000ft x 2 5.22 x 1010 x 0,0458ft x1 x 1

= 0,9790 psi V2/ 2g = 0,2 Δ Pr

(gambar.27 Kern)

=(

4n V 2 )( ) s 2g

=(

4x2 ) x 0, 2 1

= 1,6 psi Δ PT

= Δ Pt + Δ Pr

(Kern,1965)

= 0,9790 psi + 1,6 psi = 2,579 psi Δ P Allowable

= 2 - 10 psi

Shell side Pada Tv

= 234,5 °F

μVapor

= 0,7000000 cp x 2,42 = 1,6940 lb/jam.ft

Des

= 0,5500 in = 0,0458 ft

Untuk NRe = =

De x G s 

(Kern,1965)

0,0458 ft x 3.263,8885 lb/ft².jam 1,6940 lb/ft.jam

= 88,2444 Faktor friksi, f Densitas gas s

= 0,0035

(gambar.29 Kern) 3

= 1,5070 lb/ft =

1,5070 lb/ft³ 62,5000 lb/ft³

= 0,0241 Number of cross, (N+1)


N+1 =

12 x L B

(Kern,1965)

dimana, L

= 14,0000 ft

B

= 28,0000 in

N+1 =

12 x14,0000 ft 28,0000 in

= 6,0000 in/pases ID shell

= 13,25 in

= 6,0000 bundel = 1,1042 ft

2

Δ Ps

f.G s .D i . (N  1) 5.22 x 1010 x D e .S. s

=

(Brownell,1989)

dimana, f

= 0,0035 ft²/in²

Gs

= 3.263,8885 lb/ft².jam

Di

= 1,1042 ft

N+1

= 6,0

De

= 0,0458 ft

S

= 0,0241

Ф

=1

0,0035 ft²/in² x (3.263,8885 lb/ft².jam) 2 x 1,1042 ft x 6 5.22 x 1010 x 0,0458 ft x 0,0241 x 1

=

= 0,4287 psi Δ P Allowable

= 0,4 - 2 psi

LC.15 Storage Tank (TK-302) Fungsi

: Tangki penampung produk bio-oil.

Bentuk

: Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup datar.

Bahan

: High alloy steel SA 240 (304).

Jumlah

: 2 unit

Kondisi operasi

:

Temperatur (T)

= 30 oC

Tekanan (P)

= 1 atm


Laju alir massa,F

= 242,4242 kg/jam

Densitas arang, ρ

= 1,2 kg/L = 1,2

(Anonim,2012)

kg 1L x L 0,001 m 3

= 1.200 kg/m3 Lama penampungan = 15 hari Massa bio-oil (m)

= 242,4242

24 jam kg x15 harix jam 1 hari

= 87.276,816 kg Direncanakan Storage Tank dibuat 2 unit maka volume bio-oil adalah, Volume bio-oil (V1) = =

m  x2 87.276,816 kg 1.200 kg / m 3 x 2

= 36,3653 m3 Faktor kelonggaran (fk)

= 20 %

Volume tangki (Vt)

= (1 + fk) Vl


= (1 + 0,2) 36,3653 m3 = 43,6384 m3 Diameter Tangki (Dt) dan Tinggi Tangki (Ht) Tangki didesain berupa silinder tegak, dengan tutup dan alas berbentuk segmen datar (flat flanged), dengan: Knuckle Radius (KR)

= Dt/1000

Straight Flange (SF)

= KR

Volume silinder (Vs)

1     D t2  H s 4  

dengan, Hs : Dt = 43,6384 m3 =

3 : 2, sehingga:

1  23 (3,14) Dt  Dt  4 2 

43,6384 m3 = 1,1775 Dt3 Dt

= 3,3340 m = 131,2598 in

R

= 1,667 m

= 65,6299 in


KR

= 0,0033 m = 0,1313 in

SF

= 0,0033 m = 0,1313 in

Tinggi silinder (Hs)

= 5,001 m = 196,8898 in

Tinggi tangki (Ht)

 H s  2 KR  2 SF  (5,001  2 x 0,0033  2 x 0,0033 ) m

= 5,0142 m = 197,4094 in Tinggi cairan dalam silinder (Hls)



4 .Vl  Dt2



4 (36,3653 m 3 ) (3,14) (3,3340 m ) 2

= 4,1676 m = 164,0797 in Tinggi cairan dalam tangki (Hl)

 H ls - KR - SF  ( 4,1676 - 0,0033 - 0,0033 ) m

= 4,161 m = 163,8189 in Tebal Silinder (ts) Tekanan awal (Po)

= 1atm = 14,696 psi

Phidrostatis

= ρ g Hl = 1.200 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 4,161 m = 48.933,36 N/m2 = 33,2971 psi

Poperasi

= Po + Phidrostatis = 14,696 psi + 33,2971 psi = 47,9931 psi

Tekanan operasi maksimum dinaikkan sebesar 10%, maka: Poperasi

= 47,9931 psi + 4,7993 psi = 52,7924 psi

Material Storage Tank

:

Carbon steel, SA-285, Gr.C, dengan :


Stress yang diizinkan (S)

= 13.750 psi (60 oC)

Efisiensi sambungan (E)

= 0,85

Faktor korosi (C)

= 0,003 in/tahun

Umur alat (A)

= 18 tahun

maka: ts

=

PR CA S E  0 ,6 P

=

(52,7924 psi) (65,6299 in)  (0,003 in/tahun) (18 tahun) (13.750 psi) (0,85)  0,6(52,7924 psi)


= 0,3513 in Tebal Head (th) Bentuk head = flat flanged dished head th

0,3 P CA S

=

D

=

(131,2598 in)


0,3 (52,7924 psi)  (0,003 in/tahun) (18 tahun) 13.750 psi

= 4,5088 in

LC.16 Blower (BL) Fungsi

: Mengalirkan campuran gas recycle dari KOD menuju combuster

Jenis

: Blower sentrifugal.

Bahan konstruksi


Jumlah

: 2 unit.

Laju alir massa masuk Blower (G)

= F13 = 242,4242 kg/jam x 2,2046 lb/kg = 534,4735 lb/jam

Tabel LC.3 Blower (BL)


Komponen

Laju massa

% berat

ρ (kg/m3)

(kg/jam) CO2

156,6147

64,6005 %

1,980

CO

62,8219

25,9128 %

1,250

CH4

35,9806

14,8413 %

0,717

H2

1,4964

0,6172 %

0,08988

Densitas gas, (m)

= (64,6005% x 1,980) + (25,9128% x 1,250) + (14,8413% x 0,717) + (0,6172% x 0,08988) = 1,7100 kg/m3 x

1 gr / cm 3 62,43 lb / ft 3 x 1000 kg / m 3 1 gr / cm 3

= 0,1067 lb/ft3 Laju alir volumetrik gas (V)

=

G ρm

=

534,4735 lb/jam 0,1067 lb/ft 3

=

5.009,1237 ft 3 /jam 60 menit/jam

= 83,4854 ft3/menit

Daya Blower-02 (P) dapat dihitung dengan persamaan: P

144 x  x V 33.000

=

Efisiensi Blower () berkisar antara 48 % s/d 80 %

(Perry and Green, 1997) (Perry and Green, 1997)

Diambil, = 70% P

144 x 0,7 x 83,4854 33.000

=

= 0,2550 HP =

0,3 HP

LC.17 Tangki Bahan Bakar (TK-301)


Fungsi

: Menyimpan gas recycle sebelum dibakar di Combuster

Desain

: Berupa bejana (tangki) horizontal dengan tutup dan alas berbentuk segmen elips (ellipsoidal dished head).

Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit.

Menentukan Volume tangki bahan bakar (TK-301) Laju alir massa, F8

= 6,9532 kg/jam

Lama penampungan

= 1 jam

Kapasitas tangki (W)

= 6,9532

kg x1 jam jam

= 6,9532 kg V

=

nRT P

dimana: V

= volume gas (m3)

n

= molar gas (kmol)

R

= tetapan gas ideal = 0,0821 m3.atm/kgmol.K

T

= temperatur (K)

P

= tekanan (atm)

n

=

W BM

=

5,3927 kg 44,0147 kg/kmol

= 0,1225 kmol T

= 32 oC

= 305 K

P

= 1 atm

= 14,6960 psi

V

=

(0,1225 kmol) (0,0821 m 3 .atm/kgmol.K) (305 K) 1 atm

= 89,1 m3

Menentukan Dimensi Tangki Bahan Bakar (TK-301)


Volume tutup dan alas =

2 π D 3i 24


Diambil: L/Di

= 5/4

h/Di

= 1/4

Volume tangki

= volume tutup dan alas + volume silinder =

 π D 3i 2   24

89,1 m3

=

 2 x 3,14   3,14 x (5/4)  3    Di 4  24   

89,1 m3

= 1,2429 Di3 Di

  π D i2      L 4   

= 4,1541 m

Diameter tangki (Di) = 4,1541 m x 39,37 in/m = 163,5469 in h = =

D i 4

4,1541 m 4

= 1,0385 m Panjang tangki (H)

= L+2h = (1,25 x 4,1541 m) + 2 (1,0385 m) = 7,2696 m

Material Tangki Bahan Bakar (T-02) : Carbon Steel SA 285 (A), dengan: Stress yang diizinkan (S) = 11200 psi (32 oC) Efisiensi sambungan (E) = 0,9 Faktor korosi (C)

= 0,006 in/tahun

Umur alat (A)

= 18 tahun


Tebal Silinder (ts) Tebal silinder (ts) =

PR  CA S E  0,6 P


Tekanan operasi maksimum dinaikkan sebesar 10 %, maka: P

= 14,6960 psi + 1,4696 psi = 16,1656 psi


ts

=

(16,1656 psi) (163,5469 in/2)  (0,006 in/tahun) (18 tahun) (11200 psi) (0,9) - 0,6 (16,1656 psi)

= 0,1421 in Tebal Head (th) Bentuk head = ellipsoidal dished head th

=

PD  CA 2 S E  0,2 P

=

(16,1656 psi) (163,5469 in/2)  (0,006 in/tahun) (18 tahun) 2 (11200 psi) (0,9) - 0,2 (16,1656 psi)


= 0,1736 in

LC.18 Knock-out Drum (KO-208) Fungsi

: memisahkan gas dari cairan bio-oil

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-285 grade B

Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Temperatur

= 60°C

Tekanan

= 1 atm

Laju alir gas, Fgas

= 6,9532 kg/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 242,4242 kg/jam Laju alir gas, Ngas

= 7,476 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 1,4952 kmol/jam

Tabel LC.4 Komposisi Gas pada Knock-out Drum (KO-208) Komponen CO2 CO CH4 H2

H2O Total

BM

Laju Alir (kmol/jam)

% mol

BM x % mol

44,0147 28,0105 16,0427 2,0016 18,0016

0,3330 0,4143 1,3994 3,2460 1,5491 7,476

0,4 1,3 7,1 56,4 1,7

44,010 28,010 16,040 2,016 18,016


ρgas =

P BM av (1 atm) (7,476 kg/kmol)  RT (0,082 m 3 atm/kmol K)(333,15 K) = 0,2737 kg/m3 = 0,0171 lbm/ft3

Tabel LC.5 Komposisi cairan pada Knock-out Drum (KO-208) Komponen Bio-oil Total

 cairan

BM

Laju Alir (kmol/jam)

162,1426

% mol

1,4952 1,4952

0.96 1

BM x % mol

155.6569 155.6569

= 996,24 kg/m 3 = 62,1931 lbm/ft 3

Volume gas, Vgas

=

BM av N 7,476 kg/kmol)(17.9316 kmol/jam)  ρ 0,2737 kg/m 3

= 489,7941 m3/jam = 4,8047 ft3/detik Volume cairan, Vcairan =

F 4.293,0578 kg/jam  ρ 996,24 kg/m 3

= 4,3093 m3/jam = 0,0423 ft3/detik Kecepatan linear yang diinjinkan :

u  0.14

= 0.14

 1  gas

(Walas,1988)

62,1931 1  8,4419 ft/detik 0,0171

Dsain pipa horizontal u yang diijinkan 25% dari aliran

= 1,25 x 8,4419 = 10,5524 ft/detik

Diameter tangki : D=

V gas ( / 4)u



4,8047 ( / 4)(10,5524 )

Waktu tinggal = 3 menit Tinggi cairan, Lcairan =

(Walas,1988)

= 180 s

Vcairaan 0,0423 ft 3 / s  300s  ( / 4) D 2 ( / 4)(D) 2

(Walas,1988)


Dengan trial untuk harga  maka diperoleh: Φ

H

D

L

L/D

0.2

0,75

1.9738

3.1032

1.5722

0.3

0,66

1.6116

5.3198

3.3009

0.4

0,58

1.3957

8.2752

5.9291

L  3,3009 D

Karena L/D> 5 maka spesifikasi tangki horizontal dapat diterima sehingga tidak dipilih tangki dengan panjang L=4,5784 ft

= 1,3955 m(Walas, 1988)

h = 0,66D

= 0,3242 m

=0,66 x 1,6116

=1,0637 ft

Perhitungan tebal shell tangki : PHidrostatik

=xgxl = 785 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,3242 m

P0

= Tekanan operasi

Faktor kelonggaran

= 202,650 kPa = 2 atm

= 20%

Pdesign = (1,2) (101,325+3,1419) Joint efficiency (E)

= 3,1419 kPa

= 246,9502 kPa

= 0,8

(Brownel & Young,1959)

Allowable stress (S) = 11200 psia = 165648,358 KPa (Brownel & Young,1959) a. Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (246,9502 kPa) (4,4097 m)  2(11200 )(0,8)  1,2(246,9502 kPa)  0,0069 m  0,2710 in

t

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,2710 in + 0,125 in = 0,3960 in Tebal shell standar yang digunakan =

½

in

(Brownel & Young,1959)

b. Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 0,4912 m

Ratio axis

= Lh:D

= 1: 4


 Lh  1 =   D     0,4912 = 0,1228 m  D  4

Lh

L (panjang tangki) = Ls + 2Lh Ls (panjang shell)

= 1,6215 m – 2(0,1228 m) = 1,3759 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup ½ in.

LC.19 Pompa Knock-out Drum Fungsi

=

Memompakan produk (Bio-oil) menuju Storage Tank (ST).

Kapasitas (M) =

242,4242 kg/jam = 14,9253 lb/detik

ρcampuran

979,134 kg/m3 = 61,127 lb/ft3

=

Laju alir (Qf)

=

M 14,9253 lb/detik =  61,127 lb/ft 3 = 0,2 ft3/detik

Diameter pipa optimum (Diopt) : Diopt

= 3,9 . Qf0,45 . ρ0,13………….…. (Timmerhaus, 2004)

Dimana : ρ camp Diopt

= 979,134

3 kg = 61,127 lb/ ft 3 m

= 3,9 x (0,2)0,45 x (61,127)0,13

= 1,07 in Dari App. 5, Perry, 1997 dipilih : Nominal size pipa

= 1,5 in

Schedule

= 40 in

Inside diameter (D) = 4,026 in

= 0,3355 ft

Outside diameter

= 0,375 ft

= 4,50 in 2

Luas permukaan (A) = 12,7 m

= 0,0882 ft

1. Kecepatan aliran dalam pipa (V) 3

Qf

0, 2 ft dtk V=  A 0,0882 ft

= 3,11

ft dtk

2. Perhitungan bilangan reynold (NRe) : NRe =

 .V .D ; dimana  camp = 8,72.10-4 1b/ft dtk 


=

61,127 x 3,11 x 0,3355 8,72.10  4

= 73246,94 (turbulen) Direncanakan

- panjang pipa lurus (L)

= 10 meter

- tinggi pemompaan

= 32,0 ft

- 3 elbow 900 -

Le  …………….. (Peter Tabel 1 hal 484 ) D

Le = 32 x 3 x 0,3355 = 32,2 ft - 1 Gate value open : Le  7............. ……(Peter Tabel 1, hal 484) D

Le = 7 x 1 x 0,3355 = 2,34 ft L = 32,2 ft + 2,34 ft = 34,54 ft - Dipilih pipa komersial steel

  0,00015

(Peter, 2003 )

  0 ,00015 0 ,3355  4, 47.10 4 Maka dari Fig 14-1 Peter, halaman 482 diperoleh : F = 0,0055 3. Friksi yang terjadi : (F) 1. Friksi sepanjang pipa lurus : 2.F .V 2 .L 2 x 0,0055 x 3,112 x 34,54  gc.D 32,2 x 0,3355

FL =

= 0,34 lbf ft/1bm 2. Friksi karena sambungan FLe =

2.F .V 2 .Le 2 x 0,0055 x 3,112 x 32,2  gc.D 32,2 x 0,3355

= 0,31 1bfft 1bm 3. Friksi karena kontraksi dengan K=0,5 Fc =



K .V 2 0,5 x 3,112 = 0,075  2.gc 2 x 32,2

lbfft lbm

F = FL + FLe + FC


= 0,34 + 0,31 + 0,075 = 0,72

1bfft 1bm

4. Penentuan kerja pompa (W) Berdasarkan Persamaan Bernaully :

W

 g V2  .   F  gc 2 .gc

(Geankoplis, 1997)

Dimana :

  maka

 0 

ΔV = 3,11 ft/detik ΔZ diperkirakan 16,4 ft Maka : Ws

=16,4 +

3,112  0,72 2 x 32,2

= 17,27 ft.1br 1bm Efisiensi pompa, = 70 % W Wp = η 17,27 = 0,7 = 24,6 ft.lbf/lbm. 5. Penentuan daya pompa (p) P

(Geankoplis, 2003)

=

Ws x  x Qf (550ft.lbf/s.hp)

=

17,27 ft.lbf/lbm x 61,127 lb/ft 3 x 0,2 ft 3 /dtk (550ft.lbf/s.hp)

= 0,3 Hp (Digunakan daya 1/2 Hp)


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS 1. Screening (SC) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

- Densitas air ()

= 996,24 kg/m3

- Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997)

= 3.304,1209 kg/jam 3.304,1209 kg / jam  1 jam / 3600s = = 0,0009 m3/s 3 996,24 kg / m

Laju alir volume (Q)

Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30° Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5  50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat.


Q2

Head loss (h) =

2

2 g Cd A 2

2



(0,0035) 2 s 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04) 2

= 2,8269.10-8 m dari air = 0,00002830 mm dari air

2. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: Grift Chamber Sedimentation

Aliran

: Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan kontruksi

: beton kedap air

Kondisi operasi

: temperatur 30C dan tekanan 1 atm

Bentuk

: bak dengan dua daerah persegi panjang

Data : Kondisi penyimpanan Laju massa air

: temperatur = 30 oC tekanan = 1 atm : F = 3.304,1209 kg/jam = 2,0234 lbm/s

996,24 kg/m3 = 62,195 lbm/ft3 F 2,0234 lbm/s Laju air volumetrik, Q    0,0325 ft 3 /s ρ 62,195 lbm/ft 3 = 0,0009 m3/s = 1,9520 ft3/min Densitas air

:

Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

 0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 10 ft Lebar tangki 2 ft Kecepatan aliran v 

Q 1,9520 ft 3 /min   0,0976 ft/min At 10 ft x 2 ft


Desain panjang ideal bak :

 h L = K  0

  v 

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft. Maka :

L = 1,5 (10/1,57) . 0,0976 = 0,9325 ft = 10 ft

Diambil panjang bak = 1 ft = 0,3048 m Uji desain : Waktu retensi (t) : t 

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik (10 x 2 x 1) ft 3 = 10,2459 menit 1,9520 ft 3 / min Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991). 

Surface loading :

Q laju alir volumetrik  A luas permukaan masukan air

1,9520 ft3/min (7,481 gal/ft3) = 2 ft x 1 ft 2 = 7,3014 gpm/ft

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991). Headloss (h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : h = K v2 2g = 0,12 [0,9529 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2 2 (9,8 m/s2) = 0,0000002963 m dari air. 3. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C


Jumlah

: 1

Data: Kondisi pelarutan: Temperatur = 30C Tekanan

= 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan

= 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30  ( berat) Laju massa Al2(SO4)3

= 0,1652 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30  = 1363 kg/m3 = 85,0889 lb m/ft3 Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,1652 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3  1363 kg/m 3

= 0,2909 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  0,2909 m3 = 0,3491 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  0,3491 m 3  πD 2  D  4 2  3 0,3491 m 3  πD 3 8 V

Maka:

D = 0,6668 m ; H = 1,0002 m

Tinggi cairan dalam tangki =

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

( 0,2909)(1,0002) (0,3491)

= 0,8335 m = 2,7345 ft

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,8335 m


= 11.133,1783 Pa = 11,1332 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 11,1332 kPa + 101,3250 kPa = 112,4582 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (112,4582 kPa) = 118,0811 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (118,0811 kPa)( 0,6668 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(118,0811 kPa)  0,0006 m  0,0222 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0222 in + 1/8 in = 0,1472 in

Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3

; Da = 1/3 x 0,6668 m = 0,2223 m

E/Da = 1

; E = 0,2223 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2223 m = 0,0556 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,2223 m = 0,0445 m

J/Dt

; J = 1/12 x 0,6668 m = 0,0556 m

= 1/12

dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin


J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30  = 6,7210-4 lb m/ftdetik

( Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

N Re

ρ N D a 2  μ

(Geankoplis, 1997)

2  85,088910,2223 x3,2808 

6,72  10  4

 67.327,9011

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

K T .n 3 .D a ρ P gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 .(0,2223 3,2808 ft) 5 (85,0889 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1Hp  3,4351 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  0,0062 Hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0062 = 0,0078 hp 0,8

Maka, digunakan motor dengan daya 0,1 hp

4. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na 2CO3) (TP-02) Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi pelarutan : Temperatur = 30°C Tekanan Na2CO3 yang digunakan

= 1 atm = 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30  ( berat)


Laju massa Na2CO3

= 0,0892 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 

= 1327 kg/m3 = 82,845 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,0892 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3  1327 kg/m 3

= 0,1613 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  0,1613 m3 = 0,1936 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  0,1936 m 3  πD 2  D  4 2  3 0,1936 m 3  πD 3 8 V

Maka:

D = 0,5478 m ; H =0,8218 m

Tinggi cairan dalam tangki =

=


(0,1613)(0,8218) = 0,6848 m = 2,2467 ft (0,1936)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,6848 m = 8.905,6808 Pa = 8,9057 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 8,9057 kPa + 101,325 kPa = 110,2307 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (110,2307 kPa) = 115,7422 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)



(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (115,7422 kPa) (0,5478 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(115,7422 kPa)

t

 0,0005 m  0,0179 in Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0179 in + 1/8 in = 0,1429 in

Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3

; Da = 1/3 x 0,5478 m = 0,1826 m

E/Da = 1

; E = 0,1826 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,1826 m = 0,0457 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,1826 m = 0,0365 m

J/Dt

; J

= 1/12

= 1/12 x 0,5478 m = 0,0457 m

dengan : Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Na2CO3 30  = 3,6910-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re 

N Re 

ρ N D a 2 μ

82,84510,1826 x3,28082 3,69  10  4

(Geankoplis, 1997)

 80.589,2605

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


5

K T .n 3 .D a ρ P gc

( McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(3,2808  0,1826 ft) 5 (82,845 lbm/ft 3 ) 32,174 lbm.ft/lbf.det 2 1hp  1,2523 ft.lbf/det x 550 ft.lbf/det  0,0023 hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0023 = 0,0028 hp 0,8

Maka, digunakan motor dengan daya 0,05 hp

5. Clarifier (CL) Fungsi

: Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Data: Laju massa air (F1)

= 3.304,1209 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,1652 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,0892 kg/jam

Laju massa total, m

= 3.304,3753 kg/jam = 0,9179 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3

= 2.710 kg/m3

(Perry, 1999)

= 2.533 kg/m

3

(Perry, 1999)

= 996,2 kg/m

3

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3 Densitas air Reaksi koagulasi:

Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O  2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2

Perhitungan:


Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : Untuk clarifier tipe upflow (radial): Kedalaman air = 3-10 m Settling time = 1-3 jam Dipilih : kedalaman air (H) = 3 m, waktu pengendapan = 1 jam Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan,



3.304,3753  3.304,1209 0,1652 0,0926   995,68 2,710 2.533

 = 995,7278 kg/m3 Volume cairan, V =

3.304,1209 kg / jam  1 jam  3,32 m 3 995,7278

V = 1/4  D2H D= (

4V 1 / 2  4  3,32  )   H  3,14  3 

1/ 2

 1,19 m

Maka, diameter clarifier = 1,19 m Tinggi clarifier

= 1,5 D = 1,78 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,7278 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3 m = 29,2744 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 29,2744 kPa + 101,325 kPa = 130,5994 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (130,5994 kPa) = 137,1294 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


PD 2SE  1,2P (137,1294 kPa) (1,19 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(137,1294 kPa)  0,0012 m  0,0460 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0460 in + 1/8 in = 0,1710 in

Desain torka yang diperlukan untuk operasi kontinu yang diperlukan untuk pemutaran (turnable drive) :

(Azad, 1976)

T, ft-lb = 0,25 D2 LF Faktor beban (Load Factor) : 30 lb/ft arm (untuk reaksi koagulasi sedimentasi ) Sehingga :

T = 0,25 [(1,19 m).(3,2808 ft/m) ]2.30 T = 96,0656 ft-lb

Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (1,19)2 = 0,0085 kW = 0,0113 Hp Maka daya yang dipilih 1/8 hp 6. Tangki Filtrasi (TF) Fungsi

: Menyaring partikel – partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari clarifier

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Jumlah

: 1

Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 30°C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 3.304,1209 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1585 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Tangki filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring ¼ volume tangki Ukuran Tangki Filter


Volume air, Va 

3.304,1209 kg/jam  0,25 jam 995,68 kg/m 3

= 0,8296 m3

Volume total = 5/4 x 0,8296 m3 = 1,0370 m3 Faktor keamanan 20 %, volume tangki = 1,2 x 1,0370 = 1,2444 m3 - Volume silinder tangki (Vs) =

.Di 2 Hs 4

Direncanakan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 4 V=

.Di 2 Hs 4

1,2444 m3 =

 .Di 2 4 ( D) 4 3

Di = 1,0594 m; H = 3,1781 m Tinggi penyaring = ¼ x 3,1781 m = 0,7945 m Tinggi cairan dalam tangki =

0,8296 x 3,1781 = 2,1188 m 1,2444

Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼ (1,0594 ) = 0,2648 m Tekanan hidrostatis, Phidro

= x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,1188 m = 20.674,2071 Pa = 20,6742 kPa

P penyaring

= x g x l = 2089,5 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7945 m = 16.269,8190 Pa = 16,2698 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 20,6742 kPa + 16,2698 kPa + 101,325 kPa = 138.2690262 kPa Maka, Pdesign = (1,05) (138,2690 kPa) = 145,1825 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959) (Brownell,1959)


Tebal shell tangki :

PD 2SE  1,2P (145,1825 kPa) (1,0594 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(145,1825 kPa)

t

 0,0011 m  0,0434 in Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0434 in + 1/8 in = 0,1684 in

7. Tangki Utilitas-01 (TU-01) Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi penyimpanan

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

= 30 oC

Laju massa air

= 3.304,1209 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

Kebutuhan perancangan = 6 jam Perhitungan Ukuran Tangki : Volume air, Va 

3.304,1209 kg/jam  6 jam = 19,9107 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  19,9107 m3 = 23,8929 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  23,8929 m 3  πD 2  D  4 2  3 23,8929 m 3  πD 3 8 V

D = 2,73 m ;

H = 4,09 m


Tinggi cairan dalam tangki

=


=

(19,9107 )(4,09 ) = 3,41 m = 11,19 ft (23,8929)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l

= 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,41 m = 33,2679 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 33,2679 + 101,325 kPa = 134,5929 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)(134,5929) = 141,3225 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE  1,2P

(141,3225 kPa) (2,73 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(141,3225 kPa)  0,0027 m  0,1089 in

t

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1089 in + 1/8 in = 0,2339 in

8. Tangki Utilitas -02 (TU-02) Fungsi

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C Kondisi operasi : Temperatur

= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 784 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)


Kebutuhan perancangan = 24 jam = 20 

Faktor keamanan Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va 

784 kg/jam  24 jam = 18,8976 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  18,8976 m3 = 22,6772 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  22,6772 m 3  πD 2  D  4 2  3 22,6772 m 3  πD 3 8 V

Maka, D = 2,68 m H = 4,02 m Tinggi air dalam tangki =

18,8976 m 3 x 4,02 m = 3,35 m 22,6772 m 3

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxh = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,35 m = 32,6938 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Ptotal = 32,6938 kPa + 101,325 kPa = 134,0188 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (134,0188 kPa) = 140,7197 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


PD 2SE  1,2P (140,7197 kPa) (2,68 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(140,7197 kPa)  0,00271 m  0,10654 in

t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,10654 in + 1/8 in = 0,2315 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

9. Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05) Fungsi

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C Kondisi operasi: Temperatur

= 30 C

Tekanan

= 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan

= 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70  ( berat) Laju massa Ca(ClO)2

= 0,0022 kg/jam

(Perhitungan BAB VII)

Densitas Ca(ClO)2 70 

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lb m/ft3

Kebutuhan perancangan

= 90 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1997)

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,0022 kg / jam  24 jam / hari  90 hari = 0,0054 m3 3 0,7  1272 kg / m

Volume tangki, Vt = 1,2  0,0054 m3 = 0,0065 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3


1 V  D 2 H 4 1 3  0,0065 m 3  D 2  D  4 2  3 0,0065 m 3  D 3 8 Maka: D = 0,18 m ; H = 0,27 m Tinggi cairan dalam tangki

=

(0,0054)(0,27) = 0,22 m (0,0065)

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P hidrostatik =  x g x h = 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,22 m = 2,7568 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa Tekanan total P total = 2,7568 kPa + 101,325 kPa = 104,0818 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (104,0818 kPa) = 109,2859 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (109,2859 kPa) (0,18 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(109,2859 kPa)  0,00014 m  0,00546 in

t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,00546 in + 1/8 in = 0,1305 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,18 m = 0,06 m = 0,19 ft E/Da = 1

; E = 0,06 m

L/Da = ¼

; L = 1/4 x 0,06 m = 0,015 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,06 m = 0,012 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 0,18 m = 0,015 m dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E

= tinggi turbin dari dasar tangki

L

= panjang blade pada turbin

W

= lebar blade pada turbin

J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 2 putaran/det Viskositas kalporit

= 6,719710 -4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

 N Da 2  

N Re 

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983)

79,408810,192 6,7194  10  4

 8850

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ N Re g c

KT

= 6,3

P

6,3.(1 put/det)3 .(0,19 ft) 5 (79,4088 lbm/ft 3 ) 1hp x 3 2 550 ft.lbf/det (8,85.10 )(32,17 lbm.ft/lbf.det )

 1,73.10 9 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

1,73.10 9 = 2,1659.10-9 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp


10 . Water Cooling Tower (WCT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 60C menjadi 30C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Jumlah unit

: 6 unit

Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 60 C = 140 F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30 C = 86 F

Suhu udara (TG1)

= 30 C = 86F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 78F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,022 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft2menit Densitas air (60C)

= 983,24 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 3.304,1209 kg/jam

(Perry, 1999)

Laju volumetrik air pendingin = 3.304,1209 / 983,24 = 3,3604 m3/jam Kapasitas air, Q = 3,3604 m3/jam  264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 14,7955 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 x (14,7955 gal/menit) /(1,25 gal/ft2. menit)= 14,2036 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(3.304,1209 kg/jam).(1 jam).(3,2808 ft) 2 (14,2036 ft 2 ).(3600 s).(1m 2 )

= 0,6955 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,5796 kg/s.m2

Perhitungan tinggi menara : Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,022).103 (30 – 0) + 2,501.106 (0,022) = 84.320,08 J/kg


Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 0,6955 (Hy2 – 84.320,08) = 0,6955 (4187).(60-30) Hy2 = 245.100,88 J/kg 600

entapi.10^-3

500 400 garis kesetimbangan

300

garis operasi

200 100 0 10

20

30

40

50

60

70

suhu

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT) Ketinggian menara, z =

G M.kG.a.P

Hy 2

.

 Hy1

dHy Hy *  Hy

(Geankoplis, 1997)

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin hy

hy*

1/(hy*-hy)

150

180

0.03333

170

220

0.02000

210

330

0.00833

245.10088

462

0.00461


0.035 0.03

1/(hy*-hy)

0.025 0.02 0.015 0.01 0.005 0 100

150

200

250

300

hy

Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy) Hy 2

Luasan daerah di bawah kurva dari pada Gambar LD.3:



Hy1

dHy Hy *  Hy

= 1,4575

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Maka ketinggian menara , z =

0,5796

(1,4575)

29 (1,207.10-7)(1,013.10 5) = 2,38 m = 2,4 m Diambil

performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry, 1999,

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2  ,14,2036 ft2 = 0,4261 hp Digunakan daya standar 0,5 hp

11. Pompa Screening (PU-01) Fungsi

: memompa air dari sungai ke bak penampungan (water reservoar)

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

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

= 3.304,1209 kg/jam

= 2,0234 lbm/s


Densitas air ()

= 995,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3

Viskositas air ()

= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

2,0234 lbm / s = 0,0326 ft3/s 3 62,1586 lbm / ft

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0326 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 1,43 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1,5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,61 in = 0,1342 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,9 in = 0,16 ft

Inside sectional area

: 0,03322 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

0,0326 ft 3 / s = 0,9799 ft/s 0,0332 ft 2

Bilangan Reynold : NRe =

 v D 

=

(62,1586 lbm / ft 3 )(0,9799 ft / s)(0,1342 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 16.344,2486 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 16.344,2486 dan /D =

0,00015 ft = 0,001125 0,1342 ft

maka harga f = 0,0065

(Geankoplis,1997)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 


= 0,5 1  0

2 elbow 90° = hf = n.Kf.

0,97992 2132,174

0,9799 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

1 check valve = hf = n.Kf.

Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f

0,9799 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0075 ft.lbf/lbm

= 0,0224 ft.lbf/lbm

= 0,0298 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0065)

50. 0,97992 0,1342.2.32,174

= 0,14 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex

 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 

= 1  0

0,97992 2132,174

Total friction loss :  F

= 0,01 ft.lbf/lbm = 0,22 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :





2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 50 ft maka : Ws = 0,22 ft.lbf/lbm + 1 lbf/lbm (50 ft) + 0 = 50,22 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

=  x Wp

50,22

= 0,8 x Wp

Wp

= 62,774 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp


=

1 hp 3.304,1209 lbm / s  62,774 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 0,2309 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 0,5 hp Dari perhitungan pompa di atas maka diperoleh hasil perhitungan untuk pompa yang lain seprti bawah ini : Tabel LD.1 Spesifikasi untuk pompa – pompa utilitas Nama Pompa

Laju Volum 3

(ft /sec)

Diameter

Kecepatan

Daya

Pipa (inch)

(ft/sec)

Motor (hp)

P.Screening (PU-01)

0,0326

11

2

0,9799

1

P.Sedimentasi (PU-02)

0,0326

11

2

0,9799

1

P.Alum (PU-03)

1,189.10 -6

1/8

0,0030

1/8

P.Soda (PU-04)

6,5948. 10 -7

1/8

0,0016

1/8

P. Sand Filter (PU-05)

0,0326

11

2

0,9799

1

0,0326

11

2

0,9799

1

P. Utilitas (PU-07)

0,0077

3/4

2,082

1/8

P.Kaporit (PU-08)

1,727. 10-8

1/8

4,319. 10-5

1/8

P.Domestik (PU-09)

0,005

1

1,5394

1/4

P.Air Pendinggin (PU-10)

0,0256

11

1,8169

1/4

P.air ke Cooling tower (PU-06)

2

2

2

2

2


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Bio-oil (Pyrolysis Oil) dari batang jagung melalui Proses Pyrolysis kapasitas 2.000 ton/tahun digunakan ketentuan sebagai berikut: 1. Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. 2. Kapasitas maksimum adalah 2.000 ton/tahun. 3. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters and Timmerhaus. 2004). 4. Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar Dollar terhadap Rupiah adalah: US$ 1 = Rp 9.168.- (www.mandiri/infokurs.hmtl. 14 Desember 2011). LE.1 MODAL INVESTASI TETAP LE.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) LE.1.1.1 Biaya Tanah Lokasi Pabrik Menurut keterangan masyarakat setempat. biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar berkisar Rp 150.000/m2. Luas tanah keseluruhan

= 14.900 m2

Biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 150.000/m2. (http://www.simalungun.go.id/node/9647. 2011) Harga tanah seluruhnya

= 14.900 m2 x Rp 150.000/m2 = Rp 2.235.000.000 .-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5% dari harga tanah seluruhnya (Peters and Timmerhaus. 2004). Biaya perataan tanah

= 0.05 x Rp 2.235.000.000.= Rp 144.750.000 .-

Maka total biaya tanah

= Rp 2.235.000.000 + Rp 144.750.000 = Rp 2.379.750.000 .-


LE.1.1.2 Harga Bangunan Rincian harga bangunan dan sarana pabrik seperti dalam Tabel LE.1 dibawah ini Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan dan Sarana Lainnya No.

Nama Bangunan/Sarana

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 Jumlah

Pos Keamanan Rumah timbangan Tempat Parkir(*) Taman(*) Area Bahan Baku Ruang Kontrol Area Proses Area Produk Perkantoran Laboratorium Poliklinik Kantin Tempat Ibadah Perpustakaan Gudang Peralatan Bengkel Unit Pemadam Kebakaran Pengolahan Air Unit Pembangkit Listrik Unit Pengolahan Limbah Perumahan Karyawan Daerah Perluasan Jalan(*)

Luas (m2) 20 20 250 100 2000 100 5000 1000 100 100 60 50 50 50 100 100 100 800 500 100 2000 1500 800 14.900

Harga (Rp/m2) 1.000.000 1.000.000 1.000.000 1.250.000 1.500.000 1.800.000 2.000.000 1.500.000 1.250.000 1.250.000 1.000.000 1.000.000 1.250.000 1.000.000 1.250.000 1.250.000 1.000.000 1.250.000 2.000.000 1.000.000 1.500.000 500.000 800.000 -

Jumlah (Rp) 20.000.000 20.000.000 250.000.000 125.000.000 3.000.000.000 180.000.000 10.000.000.000 1.500.000.000 125.000.000 125.000.000 60.000.000 50.000.000 62.500.000 50.000.000 125.000.000 125.000.000 100.000.000 1.000.000.000 1.000.000.000 100.000.000 3.000.000.000 750.000.000 640.000.000 22.407.500.000

Harga bangunan saja

= Rp 21.392.500.000.-

(*) Harga sarana

= Rp 1.015.000.000 .- (parkir. taman. dan areal perluasan)

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp 22.407.500.000.-

LE.1.1.3 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang diimpor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Peters and Timmerhaus. 2004): Cx

X   C y  2   X1 

m

 Ix    I   y


dimana: Cx = harga alat pada tahun 2011 Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix

= indeks harga pada tahun 2011

Iy

= indeks harga pada tahun yang tersedia

m

= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2011 digunakan metode regresi

koefisien korelasi: r



n . ΣX i .Yi  ΣX i . ΣYi  2

(Montgomery. 1985)

2

(n . ΣX i  (ΣX i ) 2 ) (n . ΣYi  (ΣYi ) 2 )

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

Tahun 1987 1988 1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

all industry 814 852 895 915.1 930.6 943.1 964.2 993.4 1027.5 1039.1 1056.8 1061.9 1068.3 1089 1093.9 1102.5

Xi 1987 1988 1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

Yi 814 852 895 915.1 930.6 943.1 964.2 993.4 1027.5 1039.1 1056.8 1061.9 1068.3 1089 1093.9 1102.5

Xi . Yi 1617418 1693776 1780155 1821049 1852824.6 1878655.2 1921650.6 1980839.6 2049862.5 2074043.6 2110429.6 2121676.2 2135531.7 2178000 2188893.9 2207205

31912

15846.4

31612010.5

Xi 2

Yi 2

3948169 3952144 3956121 3960100 3964081 3968064 3972049 3976036 3980025 3984016 3988009 3992004 3996001 4000000 4004001 4008004

662596 725904 801025 837408.01 866016.36 889437.61 929681.64 986843.56 1055756.25 1079728.81 1116826.24 1127631.61 1141264.89 1185921 1196617.21 1215506.25

63648824

15818164.4

Sumber: Tabel 6-2. Timmerhaus et al. 2004 Data : n = 16

∑Xi = 31912

∑Yi

= 15846.4


∑XiYi

= 110.204

∑Xi² = 1.015

∑Yi²

= 14.436.786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LD.2. maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(16) . (31612010.5) –

(31912)(15846.4)

[(16). (63648824) – (31912)²] x [(16)(15818164.4) – (15846.4)² ]½  0,98  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 dan 2011)

X

= variabel tahun ke n – 1

a. b

= tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh : b



n (X i .Yi )  (X i . Yi ) 2 n . X i  ( X i ) 2

a



(Yi . X i )  X i . (X i .Yi ) 2 n . X i  (X i ) 2

(Montgomery. 1992)

2

Maka: b = 16 .( 31612010.5) – (31912)(15846.4) 16. (63648824) – (31912)²

= 53536 3185

= 18.723 a = (15846.4)( 63648824) – (31912)(31612010.5) = - 103604228 14. (63648824) – (31912)² 3185 = -36351.92 Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y

 a + bX

Y

 18.723 X - 36351.92

Dengan demikian. harga indeks pada tahun 2011 adalah: Y

 18.723 (2011) - 36351.92

Y

 1.300.033


Perhitungan harga peralatan menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall and Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4 Peters and Timmerhaus. 2004. Untuk alat yang tidak tersedia. faktor eksponensialnya dianggap 0.6 (Peters and Timmerhaus. 2004). Contoh perhitungan harga peralatan: Pompa Produk (PU) Diameter pipa :

3/8 in

Material

:

Stainless steel 304

Harga

:

US$ 300 (http://www.matche.com/EquipCost/PumpCentr.htm. 2011)

Faktor eksponen (m) :

0.33

(Peters and Timmerhaus. 2004)

Indeks harga tahun 2011 (Ix) adalah 1.300.033. Maka estimasi harga pompa untuk (X2) dengan diameter pipa 3/8 in (0.375 in) adalah: Cx

0,375 = US$ 300 x 0,375

0,33

1.300,033 1.281,31

x

Cx = US$ 304.3837 Cx = Rp 2.790.589.914.- /unit Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas. Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

1

BK -101

U Kategor i ni t 1 NI

2

BE -102

1

I

3

KC -103

1

4

VS -104

5

No .

Kode

Harga/Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

6.223.029

6.223.029

I

41.238.451 38.918.712

41.238.451 38.918.712

1

I

22.556.884

22.556.884

BC -105

1

I

35.988.687

35.988.687

6

R-201

1

I

87.102.455

87.102.455

7

C-202

1

I

35.681.964

35.681.964

8

E-204

1

I

33.523.586

33.523.586


9

CY-205

1

I

42.121.523

42.121.523

10

TK-206

1

I

8.522.946

8.522.946

11

E-207

1

I

17.992.885

17.992.885

12

KO-208

1

I

27.102.455

27.102.455

13

TK-301

1

NI

11.098.897

11.098.897

14

TK-302

1

NI

15.098.897

15.098.897

15

TK-303

1

NI

10.098.897

10.098.897

16

PU-401

1

NI

6.840.982

6.840.982

17

BL-402

1

NI

9.367.485

9.367.485

18

BL-403

1

NI

7.004.198

7.004.198

Rp 456.482.933 Jumlah () Keterangan: I untuk peralatan impor. sedangkan NI untuk peralatan non impor. Tabel LE.4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas No.

Unit 1

Kategori NI

Harga/Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

PU-01

1

NI

13.612.526

13.612.526

CL

1

I

3.889.293

3.889.293

4

PU-02

1

NI

65.694.828

65.694.828

51.889.293

51.889.293

5

TP-01

1

NI

1.944.647

1.944.647

6

PU-03

1

NI

1.972.323

1.972.323

TP-02

1

NI

1.944.647

1.944.647

8

PU-04

1

NI

1.972.323

1.972.323

9

SF

1

I

23.111.434

23.111.434

10

PU-05

1

NI

3.889.293

3.889.293

TU

1

I

80.597.596

80.597.596

PU-06

1

NI

3.889.293

3.889.293

13

WCT

1

I

10.408.667

10.408.667

14

PU-07

1

NI

4.403.131

4.403.131

PU-09

1

NI

3.403.131

3.403.131

TP-03

1

NI

3.944.647

3.944.647

17

PU-08

1

NI

1.872.323

1.872.323

18

TAD

1

NI

5.139.111

5.139.111 285.936.991

1 2 3

7

11 12

15 16

Kode BS

Jumlah ()


Keterangan: I untuk peralatan impor. sedangkan NI untuk peralatan non impor. Harga peralatan proses impor

= Rp. 390.750.548.-

Harga peralatan utilitas impor

= Rp. 156.701.091.-

Harga peralatan impor

= Rp. 390.750.548 + Rp 156.701.091 = Rp. 547.451.639.-

Harga peralatan proses non-impor

= Rp. 65.732.382.-

Harga peralatan utilitas non-impor

= Rp. 129.235.900.-

Harga peralatan non-impor

= Rp. 65.732.382 + Rp 129.235.900 = Rp. 132.382.905.-

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:  Biaya transportasi

= 12.0 

 Biaya asuransi

= 1.0 

 Bea masuk

= 15.0 

 PPn

= 10.0 

 Biaya gudang di pelabuhan

= 0.5 

 Biaya administrasi pelabuhan = 0.5   Biaya instalasi listrik

= 3.0 

 Biaya tak terduga

= 0.5 

 Total

= 43

+

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

= 10.0 

 PPh

= 10.0 

 Transportasi lokal

= 0.5 

 Biaya tak terduga

= 0.5 

 Total

= 21 %

+ (Peters and Timmerhaus. 2004)

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah

= (1.43 x Rp 547.451.639) + (1.21 x Rp 194.968.285) = Rp 1.016.030.210 .-

Biaya pemasangan diperkirakan 10 dari total harga peralatan (Peters and Timmerhaus. 2004).


Biaya pemasangan

= 0.10 x Rp 1.016.030.210.= Rp 101.603.021.-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) : = Rp 1.016.030.210 + Rp 101.603.021 = Rp 1.117.633.231.1.1.4

Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 30 dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al. 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0.3 x Rp 1.016.030.210 = Rp 304.809.063.1.1.5

Biaya Perpipaan

Diperkirakan biaya perpipaan 80 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al. 2004). Biaya perpipaan (E)

= 0.8 x Rp 1.016.030.210 = Rp 812.824.168 .-

1.1.6

Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20 dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al. 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0.2 x Rp 1.016.030.210 = Rp 203.206.042 .1.1.7

Biaya Insulasi

Diperkirakan biaya insulasi 25 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al. 2004). Biaya insulasi (G) = 0.25 x Rp 1.016.030.210 = Rp 254.007.553 .1.1.8

Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al. 2004). Biaya inventaris kantor = 0.05 x Rp 1.016.030.210 = Rp 50.801.511 .-


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 x Rp 1.016.030.210 = Rp 20.320.604 .-

1.1.10 Biaya Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan. perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut. Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No.

Fortuner G New

Harga/unit (Rp) 398.650.000

Harga Total (Rp) 398.650.000

1

Fortuner G New

398.650.000

398.650.000

Mobil Manager

3

Grand New Innova J

211.250.000

633.750.000

Bus Karyawan Truk Mobil Pemasaran Mobil Pemadam Kebakaran

2 3 3 2

Bus Truk New Avanza E Truk Tangki

227.500.000 300.000.000 156.900.000 350.000.000

455.000.000 900.000.000 470.700.000 700.000.000

Kendaraan

Unit

1

Mobil Komisaris

1

2

Mobil Direktur

3 4 5 6 7

Jenis

3.558.100.000

Jumlah () Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 31.108.952.172 .1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1

Pra Investasi (biaya survey. perizinan. studi kelayakan. dan lain-lain)

Diperkirakan 10  dari total harga peralatan (Peters et.al.. 2004). Pra investasi (a)

= 0.10 x Rp 1.016.030.210 = Rp 101.603.021 .-

1.2.2

Biaya Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 5 dari total harga peralatan (Peters et.al.. 2004). Biaya E. dan S. (b)

= 0.05 x Rp 1.016.030.210 = Rp 50.801.511 .-


1.2.3

Biaya Legalitas

Diperkirakan 1 dari total harga peralatan (Peters et.al.. 2004). Biaya legalitas (c)

= 0.01 x Rp 1.016.030.210 = Rp 10.160.302 .-

1.2.4

Biaya Kontraktor

Diperkirakan 5 dari total harga peralatan (Peters et.al.. 2004). Biaya kontraktor (d) = 0.05 x Rp 1.016.030.210 = Rp 50.801.511 .1.2.5

Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 15 dari total harga peralatan (Peters et.al.. 2004). Biaya tak terduga (e) = 0.15 x Rp 1.016.030.210 = Rp 152.404.532 .Total MITTL

= (a) + (b) + (c) + (d) + (e) = Rp 365.770.876 .-

Maka. total modal investasi tetap (MIT) adalah: Total MIT

= MITL + MITTL = Rp 31.108.952.172 + Rp 365.770.876 = Rp 31.474.723.048.-

2

MODAL KERJA Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari).

2.1

Persediaan Bahan Baku Proses

2.1.1 Bahan baku proses

1. Batang jagung Kebutuhan Harga

= 560.4753 kg/jam = Rp 300.000.-/ton = Rp 300.-/kg

(karena batang jagung tidak ada nilainya. maka harga hanya dibebankan pada biaya transportasi) Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 560.4753 kg/jam x Rp 300.-/kg = Rp 363.187.994.-


2.1.2 Persediaan Bahan Baku Utilitas a.

Alumunium Sulfat [Al2(SO4)3] Kebutuhan = 2.1465 kg/jam Harga

= Rp 1.100.-/kg

(Bratachem. 2008)

Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 2.1465 kg/jam x Rp 1.100.-/kg = Rp 5.100.084.b. Natrium Karbonat [Na2CO3] Kebutuhan = 0.1288 kg/jam Harga

= Rp 2.500.-/kg

(Bratachem. 2008)

Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 0.1288 kg/jam x Rp 2.500.-/kg = Rp 695.520.c. Kalsium Hipoklorit [Ca(ClO)2] Kebutuhan = 0.3013 kg/jam Harga

= Rp 9.500.-/kg

(Bratachem. 2008)

Harga total = 90 hari x 24 jam/hari x 0.3013 kg/jam x Rp 9.500.-/kg = Rp 6.182.676.Total biaya persediaan bahan baku utilitas selama 3 bulan (90 hari): = Rp 5.100.084 + Rp 695.520 + Rp 6.182.676 = Rp 11.978.280.Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari): = Rp 363.187.994.- + Rp 11.978.280.= Rp 375.166.274.-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 330 hari (1 tahun): =

330 x Rp 375.166.274.90

= Rp 1.375.609.673.-


2.2 Kas 2.2.1 Gaji Pegawai Daftar rincian gaji karyawan pabrik pembuatan asetat anhidrat seperti dalam Tabel LE.6 dibawah ini. Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Jabatan

Jumlah

Gaji/Bulan (Rp)

Gaji Total (Rp)

Dewan Komisaris

1

11.000.000

11.000.000

Direktur

1

12.000.000

12.000.000

Sekretaris Direktur

1

3.000.000

3.000.000

Manajer Produksi

1

6.000.000

6.000.000

Manajer Teknik

1

6.000.000

6.000.000

1

6.000.000

6.000.000

Sekretaris Manajer

3

2.500.000

7.500.000

Ka. Bag. Produksi

1

5.000.000

5.000.000

Ka. Bag. Teknik

1

5.000.000

5.000.000

Ka. Bag. Umum dan Personalia

1

5.000.000

5.000.000

Ka. Bag. Adm. dan Keuangan

1

5.000.000

5.000.000

1

5.000.000

5.000.000

Ka. Bag. Utilitas

1

5.000.000

5.000.000

Ka. Seksi Proses

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Utilitas

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Mesin

1

4.000.000

4.000.000

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi QA dan QC

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Pemeliharaan

1

4.000.000

4.000.000

Manajer Umum. Adm. dan Keuangan

Ka. Bag. Pembelian dan Pemasaran

Ka. Seksi Listrik dan Instrumentasi


Ka. Seksi Personalia

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Keamanan

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Humas

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Adm. dan Keuangan

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Pembelian

1

4.000.000

4.000.000

Ka. Seksi Penjualan

1

4.000.000

4.000.000

Karyawan Produksi

30

2.500.000

75.000.000

Karyawan Teknik

9

2.500.000

22.500.000

Karyawan Utilitas

6

2.500.000

15.000.000

Karyawan QA dan QC

9

2.500.000

22.500.000

5

2.500.000

12.500.000

Karyawan Keuangan dan Adm.

6

2.500.000

15.000.000

Karyawan Personalia

6

2.500.000

15.000.000

2

2.500.000

5.000.000

Dokter

2

3.500.000

7.000.000

Perawat

2

2.000.000

4.000.000

Petugas Keamanan/Satpam

9

2.000.000

18.000.000

Petugas Kebersihan

3

1.300.000

3.900.000

Supir

5

1.800.000

9.000.000

Karyawan Riset dan Pengembangan

Karyawan Pembelian dan Pemasaran

Total

121

357.400.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan

= Rp 357.400.000.-

Total gaji pegawai selama 3 bulan

= Rp 1.072.200.000.-

2.1 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 5 dari gaji pegawai

= 0.05 x Rp 1.072.200.000 = Rp 53.610.000 .-


2.2 Biaya Pemasaran Diperkirakan 5 dari gaji pegawai

= 0.05 x Rp 1.072.200.000 = Rp 53.610.000.-

2.3 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 mengalikan 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 Bio-oil dari Batang jagung Nilai Perolehan Objek Pajak 

Tanah

Rp

2.235.000.000

Bangunan Rp

4.020.000.000

Total NJOP

Rp

6.255.000.000 .-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

Rp.

30.000.000.-

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

Pajak yang Terutang (20% x NPOPKP)

Rp

6.225.000.000 .1.245.000.000 .

Tarif Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) 0.5 % x 1.245.000.000 = Rp 6.225.000 Pajak Bumi dan Bangunan per 3 bulan = 3/12 x Rp 6.225.000 = Rp 1.556.250


Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas per 3 bulan No. 1. 2. 3. 4.

2.3

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp) 1.072.200.000 53.610.000 53.610.000 1.556.250 1.180.976.250

Biaya Start-Up

Diperkirakan 12 dari Modal Investasi Tetap (Peters and Timmerhaus. 2004) Biaya start-up

= 0.12 x Rp 31.474.723.048 = Rp 3.776.966.766,-

2.4

Piutang Dagang

PD =

IP x HPT 12

(Peters and Timmerhaus. 2004)

Dimana: PD

= Piutang Dagang

IP

= Jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT = Hasil Penjualan Tahunan Penjualan : 1. Harga Jual Bio-oil=Rp 6.500.-/liter Densitas Bio-oil = 1.2 kg/liter Harga Jual = Rp 6.500.-/liter x 1.2 kg/liter = Rp 7.800 kg Produksi = 242.4242 kg/jam Hasil penjualan Bio-oil tahunan = 242.4242 kg/jam x 24 jam/hari x 330 hari/tahun x Rp 7.800.-/kg = Rp 14.975.997.379.2. Harga Jual Arang (C) = Rp 5.000.-/kg Produksi

( Anonim. 2012)

= 237.6360 kg/jam

Hasil penjualan Arang (C) tahunan;


= 237.6360 kg/jam x 24 jam/hari x 330 hari/tahun x Rp 5.000.-/kg = Rp 9.410.385.600.Hasil penjualan total tahunan; HPT total = Rp 14.975.997.379 + 9.410.385.600 = Rp 24.386.382.979.Maka. Piutang Dagang =

3 x Rp 24.386.382.979.12

= Rp 6.096.595.745.Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. 1 2 3 4

Jenis Biaya Bahan baku proses dan utilitas Kas Start-Up Piutang Dagang Total

Modal kerja total dalam 1 tahun adalah

Jumlah (Rp) 375.166.274 1.180.976.250 3.776.966.766 6.096.595.745 11.429.705.035 = Rp 11.429.705.035.-

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 31.474.723.048 + Rp 11.429.705.035.= Rp 42.904.428.083.Modal ini berasal dari:  Modal sendiri

= 60 dari total modal investasi = 0.6 x Rp 42.904.428.083.= Rp 25.742.656.850.-

 Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi = 0.4 x Rp 42.904.428.083.= Rp 17.161.771.233.-


3

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 1 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan. sehingga; Gaji total (P) = (12 + 1) x Rp 357.400.000 = Rp 4.646.200.000 .-

3.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri. 2011). Bunga bank (Q)

= 0.15 x Rp 17.161.771.233.= Rp 2.574.265.685.-

3.3

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 (Riyanto. 1978). 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 LD.9. Tabel LE.9 Biaya Depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No.17 Tahun 2000 Kelompok Harta Berwujud I. Bukan bangunan  kelompok 1  kelompok 2  kelompok 3

II. Bangunan permanen

Masa (Tahun)

Tarif (%)

4

25

8 16

12.5 6.25

20

5

Beberapa Jenis Harta

Mesin kantor. perlengkapan. alat perangkat/ tools industri. Mobil. truk kerja Mesin industi kimia. Mesin industri mesin Bangunan. sarana dan penunjang

(Sumber : UU Republik Indonesia No.17 Tahun 2000. 2000)


Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D =

PL n

(Riyanto. 1978)

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

Biaya (Rp)

Umur (tahun)

Depresiasi (Rp)

Bangunan dan Sarana

22.407.500.000

20

1.120.375.000

Peralatan proses

1.117.633.231

20

55.881.662

304.809.063

10

30.480.906

Perpipaan

812.824.168

10

81.282.417

Instalasi listrik

203.206.042

15

13.547.069

insulasi

254.007.553

10

25.400.755

Inventaris kantor

50.801.511

5

10.160.302

20.320.604

5

4.064.121

3.558.100.000

5

-

-

711.620.000 2.052.812.232

Instrumentrasi dan pengendalian proses

Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi TOTAL

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 (UU RI Pasal 11 ayat 1 No.17 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 (Riyanto. 1978). Untuk masa 4 tahun. maka biaya amortisasi adalah 3 dari MITTL. sehingga: Biaya amortisasi

= 0.03 x Rp 365.770.876 = Rp 10.973.126 .-

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 2.052.812.232 + Rp 10.973.126 = Rp 2.063.785.359 3.1.4

Biaya Tetap Perawatan

Tabel LE.11 Biaya Tetap Perawatan No.

Komponen

Biaya Awal (Rp)

1 2 3 4 5 6 7 8 9

Bangunan dan Sarana Peralatan Proses dan Utilitas Instrumentasi dan Alat Kontrol Perpipaan Instalasi Listrik Insulasi Inventaris Kantor Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Sarana Transportasi

22.407.500.000 1.117.633.231 304.809.063 812.824.168 203.206.042 254.007.553 50.801.511 20.320.604 3.558.100.000 -

Jumlah ()

Total biaya perawatan (S) 3.1.5

Tarif (%) 5 5 5 5 5 5 5 5 5 -

Biaya Perawatan (Rp) 1.120.375.000 55.881.662 15.240.453 40.641.208 10.160.302 12.700.378 2.540.076 1.016.030 177.905.000 1.436.460.109

= Rp 1.436.460.109.-

Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 5 dari modal investasi tetap (Peters and Timmerhaus. 2004). Plant Overhead Cost (T) = 0.05 x 31.474.723.048 = Rp 1.573.736.152 .-

3.1.6

Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan

= Rp 53.610.000.-


Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 x Rp 53.610.000 = Rp 214.440.000.3.1.7

Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan

= Rp 53.610.000.-

Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 4 x Rp 53.610.000 = Rp 214.440.000.-

Biaya distribusi diperkirakan 12% dari biaya pemasaran. sehingga: Biaya distribusi

= 0.12 x Rp 214.440.000 = Rp 25.732.800.-

maka. Biaya pemasaran dan distribusi (V)

= Rp214.440.000+ Rp 25.732.800 = Rp 240.172.800.-

3.1.8

Biaya Laboratorium. Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 35  dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al. 2004) Biaya laboratorium (W) = 0.35 x Rp 1.573.736.152 = Rp 55.080.765

3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Peters and Timmerhaus. 2004). Biaya hak paten dan royalti (X)

= 0.01 x Rp 31.474.723.048 = Rp 314.747.230 .-

3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik Biaya asuransi pabrik adalah 0.3% dari modal investasi tetap (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI. 2007). Biaya asuransi pabrik

= 0.003 x Rp 31.474.723.048 = Rp 94.424.169 .-

2. Biaya asuransi karyawan biaya asuransi karyawan 0.3 % dari modal investasi tetap = 0.003 × 31.474.723.048 = Rp 94.424.169 .Biaya asuransi karyawan. diperkirakan 1.54 % dari gaji karyawan


= 0.0154 x 357.400.000 = Rp 66.047.520 Total biaya asuransi (Y)

= Rp 94.424.169 + Rp 66.047.520 = Rp 160.471.689 .-

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 6.225.000 .Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = P + Q + R + S + T + U +V + W + X+ Y + Z = Rp 13.285.584.790.3.2

Biaya Variabel

3.2.1

Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per Tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari; adalah Rp 375.166.274.Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun adalah = Rp 1.375.609.673.-

3.2.2 Biaya Variabel Tambahan Biaya perawatan dan penanganan lingkungan Diperkirakan 0.5  dari biaya variabel bahan baku; = 0.005 x Rp 1.375.609.673.= Rp 6.878.048.Biaya variabel pemasaran dan distribusi Diperkirakan 1  dari biaya variabel bahan baku; = 0.01 x Rp 1.375.609.673.= Rp 13.756.097.Total biaya variabel tambahan = Rp 6.878.048 + Rp 13.756.097 = Rp 20.634.145.3.2.3 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 2.5  dari biaya variabel tambahan = 0.025 x Rp 20.634.145 = Rp 515.854.-


Total biaya variabel

= Rp 1.396.759.672.-

Total biaya produksi = Biaya tetap + Biaya variabel = Rp 13.285.584.790 + Rp 1.396.759.672.= Rp 14.682.344.461.-

4

PERKIRAAN LABA / RUGI PERUSAHAAN

4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan

= Total penjualan – Total biaya produksi = Rp 24.386.382.979 – Rp 14.682.344.461

= Rp 9.704.038.518.Bonus perusahaan untuk karyawan 0.5% dari keuntungan perusahaan; Maka.

= 0.005 x Rp 9.704.038.518.= Rp 48.520.193.-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No.17 Tahun 2000 Pasal 6 ayat 1 sehingga: Laba sebelum pajak

= Rp 9.704.038.518 – Rp 48.520.193 = Rp 9.655.518.325.-

4.2 Pajak Penghasilan (PPh) Berdasarkan UU RI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000. Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan yang meliputi: 

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 x Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000.-

15 x (Rp 100.000.000 – Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000.-

30 x (Rp 9.655.518.325 – Rp 100.000.000)

= Rp 2.866.655.498.+ = Rp 2.879.155.498.-

Total PPh


4.3 Laba Setelah Pajak Laba setelah pajak

= Laba sebelum pajak – PPh = Rp 9.655.518.325 – Rp 2.879.155.498 = Rp 6.776.362.828.-

5

ANALISA EKONOMI

5.1

Profit Margin (PM) PM  

Laba sebelum pajak x 100 % Total penjualan Rp 9.655.518.325 Rp 24.386.382.979

x 100 %

 39,5939 %

5.2

Break Event Point (BEP) BEP 

Biaya Tetap x 100 % Total Penjualan  Biaya Variabel



Rp 13.285.584.790 Rp 24.386.382.979 - Rp 1.396.759.672

x 100 %

= 57,7895 % Kapasitas produksi pada titik BEP = 0.5779 x 2.000 ton/tahun = 1155.8 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 0.5779 x Rp 24.386.382.979.= Rp 14.092.765.003.-

5.3

Return on Investment (ROI) ROI 

=

Laba setelah pajak x 100 % Total Modal Investasi

Rp 6.776.362.828 Rp 42.904.428.083

x 100 %

= 15.7941 % 5.4

Pay Out Time (POT) POT 

1 x 1 tahun ROI


1 x 1 tahun 0.1579



 6.3315 tahun = 6 tahun

5.5

Return on Network (RON)

RON 



Laba setelah pajak x 100 % Modal sendiri

Rp 6.776.362.828 Rp 25.742.656.850

x 100 %

= 26.3235 % 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-0 (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.13. diperoleh nilai IRR = 22,9255 % dan analisa nilai break event point dapat dilihat Table LE-12 Tebel LE.12 Data Perhitungan BEP Kapasitas Produksi (%) 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Biaya Tetap (Rp) 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790 13.285.584.790

Biaya Variabel (Rp) 0 139.675.967 279.351.934 419.027.901 558.703.869 698.379.836 838.055.803 977.731.770 1.117.407.737 1.257.083.704 1.396.759.672

Biaya Produksi (Rp)

Total Penjualan (Rp)

13.285.584.790 13.425.260.757 13.564.936.724 13.704.612.691 13.844.288.658 13.983.964.625 14.123.640.593 14.263.316.560 14.402.992.527 14.542.668.494 14.682.344.461

2.438.638.298 4.877.276.596 7.315.914.894 9.754.553.192 12.193.191.490 14.631.829.788 17.070.468.085 19.509.106.383 21.947.744.681 24.386.382.979


BEP = 57,79 %

Gambar LE.1 Grafik Break Even Point (BEP) Pabrik Pembuatan Bio – oil dari Batang Jagung


Tabel LE.13 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

Tahun

Laba Sebelum Pajak

Total Pajak (PPh)

Laba Setelah Pajak

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

(Rp) 9.655.518.325 10.621.070.158 11.683.177.174 12.851.494.891 14.136.644.380 15.550.308.818 17.105.339.700 18.815.873.670 20.697.461.037 22.767.207.141

(Rp) 2.905.405.498 3.195.071.047 3.513.703.152 3.864.198.467 4.249.743.314 4.673.842.645 5.140.351.910 5.653.512.101 6.217.988.311 6.838.912.142

(Rp) 6.750.112.828 7.425.999.111 8.169.474.022 8.987.296.424 9.886.901.066 10.876.466.173 11.964.987.790 13.162.361.569 14.479.472.726 15.928.294.999 Jumlah ()

Penyusutan

Net Cash Flow

(Rp) 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359 2.063.785.359

(Rp) -42.904.428.083 8.813.898.186 9.489.784.469 10.233.259.380 11.051.081.782 11.950.686.425 12.940.251.531 14.028.773.149 15.226.146.928 16.543.258.085 17.992.080.357

P/F pada i = 22% 0.22 1.0000 0.8197 0.6719 0.5507 0.4514 0.3700 0.3033 0.2486 0.2038 0.1670 0.1369

PV pada i = 22% -42.904.428.083 7.224.506.710 6.375.829.393 5.635.526.421 4.988.448.238 4.421.745.044 3.924.494.585 3.487.392.890 3.102.497.005 2.763.010.714 2.463.105.848 1.482.128.765

P/F pada i PV pada i = = 23% 23% 0.23 1.0000 -42.904.428.083 0,8130 7.165.770.883 0.6610 6.272.578.802 0.5374 5.499.189.023 0.4369 4.828.189.943 0.3552 4.244.898.340 0.2888 3.736.904.933 0.2348 3.293.699.034 0.1909 2.906.358.106 0.1552 2.567.290.668 0.1262 2.270.023.053 -119.525.297

   1.482.128.765   23%  22%  IRR = 22% +   1.482.128.765  (-119.525.297   = 22,9255 %


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. 1ton. 1 tahun. kg = 252,5252 jam. kg jam

Recommend Documents