LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Kapasitas produksi dimetil eter (96%) = 50000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut : 1 tahun
= 330 hari kerja
1 hari kerja
= 24 jam
Basis
= 1 jam
Kapasitas pabrik tiap jam
= 5000 ton/tahun × 1000 kg/ton × 1tahun / 330hari × 1hari / 24 jam = 6313,16516 kg/jam
A.1 Rotary Dryer (RD-101) Rotary Dryer (RD-101) digunakan untuk mengeringkan umpan tandan kosong kelapa sawit (TKKS) dari kandungan air awal sebesar 25% menjadi kandungan air yang diinginkan untuk gasifikasi yaitu 12% (Lee,dkk, 2006).
14 2
3 13
Input : F2
: Aliran umpan tandan kosong kelapa sawit dengan kandungan air 25%
F13
: Aliran gas pemanas dari buangan Cyclone ke-2 (S-202)
Output : F14
: Aliran gas panas setelah mengeringkan tandan kosong kelapa sawit
F3
: Aliran tandan kosong kelapa sawit dengan kandungan air 12%
Neraca Massa Total
:
F2 + F13 = F14 + F3 Neraca Massa Komponen
:
H2O
F2H2O + F13H2O
= F14H2O + F3H2O
N2
F13N2
= F14N2
O2
F13O2
= F14O2
CO2
F13CO2
= F14CO2
SO2
F13SO2
= F14SO2
F2TKKS
= F3TKKS
TKKS
Berat total TKKS input aliran 2
= 101404,000 kg
Kandungan air dalam TKKS mula-mula
= 25 % berat
Berat air dalam TKKS mula-mula
= 25351,000 kg
Kandungan air dalam TKKS diinginkan
= 12 % berat
Misal : Berat air dalam TKKS setelah dikeringkan = a kg Berat TKKS basis kering
= b = 76053,000 kg
Sehingga, a / (a + b) = 0,12 a
= 0,12a + 0,12b
a
= 0,12b / 0,88
a
= 10370,864 kg
Berat air teruapkan
= berat air dalam TKKS mula-mula – berat air dalam TKKS setelah dikeringkan = 14980,136 kg
Tabel A.1 Neraca Massa pada Rotary Dryer (RD-101) Komponen
Masuk (kg)
Aliran 14
Aliran 3
6571,710
21551,846
10370,864
N2
47780,916
47780,916
O2
1554,395
1554,395
CO2
18618,301
18618,301
SO2
858,941
858,941
Olivine
205,010
205,010
MgO
14,110
14,110
Abu
28,219
28,219
Char
1,681
1,681
H2O
TKKS Subtotal Total
Aliran 2
Keluar (kg)
25351,000
Aliran 13
76053,000 101404,000
76053,000 75633,282
177037,282
90613,419
86423,864
177037,282
A.2 Reaktor Gasifier (R-201) Reaktor Gasifier (R-201) digunakan untuk mengubah umpan tandan kosong kelapa sawit (TKKS) menjadi gas sintesis (syngas) dengan proses gasifikasi
4
12
3
Input : F3
: Aliran tandan kosong kelapa sawit yang telah dikeringkan
F12
: Aliran olivine yang terbawa dari Cyclone ke-2 (S-202)
Output : F4
: Aliran gas sintesis yang terbentuk dari proses gasifikasi
Neraca Massa Total
:
F3 + F12 = F4 Neraca Massa Komponen H2O
TKKS
3
4
:
F H2O + F H2O F3TKKS
H2
F4H2
CO2
F4CO2
CO
F4CO
CH4
F4CH4
C2H4
F4C2H4
C2H6
F4C2H6
Char
F4Char
= F4H2O
Olivine
F12Olivine
= F5Olivine
Tabel A.2 Parameter Operasi Gasifier, Yield dan Komposisi Gas Hasil Sintesis Variabel Gasifier
Nilai
Tipe Gasifier
BCL (Battelle Columbus Laboratory)
Temperatur Operasi
1598 oF (870 oC)
Tekanan Operasi
23 psia (1,6 bar)
Steam per umpan TKKS
0,39725 lb/lb TKKS (basis kering)
Olivine yang di-recycle
26.92652 lb/lb TKKS (basis kering)
Komposisi gas sintesis
% mol
H2
20,960
CO2
11,100
CO
46,300
CH4
15,700
C2H4
5,200
C2H6
0,740
Gas hasil sintesis Char yang dihasilkan
0,03503 lb-mol gas kering/lb TKKS (basis kering) 0,221 lb/lb TKKS (basis kering)
Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005
A.2.1 Menghitung aliran massa masing-masing komponen dalam gas hasil sintesis Massa TKKS (basis kering) = 76053,000 kg = 167666,444 lb Mol gas hasil sintesis
= 0,03503 lb-mol gas/lb TKKS (basis kering) = 0,03503 x 167666,444 lb = 5873,356 lb-mol = 2664,109 kmol
Dari tabel A.2, aliran massa masing-masing komponen gas dapat dihitung dengan rumus : mi = xi × ngas × BMi dimana : mi
= massa gas komponen i (kg)
xi
= fraksi mol komponen i
ngas
= mol gas kering (kmol)
BMi
= berat molekul komponen gas i
Komponen gas
xi × ngas (kmol)
BMi
mi (kg)
H2
558,397
2,020
1127,963
CO2
295,716
44,010 13014,468
CO
1233,483
28,010 34549,849
CH4
418,265
16,040
6708,973
C2H4
138,534
28,050
3885,870
C2H6
19,714
30,070
592,812
A.2.2 Menghitung komponen H2O dalam gas sintesis Kebutuhan Steam
= 0,39725 lb/lb TKKS (basis kering) = 0,39725 × 167666,444 lb = 66605,495 lb = 30212,054 kg
Maka, H2O dalam gas sintesis
= H20 aliran 3 + H2O aliran 3a = 10370,864+ 30212,054 = 40582,918 kg
A.2.3 Menghitung olivine yang di-recycle ke R-201 (aliran 12) Olivine yang di-recycle
= 26,927 lb/lb TKKS (basis kering) = 26,927 × 167666,444 lb = 4514673,852 lb = 2047842,626 kg
A.2.4 Menghitung char yang dihasilkan Char yang dihasilkan
= 0,221 lb/lb TKKS (basis kering) = 0,221 × 167666,444 lb = 37054,284 lb = 16807,713 kg
Tabel A.3 Neraca Massa pada Reaktor Gasifier (R-201) Komponen
Masuk (kg) Aliran 3
Aliran 3a
H2
Keluar (kg) Aliran 12
Aliran 4 1127,963
CO2
13014,468
CO
34549,849
H2O
10370,864
30212,054
40582,918
CH4
6708,973
C2H4
3885,870
C2H6
592,812
Olivine
2047842,626 2047842,626
Char
16807,713
TKKS
76053,000
0,000
Subtotal
86423,864
30212,054 2047842,626 2164478,543
Total
2164478,543
2164478,543
A.3 Char Combustor (R-202) Char Combustor berfungsi untuk membakar char (arang) hasil dari gasifikasi pada Reaktor Gasifier (R-201)
5
11
8
10
Input : F5
: Aliran char + olivine dari Cyclone ke-1 (S-201)
F8
: Aliran make up olivine + MgO
F10
: Aliran udara pembakar
Output : F11
: Aliran produk dari Char Combustor (R-202)
Neraca Massa Total
:
F5 + F8 + F10 = F11 Neraca Massa Komponen
:
11
H2O
F H2O
N2
F10N2
= F11N2
O2
F10O2
= F11O2
CO2
F11CO2
SO2
F11SO2
Olivine
F5Olivine + F8Olivine= F11Olivine
MgO
F5MgO + F8MgO
= F11MgO
F11Abu
Char
F6Char
Abu
= F11Char
Komposisi TKKS (basis kering) : Komponen C
H
O
N
S
Abu
% berat
5,72
48,9
1,2
0,66
4,5
43,52
Kandungan air TKKS = 12 % Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration
A.3.1 Menghitung komposisi char yang terbentuk dari gasifikasi TKKS Kapasitas bahan baku (TKKS)
= 76053 kg (basis kering) = 167666,444 lb
a. Karbon (C) pada char TKKS
F3C TKKS
= 43,52 % × kapasitas bahan baku (TKKS) = 33098,3 kg
Karbon pada gas hasil sintesis
Karbon pada gas hasil sintesis dihitung dengan rumus : Ci
= (BMCi / BMi) × mi
dimana : Ci
= kandungan karbon pada komponen gas i (kg)
BMCi
= berat molekul total unsur karbon dalam komponen gas i (kg/kmol)
BMi
= berat molekul komponen gas i (kg/kmol)
mi
= massa komponen gas i (kg)
Komponen gas i
BMi
BMCi
BMCi/BMi mi
Ci
CO2
44,0097
12
0,273
13014,468
CO
28,0109
12
0,428
34549,849 14801,316
CH4
16,0429
12
0,748
6708,973
5018,275
C2H4
28,0538
24
0,855
3885,870
3324,358
C2H6
30,0699
24
0,798
592,812
473,147
Total kandungan karbon pada gas hasil sintesis (gasifikasi)
3548,618
27165,715
Maka, karbon pada char TKKS = karbon pada TKKS – karbon pada gas sintesis = 33098,2656 -27165,715 = 5932,551 kg b. Hidrogen (H) pada char TKKS
F3H TKKS
= 5,72 % × kapasitas bahan baku (TKKS karet) = 4350,23 kg
Hidrogen pada gas hasil sintesis Hidrogen pada gas hasil sintesis dihitung dengan rumus : Hi
= (BMHi / BMi) × mi
dimana : Hi
= kandungan hidrogen pada komponen gas i (kg)
BMHi
= berat molekul total unsur hidrogen dalam komponen gas i (kg/kmol)
BMi
= berat molekul komponen gas i (kg/kmol)
mi
= massa komponen gas i (kg)
Komponen gas i
BMi
BMHi
BMHi/BMi mi
Hi
H2
2,016
2,016
1,000
1127,963
1127,963
CH4
16,0429 4,032
0,251
6708,973
1686,140
C2H4
28,0538 4,032
0,144
3885,870
558,492
C2H6
30,0699 6,048
0,201
592,812
119,233
Total kandungan hidrogen pada gas hasil sintesis (gasifikasi)
3491,828
Maka Hidrogen pada char TKKS = Hidrogen pada TKKS – Hidrogen pada gas sintesis = 4350,2316 - 3491,828 kg = 858,403 kg c. Oksigen (O) pada char TKKS
Oksigen pada TKKS = 48,9 % × kapasitas bahan baku (TKKS karet) = 37189,9 kg Oksigen pada gas hasil sintesis Oksigen pada gas hasil sintesis dihitung dengan rumus : Oi
= (BMOi / BMi) × mi
dimana : Oi
= kandungan oksigen pada komponen gas i (kg)
BMOi
= berat molekul total unsur oksigen dalam komponen gas i (kg/kmol)
BMi
= berat molekul komponen gas i (kg/kmol)
mi
= massa komponen gas i (kg)
Komponen gas i
BMi
CO2 CO
BMOi
BMOi/BMi mi
Oi
44,0097 31,998
0,727
13014,468
9462,271475
28,0109 15,9988
0,571
34549,849
19733,6084
Total kandungan oksigen pada gas hasil sintesis (gasifikasi)
29195,87988
Maka oksigen pada char TKKS = Oksigen pada TKKS – Oksigen pada gas sintesis = 37189,917 - 29195,87988 = 7994,04 kg
d.
Nitrogen (N) pada char TKKS Nitrogen pada TKKS
= 1,2 % kapasitas bahan baku (TKKS) = 912,636 kg
e.
Sulfur (S) pada char TKKS F3S TKKS
= 0,66 % kapasitas bahan baku (TKKS) = 501,95 kg
Sulfur pada gas hasil sintesa (gasifikasi)
Dalam gas sintesa TKKS dihasilkan komponen sulfur, namun yield H2S akan berkurang seiring dengan peningkatan suhu. Karena pada suhu >460 oC, komponen sulfur
tidak membentuk senyawa yang berikatan dengan komponen lainnya
(Mostovoi, dkk, 2007). Sehingga komponen sulfur dalam TKKS yang jumlahnya sangat sedikit juga tidak membentuk gas H2S atau berikatan dengan senyawa lainnya. Sehingga komponen sulfur dalam gas sintesis adalah: F5S gas sintesa TKKS
=
F5S char
= F2S TKKS – F5S gas sintesa TKKS
0 kg
= 501,95 – 0 = 501,95 kg f. Abu pada char TKKS
F3Abu TKKS
= F6Abu char
F3Abu TKKS
= 3422,39 kg
6
F
Abu
char
= 3422,39 kg
A.3.2 Estimasi formula (rumus molekul) char TKKS F6total charTKKS
= F6C char + F6H char + F6O char + F6N char + F6S char + F6Abu char = 19622 kg
Komposisi char TKKS Komponen
C
H
O
berat (kg)
5932,551 858,403
7994,0371 912,636 501,950 3422,385
% berat (% w)
30,2342
40,740
4,375
N
4,651
S
2,558
Abu
17,442
Digunakan perbandingan antara Char kayu poplar dengan Char TKKS BM Char poplar*
= BM1
=
*
HHV char poplar = HHV1 =
217 kg/mol 13058,17 Btu/lb = 30373,582 kJ/kg
*
Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005
# Menghitung HHV char TKKS (HHV2) HHV = 146,58×%wC+568,78×%wH–51,53×(%wO + %wN)+29,45×%wS–6,58%wAbu (Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration) HHV2
=
4541,53 Btu/lb
=
10563,706 kJ/kg
# Menghitung BM char TKKS (BM2) BM2
= (HHV2 × BM1) / HHV1
BM2
= 75,471 4 kg/mol
Misalkan rumus molekul char TKKS : CpHyOzNbStAbur p
= (XC x BM2) / BM C
y
= (XH x BM2) / BM H
p
= 1,899781
y
= 3,2754
z
= (XO x BM2) / BM O
b
= (XN x BM2) / BM N
z
= 1,921836
b
= 0,2507
t
= (XS x BM2) / BM S
r
= (XAbu x BM2) / BM Abu
t
= 0,060212
r
= 0,4293
Ket. : XC, XH, XO, XN, XS, dan XAbu merupakan fraksi berat C, H, O, N, S, dan Abu Maka formula char TKKS adalah : C1,89H3,27O1,92N0,25S0,06Abu0,42 A.3.3 Menghitung produk pembakaran char TKKS Reaksi pembakaran sempurna char TKKS : C1,8H3,2O1,9N0,2S0,06Abu0,42+ 7,457 O2 8,5
CO2 + 0,049 SO2 + 0,07 H2O +0,227Abu
In
0
: 222,7043
Reaksi : Out
σchar × r
: N8char
Char yang terbakar =
r =
N10a char × X char – char
453,399
σO2 × r
σCO2 × r σSO2 × r
N8O2
N8CO2
F11char =
0
0
σH2O × r σAbu × r
N8SO2
N8H2O
N8Abu
99,990 % char yang dihasilkan
222,704 0,9999 1
222,682
C1,8H3,2O1,9N0,2S0,06Abu0,42+ 7,457 O2 In
0
8,5 CO2 + 0,049 SO2 + 0,07 H2O +0,227Abu
: 222,7043
453,399
Reaksi : 222,7043
404,821
423,04705
13,4080
364,6897
95,5891
48,578
423,04705
13,4080
364,6897
95,5891
Out
:
0,0222
0
Komponen udara
Fraksi mol
N2
0,79
O2
0,21
0
0
0
N10O2 teoritis
=
404,821 kmol
N9Udara berlebih (excess air)
=
12%
dalam excess air
=
404,82 × (1 + 0,12)
F9O2 dalam excess air
=
14507,690 kg
N9N2 dalam excess air
=
0,79 / 0,21 × 453,399 = 1705,645 kmol
9
N
O2
= 453,399 kg
F9N2 dalam excess air
=
47780,916 kg
N11CO2 =
423,047 kmol
F10CO2 =
423,047 kmol × 44,0097 kg/kmol
=
18618,3 kg
N11SO2 =
13,408 kmol
F11SO2 =
13,408 kmol × 64,0616 kg/kmol
=
858,941 kg
N11H2O =
364,69 kmol
F11H2O =
364,69 kmol × 18,0151 kg/kmol
=
6571,71 kg
N11Abu =
95,5892 kmol
F11Abu =
95,5892 kmol × 30,7498 kg/kmol
= N11N2 = = F11N2 = =
2939,35 kg N7N2 453,399 kmol 453,399 × 14,0067 × 2 kg/kmol 12701,3 kg
N11O2 =
48,578 kmol
F11O2 =
48,578 kmol × 15,9988 × 2 kg/kmol
= N11char = 11
F
char
1554,4 kg
0,02227 kmol
=
0,02227 kmol × 168,67 kg/kmol
=
1,68077 kg
Tabel A.4 Neraca Massa pada Char Combustor (R-202) Komponen
Masuk (kg) Aliran 10
Aliran 8
Keluar (kg) Aliran 5
H2O
Aliran 11 6571,710124
N2
47780,92
47780,92
O2
14507,690
1554,395334
CO2
18618,3008
SO2
858,940596
Olivine MgO
2252,6269
2047842,644 2050095,252
14,1097
13,9143
Abu
2939,348
Char Subtotal aliran Total
19621,962 62288,606
1,681
2266,7365
2067464,606 2132019,932
2132019,932
2132019,932
A.4 Cyclone 1 (S-201) Cyclone 1 (S-101) berfungsi memisahkan partikel char + olivine + abu yang terbawa aliran gas hasil sintesis dari Reaktor Gasifier (R-101) 16
5
4
Aliran 4 adalah gas sintesa + char + olivine yang berasal dari Gasifier (R-201) Aliran 5 adalah olivine + abu Aliran 16 dalah produk gas sintesis + residu char Cyclone 1 (S-101) memisahkan mayoritas 99,9% olivine dan char
Neraca massa komponen : Char
:
F6char
= 99,90% × F5char
=
16806,032 kg
Olivine
:
F6Olivine
= 99,90% × F4Olivine
=
2047637,841 kg
Tabel A.5 Neraca Massa pada Cyclone 1 (S-201) Komponen H2
Masuk (kg) Aliran 4
Aliran 5
Keluar (kg) Aliran 16
1127,963
1127,963
CO2 CO
40582,918 34549,849
40582,918 34549,849
H2O
13014,468
13014,468
CH4
6708,973
6708,973
C 2 H4
592,812
592,812
C 2 H6 Olivine Char Subtotal Total aliran
3885,870 3885,870 2047842,626 2047637,841 204,784 16807,713 16806,032 1,681 2165113,192 100669,318 2064443,874 2165113,192 2165113,192
A.5 Cyclone 2 (S-202) Cyclone 2 (S-202) berfungsi memisahkan 99,9%
olivine dari gas
pembakaran dan selanjutnya olivine dikirim kembali ke reaktor gasifier (R-201) 13
11
12
Aliran 11 adalah gas hasil pembakaran + char + olivine yang berasal dari Char Combustor (R-202) Aliran 13 adalah gas buang + abu Aliran 12 adalah olivine yang dikirim kembali ke gasifier (R-201)
Neraca massa komponen : Olivine :
F12char
= 99,90% × F8char
Olivine :
F9Olivine = F8Olivine – F10Olivine = 1974,249 kg
= 1972275 kg
Tabel A.6 Neraca Massa pada Cyclone 02 (CY-02) Komponen
Masuk (kg) Aliran 11
H2O
Keluar (kg) Aliran 13
Aliran 12
6571,710
6571,710
N2
47780,916
47780,916
O2
1554,395
1554,395
CO2
18618,301
18618,301
SO2
858,941
858,941
2050095,252
205,010
2049890,243
MgO
13,914
13,914
0,000
Abu
28,219
28,219
0,000
Char
1,681
1,681
0,000
Subtotal aliran
2125523,330
75633,087
2049890,243
Total aliran
2125523,330
Olivine
2125523,330
A.6 Mix Point MgO dan Make-up Olivine (MP-101) Mix Point MgO dan Make-up Olivine berfungsi sebagai titik pencampuran aliran make up olivine + MgO
6
7
8
Aliran 6 adalah aliran Make Up Olivine Aliran 7 adalah aliran MgO Aliran 8 adalah aliran Keluar Mix Point
Asumsi : Potasium (Kalium) di dalam abu CKS adalah 0,2 % berat Aliran MgO ditentukan sebesar dua kali aliran molar potasium dalam abutotal Abutotal
= Abu TKKS + abu dari Cyclone 2 (S-202)
Abu dalam TKKS
= 4,5% dari massa TKKS basis kering
Abu
= 3422,385 kg/jam
= 3422,385 kg
Potasium dalam abuin = 6,84477 kg/jam BM Potasium
= 39,102 g/mol
Aliran molar potasium = Potasium dalam abuin / BM Potasium = 0,175 kmol/jam BM MgO
= 40,302 g/mol
MgO suplai
= 2 × Aliran molar potassium = 0,350 kmol/jam = 14,110 kg/jam = 111748,490 kg/tahun
Make up olivine yang diperlukan adalah 0.11 % dari olivine yang kembali ke R-202 untuk menutupi olivine yang terbuang dari cylone. F12olivine
= 0,0011 × olivine yg di recycle = 0,0011 × 2047842,626 = 2252,627 kg/jam = 171840804,95 kg/tahun
Tabel A.7 Neraca Massa pada Mix point Komponen Olivine MgO Subtotal aliran Total
Masuk (kg) Aliran 6 Aliran 7 2252,627 14,110 14,110 2252,627 2266,737
Keluar (kg) Aliran 8 2252,627 14,110 2266,737 2266,737
A.7 Reformer (R-203) Reformer (R-203) berfungsi untuk mengkonversi CH4, C2H4 dan C2H6 menjadi CO dan H2.
17
16
Aliran 16 adalah aliran dari Cyclone 2 (S-202) Aliran 18 adalah aliran gas sintesis keluaran R-203
Reaksi yang terjadi di reformer:
H2 O
CO
+
3 H2
(Reaksi 1)
C2H4 +
2 H2 O
2 CO
+
4 H2
(Reaksi 2)
C2H6 +
2 H2 O
2 CO
+
5 H2
(Reaksi 3)
CH4
+
Konversi CH4
=
20
% dari total CH4 input
Konversi C2H4
=
50
% dari total C2H4 input
Konversi C2H6
=
90
% dari total C2H6 input
Reaksi 1 CH4 In
:
Reaksi : Out
:
N16CH4 -r N18CH4
+
H2O
CO
N16H2O
N16CO
N16H2
r
3r
-r N18H2O (1)
N18CO (1)
+
3H2
N18H2 (1)
15 N CH 4
r
X CH 4
0,20 × N15CH4
CH 4
N16CH4 =
F16CH4 / BM CH4
=
418,265kmol
N16H2O =
F16H2O / BM H2O
=
2252,104 kmol
N16CO 16
N
=
CO /
BM CO
=
1710,389 kmol
16
H2 /
BM H2
=
62,595 kmol
F
=
H2
16
F
CH4 In
:
+
H2O
CO
+
3H2
418,265
2252,104
1710,38859
62,595
Reaksi :
83,653
83,653
83,653
83,653
Out
334,612
2168,45118
1794,04162
313,554
F17CH4 =
5367,17879kg
:
N17CH4
=
334,612 kmol
N17H2O (1)
=
2168,45118 kmol
N17CO (1)
=
1794,04162kmol
N17H2
=
313,554 kmol
(1)
Reaksi 2 C2H4 In
2H2O
2CO
N16C2H4
N17H2O (1)
N17CO (1)
N17H2
-r
-2r
2r
4r
:
N18C2H4
N18H2O (2)
N18CO (2)
N18H2
r
N C152 H 4
:
Reaksi : Out
+
X C2 H 4
+
4H2 (1)
(2)
0,50 × N15C2H4
C2 H 4
N16C2H4
=
F16C2H4 / BM C2H4
=
138,534kmol
N17H2O (1)
=
F17H2O (1) / BM H2O
=
2168,451 kmol
=
1794,042 kmol
=
313,554 kmol
N17CO (1)
17
=
F
N17H2 (1)
=
F17H2 (1) / BM H2
C2H4 In
:
Reaksi :
CO (1) /
+
BM CO
2H2O
2CO
+
4H2
138,534
2168,451
1794,04162
313,554
69,267
138,534
138,534
277,067
Out
69,267
2029,91748
N17C2H4 =
69,267
kmol
N17H2O (2) =
2029,91748 kmol
N17CO (2) =
1932,57531 kmol
17
N
:
H2 (2)
=
590,622
1932,57531 F17C2H4 =
590,622
1942,93501 kg
kmol
Reaksi 3 C2H6 In
N16C2H6
:
Reaksi : Out
2CO
N18H2O (3)
X C2 H 6
+
5H2
N17CO (2)
N17H2 (2)
2r
5r
N18CO (3)
N18H2 (3)
-2r
N18C2H6
N C152 H 6
2H2O N17H2O (2)
-r
:
r
+
0,90 × N15C2H6
C2 H 6
N15C2H6
=
F16C2H6 / BM C2H6
=
19,714 kmol
N17H2O (2)
=
F17H2O (2) / BM H2O
=
2029,917 kmol
N17CO (2)
=
F17CO (2) / BM CO
=
1932,575 kmol
N17H2 (2)
=
F17H2 (2) / BM H2
=
590,622 kmol
C2H6 In
+
2H2O
2CO
+
5H2
:
19,714
2029,917
1932,57531
590,622
Reaksi :
17,743
35,486
35,486
88,715
Out
1,971
1994,43155
1968,06125
679,336
N17C2H6 =
1,971
kmol
N17H2O (3) =
1994,43155 kmol
N17CO (3) =
1968,06125 kmol
N17H2 (3) =
679,336373 kmol
:
F17C2H6 =
59,28123
kg
N17C4H8
=
0,021
F17C4H8
=
1,15141
N17H2O (total)
=
1994,43155 kmol
F17H2O (total)
=
35939,65648 kg
N17CO (total)
=
1968,06125 kmol
F17CO (total)
=
55125,39565 kg
N17H2 (total)
=
679,336373 kmol
F17H2 (total)
=
1372,25947
kmol
kg
kg
Banyaknya katalis (olivine) yang diperlukan untuk Reformer (R-203) adalah = 60 lb / 243000 lb gas sintesis (Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005)
Gas sintesis
Katalis yang diperlukan
=
100669,318 kg
=
221937,593 lb =
60 × 221937,593 / 243000
=
54,799 lb
=
24,857kg
Tabel A.8 Neraca Massa pada Reformer (R-203) Komponen H2
Masuk (kg)
Keluar (kg)
aliran 16
aliran 17
1127,963
1372,259
CO2
40582,918
13014,468
CO
34549,849
55125,396
H2O
13014,468
35939,656
CH4
6708,973
5367,179
C2H4
592,812
1942,935
C2H6
3885,870
59,281
204,784
204,784
1,681 2064443,874
1,681
Olivine Char Subtotal aliran Total aliran
2064443,874
2064443,874 2064443,874
A.8 Scrubber (M-301) Scrubber
berfungsi
untuk
mendinginkan
aliran
gas
panas
sampai
temperaturnya 60 oC dan membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas
21 18
19
20
Aliran 18 adalah aliran gas panas dari Heat Exchanger Aliran 21 adalah aliran gas yang telah bersih dan dingin (T = 60 oC). Aliran 19 adalah aliran air yang diambil dari aliran gas sintesis yang terabsorpsi, dimana berfungsi untuk membersihkan aliran gas dari char dan olivine. Aliran 20adalah aliran sludge (char dan olivine) yang terserap oleh air (dikirim ke pengolahan limbah).
A.8.1 Menghitung kebutuhan air untuk membersihkan gas sintesis Menurut Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005,untuk mendinginkan gas sintesis dari gasifier tipe BCL sampai temperaturnya mencapai 60 oC diperlukan air sebanyak 2 galon per menit untuk kapasitas 2000 ton umpan kering pabrik/hari. 1 galon air
= 3,7854 Liter
1 Liter
= 1000 cm3
1 Liter air
= 1kg/m3
Kebutuhan air untuk scrubber adalah 2 galon per menit untuk kapasitas 2000 ton umpan kering pabrik/hari, sehingga untuk kapasitas pabrik diperlukan air sebanyak :
Kebutuhan air untuk scrubber
= F19H2O
=
76,143galon/menit
=
4568,58 galon/jam
=
17293,90273 kg/jam
=
959,706034 kmol/jam
Air yang dihasilkan pada aliran 20 = F20H2O =
2 galon/menit
=
120 galon/jam
=
454,248 kg/jam
=
25,20799112 kmol/jam
Komposisi umpan gas masuk Scrubber (M-301) Komponen
kg
kmol
%mol komponen yang di absorpsi
H2
1372,259
679,336
0,000001
CO2
13014,468
295,716
0,999
CO
55125,396
1968,061
0,645057
H2O
35939,656
1994,432
-
CH4
5367,179
334,612
0,999001
C2H4
1942,935
69,267
0,997506
C2H6
59,281
1,971
0,997010
Olivine
204,784
0,978
1,00
Char
1,681
0,011
1,00
Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005 A.8.2 Menghitung komponen yang terabsorpsi (F20) : N20H2
= 0,000001 × 679,336 F20H2
N20CO2
= 0,999 × 295,716 20
F
CO2
=
0,001 kmol
=
0,002 kg
=
295,420 kmol
=
13001,453 kg
N20CO
N20CH4
N20C2H4
= 0,645057 ×1968,06
=
1269,512 kmol
F20CO
=
35559,028 kg
= 0,999001 × 334,612
=
334,278 kmol
F20CH4
=
5361,817 kg
=
69,094 kmol
=
1938,089 kg
= 0,997010 ×1,971
=
1,966 kmol
20
=
59,104 kg
=
0,97763097 kmol
=
204,784263 kg
=
0,0111816 kmol
=
1,680771 kg
= 0,997506 × 69,267 F20C2H4
N20C2H6
F
C2H6
N20Olivine = 1,00× 0,978 F20Olivine N20Char
= 1,00× 0,011 20
F
Char
A-8.3 Menghitung komponen sirkulasi air absorber (F20): N19H2O
= 958,57167 kmol F19H2O
N19CO2
= (0,1/100) × N29CO2 F19CO2
N19CH4
= (0,25/100) × N19C2H4 F19C2H4
N19C2H6
= (0,3/100) × N19C2H6 F19C2H6
17273,462 kg
0,295 kmol =
= (0,1/100) × N19CH4 F19CH4
N19C2H4
=
13,001 kg
0,17274 kmol =
5,362 kg
=
0,17274 kmol
=
4,8452 kg
=
0,0059 kmol
=
0,1773 kg
N19H2O
= 2 galon/menit F19H2O
=
25,20799 kmol
=
454,2480 kg
Tabel A.9 Neraca Massa pada Scrubber (M-301)
Komponen H2
Masuk (kg) Aliran 18
Keluar (kg) Aliran 19
Aliran 21
Aliran 20
1372,259
1372,258
0,002
CO2
13014,468
13,014
13001,453
CO
55125,396
19566,368
35559,028
H2O
35939,656
17273,462
18211,947
454,248
CH4
5367,179
5,362
0,000
5361,817
C2H4
1942,935
4,845
0,000
1938,089
C2H6
59,281
0,177
0,000
59,104
Olivine Char
204,784
204,784
1,681
1,681
Subtotal
113027,639
Total
113027,639
17283,846
39163,588
56580,206 113027,639
A.9 Gas Compression Gas Compression berfungsi untuk menaikkan tekanan aliran gas sampai dengan 2068 kPa
28 23
E-6 E-20
E-7
E-22 25
P-418
26
21
27 24 22
Keterangan : Kompresi gas terdiri dari 3 tahap kompresi (Pawal = 103,4 kPa). Knock Out Drum dipasang sebelum melewati kompresor. Intercooler dipasang setelah melewati compressor. Masing – masing kompresor dimodelkan memiliki efisiensi politropik = 78%. Masing – masing intercooler mendinginkan sampai 60 oC kecuali S-303 sampai 43,33 oC.
Tekanan dinaikkan sebagai berikut : 1
pb pa
pn p1
n
Keterangan :
pb pa pb pa n
2068 103,4
1
3
2,714417617
Rasio kompresi = Tahapan
= 3
p1 = Tekanan inlet pn = Tekanan outlet dari n tahapan
103,4
280,671
761,858
2068,000 kPa
Pressure Drop (DP) yang diizinkan pada intercooler adalah = 13,8 kPa Neraca massa untuk kompresi gas ini tidak dapat dilakukan alat per alat karena masing-masing alat berhubungan satu sama lain (ada 3 aliran recycle). Oleh karena itu, neraca massa pada kompresi gas ini dihitung sebagai satu sistem. Algoritma perhitungan neraca massa pada sistem kompresi gas ini adalah sebagai berikut : 1. Mulai dari S-301. Aliran recycle dari S-302A belum ada. Dilakukan perhitungan VLE (PT Flash, P = 103,4 kPa, T = 333.15 K, trial V/F, zi = zi). 2. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari S-301. Aliran liquid dikirim ke utilitas sedangkan aliran uap dikompres dan didinginkan sebelum menuju S302A. Digunakan yi aliran uap ini sebagai zi untuk S-302A yang digunakan juga untuk menghitung VLE pada S-302A (PT Flash, P = 208,671 kPa, T = 333,15 K, trial V/F) 3. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari S-302A. Aliran liquid direcycle ke S-301. Nilai zi untuk S-301 diperbarui dengan penambahan aliran recycle ini. 4. Dilakukan kembali perhitungan pada no. 1 - 3 sampai komposisi mol aliran liquid recycle dari S-302 konvergen. Toleransi +/- 0,1 kmol. 5. Dilanjutkan ke S-302B. Digunakan yi terbaru dari aliran uap S-302A sebagai zi untuk S-302B. Dihitung VLE (PT flash, P = 761,858 kPa, T = 333,15 K, trial V/F) 6. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari S-302B. Aliran liquid direcycle ke S-302A. Diperbarui nilai zi untuk S-302A dengan penambahan aliran recycle ini. 7. Dilakukan kembali perhitungan pada no. 5. Trial dihentikan sampai komposisi mol aliran liquid recycle dari S-302B konvergen (toleransi +/0,1kmol) 8. Diperbarui nilai zi untuk S-302B dengan penambahan aliran recycle dari S302B yang baru. 9. Dilakukan kembali perhitungan VLE pada S-30B. Trial dihentikan sampai komposisi mol recycle dari S-302A konvergen (toleransi +/- 0,1 kmol). 10. Dilajutkan ke S-303. Digunakan nilai yi terbaru dari S-302B sebagai nilai zi untuk S-303. Dilakukan perhitungan pada VLE (PT flash, P = 2068 kPa, T = 316,5 K, trial V/F)
11. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari S-303. Aliran liquid direcycle ke S-302B. Perbarui nilai zi untuk S-302B dengan penambahan aliran recycle ini. 12. Dilakukan kembali perhitungan VLE pada S-302B. Trial dihentikan sampai komposisi mol aliran recycle dari S-302D konvergen (toleransi 0,1 kmol). 13. Diperbarui nilai zi untuk S-303 dengan penambahan aliran recycle yang baru dari S-302B. Dilakukan kembali perhitungan VLE pada S-303 sampai komposisi mol aliran konvergen (toleransi +/- 0,1 kmol).
Neraca massa dihitung dengan menggunakan kesetimbangan uap cair (Vapor Liquid Equilibrium, VLE). Rumus perhitungannya adalah sebagai berikut : 1. Menghitung tekanan uap masing-masing komponen pada kondisi keluar ln Pv = A – B/(C+T) dimana : Pv
(Sumber: Perry's CEH)
=
Tekanan uap, kPa
A, B, dan C
=
konstanta Antoine untuk masing-masing komponen
T
=
Temperatur (K)
2. Trial fraksi uap aliran keluar sampai jumlah fraksi uapnya ~ 1 C i 1
K i zi 1 ( K i 1) VF
dimana :
1
i = 1,…C
(Pers. 13-13, Perry's CEH)
Ki
=
konstanta kesetimbangan uap-cair komponen i
zi
=
fraksi mol komponen i aliran keluar
V/F
=
fraksi uap aliran keluar
Knock Out Drum (S-301), PT Flash, Pt = 103,400 kPa , didapat
333,150 K)
V/F = 0,6145
Komponen
kmol
H2
680,057
CO2
T =
Pv pada
zi
T=333,15K
Ki (Pv/Pt)
yi
xi
0,245015 68053,6484 658,159076 0,398342807 0,00060524
0,296 0,0001066 77290,4166 747,489522 0,000173296 2,3184E-07
CO
698,865 0,2517911 44211,0049 427,572581 0,409149322 0,00095691
H2O
1396,356 0,5030873 19,9315569 0,19276167 0,192430905 0,99828406
Subtotal
2775,574
1
1,000
1,000
1,000
Komponen Top S-301 H2
Bottom S-301
679,4096
0,6476
0,2956
0,0002
CO
697,8411
1,0239
H2O
328,2083
1068,1477
Subtotal
1705,755
1069,819
CO2
K i zi 1 ( K i 1)
yi
Top
V F
;
xi
Ki yi
= yi × V/F × Total kmol
Bottom = xi × (1 – V/F) × Total kmol
Knock Out Drum (S-302A), PT Flash, Pt = 280,671 kPa , T = 333,150 K Didapat: Komponen
V/F = 0,79 kmol
H2 CO2 CO H2O
Pv pada
zi
T=333,15K
Ki (Pv/Pt)
yi
xi
680,059 0,296
0,3630573
68053,6484
242,467877
0,459062965
0,00189329
0,0001578
77290,4166
275,377494
0,000199611
7,2486E-07
698,125
0,3727022
44211,0049
157,519086
0,470980111
0,00298999
494,665
0,2640826
19,9315569
0,07101401
0,070475352
0,9924148
Subto -tal
1873,144
Komponen H2 CO2 CO H2O Subtotal
1
Top S-302A
1,000 Recycle Bottom S-302A ke S-301
679,3139
0,7447
0,2954
0,0003
696,9487
1,1761
104,2883
390,3765
1480,846
392,298
1,000
Knock Out Drum (S-302B) PT Flash, Pt = 761,858 kPa , T = 333,150 K) didapat
Komponen H2
V/F = 0,95
kmol
H2O
T=333,15K
Ki (Pv/Pt)
yi
xi
679,934
0,4589601
68053,6484
89,3259295
0,482831421
0,00540528
0,295
0,0001994
77290,4166
101,449936
0,000209832
2,0683E-06
696,949
0,4704451
44211,0049
58,0305274
0,494756638
0,0085258
104,288
0,0703953
19,9315569
0,02616178
0,024603566
0,94043916
1481,467
1
CO2 CO
Pv pada
zi
Subtotal
Komponen
Top S-302B
H2
H2O Subtotal
1,000
Recycle Bottom S-302B ke S-302A
679,5338
0,4004
0,2953
0,0002
696,3173
0,6315
34,6269
69,6615
1410,773
70,694
CO2 CO
1,000
Knock Out Drum (S-303) PT Flash, Pt
= 2068 kPa , T = 316,450 K) didapat
V/F = 0,9785 Pv pada T=316,45K
Komponen
kmol
zi
H2
679,534
0,4816747
66335,8936
CO2
0,295
0,0002093
47297,1616
CO
696,317
0,4935713
40363,2555
H2O Subto tal
34,627 1410,773
0,0245446
8,7799727
1
Ki (Pv/Pt) 32,077318 22,870967 9 19,518015 2 0,0042456 3
yi
xi
0,491921295
0,01533549
0,000213724
9,3448E-06
0,503849089
0,02581457
0,004061981
0,956743
1,000
1,000
Komponen
Top S-303
Recycle Bottom S-303 ke S-302B
H2
679,0687
0,4652
CO2 CO
0,2950 695,5343
0,0003 0,7830
H2O Subtotal
5,6073 1380,505
29,0196 30,268
Tabel A.10 Neraca Massa Untuk Knock Out Drum (S-301) Komponen
Masuk (kg) Aliran 21
H2
1373,716
1,308
1372,407
CO2 CO H2O
13,019 19575,207
0,011 28,679
13,008 19546,529
25162,335
19248,022
5914,313
Subtotal
46124,277 46124,277
19278,020 26846,257 46124,277
Total
Keluar (kg) Aliran 24 Aliran 25
Tabel A.11 Neraca Massa Untuk Knock Out Drum (S-302A) Komponen H2 CO2 CO H2O Subtotal Total
Masuk (kg) Top S-301 1373,719 13,012 19554,478 8913,860 29855,069 29855,069
Keluar (kg) Aliran 26 Top S-302A 1,504 1372,214 0,013 13,000 32,944 19521,534 7034,585 1879,275 7069,046 22786,023 29855,069
Tabel A.12Neraca Massa Untuk Knock Out Drum (S-302B) Komponen H2 CO2 CO H2O Subtotal Total
Masuk (kg) Top S-302A 1373,467 13,004 19521,537 1879,277 22787,284 22787,284
Keluar (kg) Bottom S-302B Aliran 27 0,809 1372,658 0,007 12,997 17,689 19503,847 1255,300 623,977 1273,805 21513,479 22787,284
Tabel A.13 Neraca Massa Untuk Knock Out Drum (S-303)
Komponen
Masuk (kg) Aliran 26
H2
1373,467
1372,658
0,809
CO2 CO H2O Subtotal
13,004 19521,537
12,997 19503,847
0,007 17,689
1879,277 22787,284 22787,284
623,977 1255,300 21513,479 1273,805 22787,284
Total
Keluar (kg) Aliran 28 Aliran 27
A.11 Reaktor Sintesis Dimetil Eter Reaktor Sintesis Dimetil Eter berfungsi untuk mengubah syngas menjadi dimetil eter secara satu tahap dalam satu reaktor. Tahap ini adalah penggabungan dari reaksi pembentukan metanol dari syngas (H2 dan CO) yang diikuti oleh proses dehidrasi metanol.
29
30
Aliran 29 adalah aliran gas yang siap disintesis Aliran 30 adalah aliran gas yang telah disintesis CO + 2H2
CH3OH
CH3OH
CH3OCH3 + H2O
CO + H2
CO2 + H2O
Reaksi 1
CO
+
2H2
29
29
CH3OH
In
N CO
N H2
N29CH3OH
Reaksi
-r
-2r
r
Out
N30CO
N30H2
N30CH3OH
N29 CO =
F29CO / BM CO =
695,857 kmol
N29H2 =
F29H2 / BM H2
678,101 kmol
=
Konversi reaksi adalah 76%
r
29 N CO
X CO CO
0,76 x N29CO
CO
+
2H2
CH3OH
In
695,857
678,101
0
Reaksi
257,678
515,357
257,678
Out
438,178
162,74431
257,678
N30CO
=
N30H2 (1) = N30CH3OH
(1)
=
438,094
kmol
F30CO =
12271,0254
kg
163,08812
kmol
F30H2 =
329,43800
kg
258,223
kmol
F30CH3OH =
8779,57701
kg
Reaksi 2
30
In
X CH 3OH
N30H2O
-r
N30CH3OH
N30CH3OH = Konversi reaksi adalah 98%
H2O
N CH3OCH3
-2r
Out
N
CH3OCH3 + 30
N CH3OH
Reaksi
r
2CH3OH
-r
N30CH3OCH3
N30H2O
F30CH3OH / BM CH3OH = 258,223 kmol
0,98 x N30CH3OH
CH 3OH
CH3OH
CH3OCH3 + H2O
In
258,223
Reaksi
258,223
126,271
126,271
5,681
126,271
126,271
Out
NCH3OH =
5,681
kmol
FCH3OH =
193,15069
NCH3OCH3 (1) = 126,27098 NH2O (1) = 126,271
kmol
FCH3OCH3 =
6313,54876
kmol
FH2O =
2272,87755
Reaksi 3
CO
In
N30CO
Reaksi
-r
Out
30
N CO
+
H2
CO2 +
H2
N30H2
N29CO2
N30H2
-r
r
r
30
N H2
30
N CO2
N30H2
NCO =
FCO / BM CO
=
438,094
kmol
NH2O =
FH2O / BM H2O
=
126,271
kmol
NCO2 =
FCO / BM CO2
=
0,295
kmol
NH2 =
FH2 / BM H2
=
163,088
kmol
CO
+
H2
CO2 +
H2O
In
438,094
126,263
0,29532
163,088
Reaksi
123,746
123,746
123,746
123,746
Out
314,349
2,52542
124,04087
286,834
N30CO =
314,349
kmol
F30C0 =
8804,91234
kg
N30H2O (1) =
2,52542
kmol
N30H2O (1) =
45,50806
kg
N30CO2 (1) =
124,04087
kmol
N30CO2 (1) =
5459,03880
kg
286,834
kmol
579,40402
kg
N30H2
(1)
=
N30H2
(1)
=
Katalis yang diperlukan adalah Cu-Zn dan Al2O3 dengan rasio 1:1 sebanyak 3 gram per kg syngas =3 gr (1 kg/1000 gr) × 21642,560 kg
= 64,540 kg
Minyak yang digunakan sebagai medium katalis adalah sebanyak 0,4 gram per kg katalis = 0,4 gr × 64,540 = 25,81618 kg
Tabel A.13 Neraca Massa pada Reaktor sintesis Dimetil Eter (R-401) Komponen H2
Masuk (kg)
Keluar (kg)
Aliran 29
Aliran 30
1372,658
579,404
CO2
12,997
5459,039
CO
19503,847
8804,912
H2 O
623,977
45,508
CH3OCH3
6313,549
CH3OH
193,151
Subtotal
21513,479
21642,560
Total
21642,560
21642,560
A.12 KO-Drum (S-401) KO-Drum digunakan untuk memisahkan dimetil eter dari gas yang tidak sempurna bereaksi
33
E-33 31
32
Aliran 31 adalah aliran gas yang telah disintesis Aliran 32 adalah aliran gas yang tidak sempurna bereaksi Aliran 33 adalah aliran dimetil eter
Tabel A.14 Neraca Massa pada Ko-Drum Dimetil Eter (S-401) Komponen H2 CO2 CO H2O CH3OCH3 CH3OH Subtotal Total
Masuk Aliran 31
Keluar Aliran 32
579,404
579,404
5459,039
5459,039
8804,912
8804,912
Aliran 33
45,508
45,508
6313,549
6313,549
193,151
193,151 6552,21
21642,560 21642,560
14843,355
21642,560
LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI
Basis perhitungan
= 1 jam operasi
Satuan operasi
= kJ
Kapasitas produksi
= 50.000 ton/tahun
Suhu Referensi
= 25 oC
LB.1 Data-Data Kapasitas Panas, Panas Perubahan Fasa, dan Panas Reaksi Komponen LB.1.1 Data-Data Kapasitas Panas Komponen Gas Tabel LB.1 Data Kapasitas Panas Komponen Gas ( kJ/mol K) Komponen
a
b
c
d
H2
27,1430244
0,009273762
-1,38081E-05
7,6451E-09
CO2 CO
19,7951904 30,8692764
0,073436472 -0,012853476
-5,60194E-05 2,78925E-05
1,71533E-08 -1,27153E-08
H2O
32,2425468
0,001923835
1,05549E-05
-3,59646E-09
CH4
19,2509064
0,05212566
1,19742E-05
-1,13169E-08
C2H4
3,8058012
0,15658632
-8,34848E-05
1,75511E-08
C2H6
5,4093456
0,178106472
-6,93753E-05
8,71273E-09
LB.1.2 Data-Data Panas Perubahan Fasa Komponen Tabel LB.2 Data Panas Perubahan Fasa Komponen (Reklaitis, 1983). Komponen
∆Hvl pada titik didihnya (kJ/mol)
H2O
40,6562
LB.1.3 Data-Data Kapasitas Panas Komponen Cair Tabel LB.3 Data Kapasitas Panas Komponen Cair ( kJ/mol K) Komponen
a
b
H2
0,000066653
0,0067659
-0,00012363
0,00047827
CO2 CO
-8,3043 0,000065429
0,10437 0,028723
-0,00043333 -0,00084739
6,0052E-07 0,0019596
H2O
0,27637
-0,0020901 0,000008125
-1,4116E-08
CH4
0,000065708
0,038883
c
-0,00025795
d
0,00061407
C2H4
0,24739
-0,004428 0,000040936
C2H6 0,000044009 (Sumber : Perry’s, 2007)
0,089718
-1,697E-07
0,00091877
-0,001886
LB.1.4 Data-Data Panas Reaksi Komponen Tabel LB.6 Data Panas Reaksi Pembentukan Komponen Komponen
Hf (kJ/mol)
H2
0,000
CO2 CO H2O
-393,685 -110,615
CH4
-74,902
C2H4
52,335
C2H6
-84,741
-241,997
Persamaan untuk menghitung kapasitas panas (Reklaitis, 1983) : Cp
a
bT
cT 2
dT 3
Jika Cp adalah fungsi dari temperatur maka persamaan menjadi : T2
T2
CpdT T1
(a
bT CT 2
dT 3 )dT
T1
T2
CpdT
a (T2
T1 )
T1
b 2 (T2 2
2
T1 )
c 3 (T2 3
3
T1 )
d 4 (T2 4
4
T1 )
Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah : Tb
T2
CpdT T1
T2
Cp l dT
H Vl
T1
Cp v dT Tb
Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi :
dQ dt
T2
r H r (T )
T2
N CpdTout N CpdTin T1
T1
LB.2 Perhitungan Neraca Panas LB.2.1 Rotary Drier 01 (RD-101) Fungsi : Mengeringkan aliran serbuk TKKS sampai kandungan airnya = 12%.
14 2
3 13
a. Menghitung entalpi, H2 pada T = 30,000 0C
H2 O m, kg n, mol Hf (l), kJ/mol ∫CpdT, kJ/mol H
TKKS 25351,000
76053,000
1406825,749
530205,085
-285,840
-801,121
0,377
0,006
-4,0160E+08
-4,2476E+08
H1, kJ
-8,263519E+08
b. Entalpi yang dibawa, H14 pada 1021 0C = -2,8320E+08 c. Menghitung temperatur pengeringan TKKS sampai 12 % moisture Diketahui air yang teruapkan
= 14980,136 kg = 831306,125 mol
dilakukan perhitungan Vapor Liqiid Equlibrium (VLE) untuk komponen air. Trial temperatur sampai diperoleh : C i 1
K i zi 1 (K i
V 1) F
1
(Pers : 13-13, Perry’s CEH)
untuk i = komponen air (H2O) Nilai V/F = mol air teruapkan / mol air mula-mula = 0,591
Setelah Trial & Error diperoleh T = 373,110 K, dengan P = 101,320 kPa Komponen H2O
Zi
A
1,000
65,930
D -7,177
Komponen H2O
B -7227,000
E
F
0,000
4,620
K1
101,475
y1
1,002
1,000
Hair yang teruapkan, T =373,110 oK Komponen H2O
∫CpdT, kJ/mol
4002269,196
19,329
-8,905E+08
dT = 74,960
H2O
Hf (l), kJ/mol ∫CpdT, kJ/mol Hi
0,999
Hi, kJ
Hair tak teruapkan + TKKS, T = 373,110 oK
n,mol
x1
dT = 74,960
n (mol)
m,kg
0,000
Ln Pv
2,000
Pv(kPa)
C
TKKS 10370,864
76053,000
575519,625
530205,085
-285,840
-801,121
5,652
0,090
-1,6125E+08
-4,2471E+08
H4, kJ
-5,8596E+08
d. Menghitung entalpi aliran 3, H3 H3
=
(H2 + H13) – H3
H3
=
Hair tak teruapkan + TKKS, T = 373,110 oK
H3
=
-5,2359E+08 kJ
Dari perhitungan, diperoleh temperatur = 122,236 oC
Komponen
∫CpdT, kJ/mol
n (mol)
ΔHi, kJ
N2
4416537,376
2,832
1,251E+07
O2
125538,907
2,886
3,623E+05
SO2
2327,165
3,959
-6,817E+05
CO2
921169,413
3,703
-3,591E+08
H2O
4538486,759
3,288
-3,262E+08
H3
-6,7309E+08
Neraca Panas pada Rotary Drier (RD-101) Entalpi Masuk (kJ)
Entalpi Keluar (kJ)
H2
H14
H13
H3
-8,2635E+08 Total
-2,8320E+08 -1,1096E+09
-6,7309E+08 Total
-5,8596E+08 -1,259057E+09
LB.2.2
Gasifier (R-201)
4
12
3
Parameter Operasi : TOutput =
870 oC
= 1598 oF
POutput =
1,565 atm
= 23 psia
Tout = 870oC
ΔH
Aliran 4
Tin = 30 oC Aliran 2
Analisis proksimat Tandan Kosong Kelapa Sawit (wt %): Mouisture content
= 5,73
Volatile matter
= 73,74
Fixed carbon
= 18,44
Ash
= 2,21
Analisis ultimasi (wt %): C
= 43,52
H
= 5,72
O
= 48,9
N
= 1,2
S
= 0,66
Perhitungan Neraca energi gasifier (R-201) a. Entalpi aliran 3 (H3) massa TKKS kering (F3)= 76503 + 10370,864 = 76053,000 kg T = 30 oC Komponen H2O TKKS
=
303,150 K
n (mol) CpdT, kJ/mol 576159,091 0,075 650009,294 7,330
Hf, kJ/mol Hi (kJ) -241,997 -139385583,091 -193,826 -121224122,244
H2, kJ
-260609705,335
b. Entalpi aliran 3a, H3a Aliran 3a adalah aliran steam (low pressure).Tsteam Komponen
n (mol)
H2O
624290,041
CpLdT 5,672
= 126.667 oC
Hv
CpVdT
Hf
Hi (kJ)
40,683
916,144
-241,997
449802500,809
3
H , kJ
449802500,809
c. Entalpi aliran 12, H12 pada = 982,222 oC = 1255,372 K Aliran 12 adalah olivine yang terbawa dari Cylone (S-203) Komponen Olivine
n (mol) 33699855,249
CpdT, kJ/mol 69,710
H9, kJ
Hi (kJ) 2349200646,223 2349200646,223
d. Entalpi aliran produk pada 870 oC Aliran 4 adalah gas sintesa yang terbentuk + char + olivine Diketahui :
T = 870 oC = 1143,15 K
(Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005, page 8) Komponen H2
n (mol)
CpdT, kJ/mol
Hi (kJ)
559505,268
31,121
17412225,726
CO2 CO H2O
295718,162 1233443,034
56,163 33,631
16608436,578 41481409,287
2252716,770
42,862
96556530,962
CH4
418189,573
77,580
32443280,731
C2H4
138514,925
99,929
13841660,976
19714,475 113386,285 33699855,249
131,368 106,186 69,068
2589857,144 7347280,630 2327585703,894
C2H6 Char Olivine H4
2555866385,928
f. Menghitung panas reaksi (Q) pada gasifier Q = H3 – H4 – H13 – H5 = 0 kJ
Tabel LB-6 Neraca Energi pada Gasifier (R-201) Komponen
Masuk (kJ) H3
H3a
Keluar (kJ) H12
H4
H2
17412225,726
CO2 CO
16608436,578 41481409,287
H2O
-139385583,091
449802500,809
96556530,962
CH4
32443280,731
C2H4 C2H6
13841660,976
Olivine Char TKKS Jumlah Sub total Q Total
2589857,144 2349200646,223 2327585703,894 7347280,630 -121224122,244 -260609705,335
449802500,809 2349200646,223 2538393441,697 2538393441,697 2538393441,697 0,00000000000000 2538393441,697 2538393441,697
LB.2.3
Cyclone (S-201)
Fungsi : Memisahkan partikel char + olivine + abu yang terbawa aliran gas sintesa dari Gasifier (R-201) 16
5
4
Entalpi aliran 4, H4, pada 870 oC = 2538393441,697 kJ a. Menghitung entalpi aliran 5, H5pada T = 870 oC Komponen olivine char
n (mol) 33464264,637 222,682
CpdT, kJ/mol 69,068 64,799
H5
∑Hi (kJ) 2311313902,843 14429,499 2311328332,343
b. Menghitung entalpi aliran 16, H16 pada T = 870 oC H16 Komponen
= H4 – H5
H5
H6
H15
H2
17412225,726
17412225,726
CO2 CO
16608436,578 41481409,287
16608436,578 41481409,287
H2O
96556530,962
96556530,962
CH4
32443280,731
32443280,731
C2H4
13841660,976
13841660,976
2589857,144 2327585703,894 7347280,630 2555866385,928
2589857,144 16271801,050 7332851,131 244538053,586
C2H6 Olivine Char Jumlah
2311313902,843 14429,499 2311328332,343
Tabel LB-7 Neraca Panas pada Cyclone (S-201) Komponen
Masuk (kJ) H4
Keluar (kJ) H
5
H16
H2
17412225,726
17412225,726
CO2 CO H2O
16608436,578 41481409,287
16608436,578 41481409,287
96556530,962
96556530,962
CH4
32443280,731
32443280,731
C2H4
13841660,976
13841660,976
2589857,144 2327585703,894 7347280,630 2555866385,928 2555866385,928 0,000 2555866385,928
2589857,144 2311313902,843 16271801,050 14429,499 7332851,131 2311328332,343 244538053,586 2555866385,928
C2H6 Olivine Char Jumlah Sub total Panas reaksi (Q) Total
2555866385,928
LB.2.4
Char Combustor (R-202)
Fungsi : Membakar char (arang) TKKS hasil dari gasifikasi pada gasifier (R-201)
5
11
8
10
a. Menghitung entalpi aliran 9, H9 Aliran9 adalah aliran udara masuk ke Blower (K-201). udara dipompa dari 1 atm sampai dengan 1,5 atm. Dari perhitungan pada spesifikasi K-201, diketahui T9 = 32,222 oC Entalpi aliran 10, H10 dihitung pada temperatur 32,2222 oC Komponen
n (mol)
CpdT, kJ/mol
N2
24638642,031
29,173
2351505912,051
O2
35163527,204
29,430
5316119208,649
6
H
Hi (kJ)
7661625120,700
b. Menghitung entalpi aliran 10, H10 Aliran 10adalah aliran udara pembakar yang berasal dari Blower (K-201). udara dipompa dari 1 atm sampai dengan 1,5 atm. Dari perhitungan pada spesifikasi K-201, diketahui T10 = 94,331 oC = 367,481 K Komponen
n (mol)
N2
21679853,404
29,173
632476066,842
O2
17127084,189
29,430
504043916,761
H
CpdT, kJ/mol
7
c. Menghitung entalpi aliran 6, H6 pada suhu 30 oC Aliran 6adalah make up MgO
Hi (kJ)
1136519983,603
Komponen MgO
n (mol) 350,081
CpdT, kJ/mol 37,110
H11
Hi (kJ) 12991,500 12991,500
d. Menghitung entalpi aliran 7, H7 pada suhu 30 oC Aliran 7 adalah make upOlivine Komponen Olivine H11
n (mol) 37069,841
CpdT, kJ/mol 71,462
Hi (kJ) 2649097,972 2649097,972
e. Menghitung entalpi pencampuran aliran 6 dan 7 yang masuk pada R-202 Komponen olivine char
H5 (kJ) 2311313902,843 14429,499
H14 (kJ) 35126,471 14741,397
Hi (kJ) 2311349029,315 29170,896
H5&14
2311378200,211
f. Menghitung entalpi pada aliran 9 dan 10 yang masuk pada R-202 Komponen H11 (kJ) MgO 12991,500 Olivine H
H12 (kJ) 2649097,972
11&12
Hi (kJ) 12991,500 2649097,972 2662089,471
g. Menghitung panas reaksi char TKKS (∆HR) pada 25 oC Hr250 C ni Hf i ni Hf i produk
Komponen Char O2 SO2 CO2 H2O Abu ∆HR
ni reaktan (mol) -222682,021
reaktan
ni produk (mol)
-404820,813 423047,053 13408,042 364689,796 95589,163
Hf, kJ/mol -17,403
Hi (kJ) 3875435,911
0 -297,053 -393,685 -241,997 -0,869
0,000 -125667590,794 -5278542,219 -88253851,153 -83033,526 -215407581,781
h. Menghitung perubahan entalpi aliran produk R-202 dari 25 oC sampai 982,222 oC Reaksi: C8,5H0,14O2,31S0,05Abu0,227 + 7,457 O2 8,5 CO2 + 0,049 SO2 + 0,07 H2O + 0,227Abu In 231651,337 1939480,28 0 0 0 0 Reaksi 231628,172 1731678,82 1979090,77 11616,35 16084,40 2634,03
N8char
Out
N8O2
N8CO2
N8H2O
Komponen
n (mol)
N2
21679853,404
33,239
720612640,256
O2
15395405,364
34,543
531810214,058
SO2
423047,053
56,033
23704805,560
CO2
13408,042
57,637
772804,857
364689,796 95589,163 12991,500 32488783,269
44,177 35,359 52,567 69,710
16110722,357 3379953,289 682917,667 2264777402,954
H2O Abu MgO Olivine
Cp, kJ/mol
N8SO2
HProduk
N8Abu
Hi (kJ)
3561851460,999
i. Menghitung panas reaksi (Q) keseluruhan Q = ∆HR + HProduk – H5&14 – H11&12 – H7 = 0 kJ
Tabel LB-9 Neraca Energi pada Char Combustor (R-202) Komponen
Masuk (kJ) H
5
H
8
Keluar (kJ) H
10
H11
N2
633131320,941
720612640,256
O2
512678068,548
531810214,058
SO2
23704805,560
CO2
772804,857
H2O Abu Olivine Char MgO Jumlah Sub total ∆HR Q Total
2311349029,315 29170,896
2649097,972
12991,500 2311378200,211 2662089,471 1145809389,489 3459849679,171
16110722,357 3379953,289 2264777402,954 18402,524 3561186945,856 3561186945,856 -215407581,781
0 3459849679,171
3459849679,171
LB.2.5
Cyclone (S-203)
13
11
12
a. Entalpi aliran 11, H11, pada 982,2222 oC = 3561186945,856 kJ b. Entalpi aliran 12, H12 pada T = 982,2222 oC = 2349200646,223 kJ c. Menghitung entalpi aliran 13, H13 pada T = 870 oC H10 Komponen
= H8 – H9
H11
H13
H12
N2
720612640,256
720612640,256
O2
531810214,058
531810214,058
SO2
23704805,560
23704805,560
CO2
772804,857
772804,857
16110722,357 3379953,289 2264777402,954 0,000 18402,524 3561186945,856
16110722,357 3379953,289 2349200646,223 -84423243,269 0,000 18402,524 2349200646,223 1211986299,633
H2O Abu Olivine Char MgO Jumlah
Tabel LB-10 Neraca energi pada Cyclone (S-203) Komponen
Masuk (kJ) H
11
Keluar (kJ) H
12
H13
N2
720612640,256
720612640,256
O2
531810214,058
531810214,058
SO2
23704805,560
23704805,560
CO2
772804,857
772804,857
H2O Abu Olivine Char MgO Jumlah Sub total Q Total
16110722,357 16110722,357 3379953,289 3379953,289 2264777402,954 2349200646,223 -84423243,269 0,000 0,000 18402,524 18402,524 3561186945,856 2349200646,223 1211986299,633 3561186945,856 3561186945,856 0,000 3561186945,856 3561186945,856
LB.2.6
Reformer (R-203) Reformer berfungsi untuk mengkonversi komponen CH4, C2H4,dan
C2H6menjadi CO dan H2
17
16
Parameter Operasi : Tinput
= 870 oC;
Toutput
= 750,56 oC
Pinput
= 22 psia =
1,5 atm
a. Entalpi aliran 15, H15, pada 870 oC = 24488185,717 kJ b. Menghitung entalpi aliran 16, H16 pada T = 30 oC Komponen Katalis olivine
n (mol) 405,106
Cp, kJ/mol 47,443
Hi (kJ) 19219,320
c. Perhitungan entalpi reaksi pada T =25 oC
Hr250 C
ni Hf i produk
ni Hf i reaktan
Reaksi 1 CH4
+
H2O
CO
+
3H2
in
:
N15CH4
N15H2O
N15CO
N15H2
Reaksi
:
83653,036
83653,036
83653,036
250959,108
out
:
N18CH4
N18H2O (1)
N18CO (1)
N18H2 (1)
Komponen CH4
ni reaktan (mol) -83653,036
ni produk (mol)
Hf (kJ/mol) -74,902
∆Hi (kJ) 6265767,328
H2O
-83653,036
CO H2
-241,997
20243787,118
83653,036
-110,615
-9253302,001
250959,108
0,000
0,000
Hr1, pada 25 oC
17256252,445
Reaksi 2 C2H4 in
:
Reaksi
:
out
:
Komponen C2H4 H2O
+
2H2O
2CO
+
4H2
N15C2H4
N18H2O (1)
N18CO (1)
N18H2
69266,845 N18C2H4
138533,690 N18H2O (2)
138533,690 N18CO (2)
277067,381 N18H2 (2)
ni reaktan (mol)
ni produk (mol)
(1)
∆Hi (kJ)
Hf (kJ/mol)
-69266,845
52,335
-3625080,341
-138533,690
-241,997
33524742,998
CO
138533,690
H2
-110,615 -15323939,619
277067,381
0,000
Hr2, pada 25 oC
0,000 14575723,037
Reaksi 3 C2H6 in
:
N15C2H6
Reaksi
:
out
:
Komponen C2H6 H2O
2H2O
+
+
5H2
N18H2O (2)
N18CO (2)
17742,969
35485,938
35485,938
88714,844
N18C2H6
N18H2O (3)
N18CO (3)
N18H2 (3)
ni reaktan (mol)
ni produk (mol)
N18H2 (2)
Hf (kJ/mol)
∆Hi (kJ)
-17742,969
-84,741
1503553,938
-35485,938
-241,997
8587491,860
35485,938
-110,615
-3925286,072
88714,844
0,000
0,000
CO H2 Hr3, pada 25 oC
Hrtotal,25 oC
2CO
= (Hr1 + Hr2 + Hr3)25 oC = 37997735,208 kJ/mol
6165759,727
d. Menghitung entalpi pada suhu keluaran reformer sebesar 750,556 oC T = 750,556 oC =
1023,706 K
Komponen
m (kg)
n (mol)
H2
1372,259
680684,262
30,368
20670969,074
CO2 CO
13014,468 55125,396
295718,162 1967998,017
54,668 33,300
16166339,113 65535244,087
H2O
35939,656
1994974,021
41,415
82621692,924
CH4
5367,179
334551,658
73,020
24428946,603
C2H4
1942,935 59,281
69257,463
95,443
6610163,333
1340,191 3369,986 112936,107
124,382 68,692 55,639
245211,933 231490,087 6283663,312 222793720,466
C2H6 Olivine Char
204,784 1,681
CpdT (kJ/mol)
H18
Hi (kJ)
e. Menghitung entalpi aliran 17, H17, pada T = 750,556 oC Komponen Olivine
n (mol) 405,106
Cp, kJ/mol 67,984
H17
Hi (kJ) 27540,744 27540,744
Tabel LB-11 Neraca Energi pada Reformer (R-203) Komponen
Masuk (kJ) H
16
Keluar (kJ) H17
H2
17412225,726
20670969,074
CO2 CO
16608436,578 41481409,287
16166339,113 65535244,087
H2O
96556530,962
82621692,924
CH4
32443280,731
24428946,603
C2H4
13841660,976
6610163,333
2589857,144 16236674,579 7318109,734 260818996,418 260818996,418
245211,933 231490,087 6283663,312 222793720,466 222821261,210
C2H6 Olivine Char Jumlah Sub total ∆HR Panas reaksi (Q) Total
37997735,208 0,00000 260818996,418
260818996,418
LB.2.7
Cooler (H-201 & H-202)
P-20 P-10
17
18
P-8
H-201
H-202 P-4
H-201
H-202
Hot Fluid 1383 530
High T Low T
LMTD
455,990
cold Fluid 575,439 807,561 ∆ t2 304,846 225,154 ∆ t1
Hot Fluid 530 300
High T Low T
LMTD
132,804
cold Fluid 304,8465 225,154 ∆ t2 ∆ t1 230 70
1. Perhitungan Neraca Energi Pada H-201 Tin = 750,556 oC Aliran 18
ΔH Tout = 276,667 oC Aliran 18-out
a. Entalpi aliran 18, H18 pada 750,556 oC = 222793720,466 kJ Aliran 18 adalah aliran keluar dari R-203 yang ingin didinginkan. b. Menghitung entalpi aliran 18-out, H18-out dari suhu 750,556 oC sampai 276,667 oC Aliran 18-out adalah aliran 18 yang telah didinginkan.
T1
= 750,556 oC
= 1023,706 K
T2
= 276,667 oC
= 549,817 K
Komponen
m (kg)
H2
1372,259
680684,262
29,338
19970199,987
CO2 CO
13014,468 55125,396
295718,162 1967998,017
46,088 30,121
13629132,294 59277421,782
H2O
35939,656
1994974,021
35,893
71606153,104
CH4
5367,179
334551,658
49,649
16610251,701
C2H4
1942,935
69257,463
67,579
4680377,281
59,281 204,784 1,681
1971,448 3369,986 112936,107
83,811 57,315 36,340
165229,682 193150,770 4104107,563 190236024,163
C2H6 Olivine Char H18-out
n (mol)
CpdT, kJ/mol
Hi (kJ)
Besarnya panas yang perlu diserap agar suhu operasi dapat tercapai adalah : Q1
= Qout – Qin = -32557696,303 kJ
Suhu Air pendingin masuk
= 151,581 oC = 424,731 K
Suhu Air pendingin keluar
= 301,911 oC = 575,061K
575, 061
CpdT
= 5322,014 kJ/mol
424,731
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah : Nair
=
Q
1 575,061
C dT
=
26082143,932 5322,014
= 6117,551 kmol
p 424,731
Fair
= NAir BMAir
4900,803 × 18,05 = 110208,301 kg
Tabel LB-12 Neraca Energi pada Cooler (H-201) Masuk (kJ)
Komponen
H
Keluar (kJ)
17
H17a
H2
20670969,074
19970199,987
CO2 CO
16166339,113 65535244,087
13629132,294 59277421,782
H2O
82621692,924
71606153,104
CH4
24428946,603
16610251,701
C2H4
6610163,333
4680377,281
245211,933 231490,087 6283663,312 222793720,466 -32557696,303 190236024,163
165229,682 193150,770 4104107,563 190236024,163
C2H6 Olivine Char Sub total Q Total
190236024,163
2. Perhitungan Neraca Energi Pada H-202 Tin = 276,667 oC Aliran 18-out
ΔH Tout = 148,889 oC Aliran 19
a. Entalpi aliran 18-out, H18out pada 343,333 oC = 183391507,028 kJ Aliran 18-out adalah aliran keluar dari H-201 yang ingin didinginkan kembali. b. Menghitung entalpi aliran 19, H19 pada 148,889 oC Aliran 19 adalah aliran 18a yang telah didinginkan.
Komponen
T1
= 276,667 oC
= 549,817 K
T2
= 148,889 oC
= 422,039 K
m (kg)
n (mol)
CpdT, kJ/mol
Hi (kJ)
H2
1372,259
680684,262
29,172
19857032,002
CO2 CO
13014,468 55125,396
295718,162 1967998,017
42,100 29,457
12449644,719 57971097,279
H2O
35939,656
1994974,021
34,664
69154049,067
CH4
5367,179
334551,658
42,532
14229170,841
C2H4
1942,935
69257,463
56,341
3902008,692
C2H6
59,281
1971,448
68,875
135783,951
Olivine Char
204,784 1,681
H19
3369,986 112936,107
53,024 9,799
5461461,124
178689,123 1106617,514 178984093,187
Besarnya panas yang perlu diserap agar suhu operasi dapat tercapai adalah : Q2
= Qout – Qin = -11251930,976 kJ
Suhu Air pendingin masuk
= 110 oC
Suhu Air pendingin keluar
= 151,581 oC = 424,731 K
= 383,150 K
424,731
Cp dT
= 1434,796 kJ/mol
383,15
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah : Nair
=
Q
2 424,731
=
C p dT
7031654,464 1434,796
= 6117,551 kmol
383,15
Fair
= NAir BMAir
4900,803 × 18,05 = 110208kg
Tabel LB-13 Neraca Energi pada Cooler (H-202) Komponen
Masuk (kJ) H
17
Keluar (kJ) H18
H2
20670969,074
19857032,002
CO2 CO
16166339,113 65535244,087
12449644,719 57971097,279
H2O
82621692,924
69154049,067
CH4
24428946,603
14229170,841
C2H4
6610163,333
3902008,692
245211,933 231490,087 6283663,312 222793720,466 -43809627,279 178984093,187
135783,951 178689,123 1106617,514 178984093,187
C2H6 Olivine Char Sub total Q Total
178984093,187
LB.2.8
Scrubber Gas Sintesis (M-301 & M-302)
Scrubber berfungsi untuk mendinginkan aliran gas
21 18
19
20
1. Perhitungan neraca energi pada venturi scrubber (M-302) a. Entalpi aliran 19, H19, pada suhu 60 oC = 178984093,187 kJ b. Menghitung entalpi produk dari Venturi Scrubber (M-302) dengan mengestimasi suhu keluarannya. Laju alir inlet air scrubber (aliran scrub-02) pada venturi scrubber adalah 1/2 dari aliran 20. T
= 43,333 oC = 316,483 K m (kg)
n (mol)
H2O
8636,731
479416,200
0,329
157668,592
CH4
0,003
0,173
-0,474
-0,082
C2H4
0,001
0,023
-0,316
-0,007
C2H6
0,000
0,006
0,139
0,001
Hscrub-02
Cp, kJ/mol
∑Hi (kJ)
Komponen
157668,504
Menghitung suhu keluaran dari venturi scrubber T2 Komponen
=
H2
o
60,000 m (kg)
C = 333,150 K n (mol) CpdT, kJ/mol
Hi (kJ)
1372,259
680684,262
28,983
19728081,787
CO2 CO
13014,468 55125,396
295718,162 1967998,017
38,677 29,213
11437574,297 57490603,138
H2O
44576,387
2474390,221
29,599
73239415,942
CH4
5367,182
334551,831
37,527
12554768,364
C2H4
1942,936
69257,485
47,356
3279730,753
59,281 204,784 1,681
1971,454 3369,986 112936,107
57,368 49,186 6,816
113097,958 165757,519 769820,879
C2H6 Olivine Char H19out
178778850,638 Tabel LB-14 Neraca Energi Pada Venturi Scrubber (M-302) Masuk (kJ)
Komponen
H
18
Keluar (kJ) H
19a
H19
H2
19857032,002
19728081,787
CO2 CO
12449644,719 57971097,279
11437574,297 57490603,138
H2 O
69154049,067
157668,592
73239415,942
CH4
14229170,841
-0,082
12554768,364
C2H4
3902008,692
-0,007
3279730,753
135783,951 178689,123 1106617,514 178984093,187 178984093,187 0,0000000 178984093,187
0,001
C2H6 Olivine Char Jumlah Sub total Q Total
113097,958 165757,519 769820,879 157668,504 178778850,638 178936519,142 178936519,142
2. Perhitungan neraca energi pada Quench Chamber (M-301) a. Entalpi aliran 19 out, H19out, pada 60 oC = 178778850,434 kJ b. Perhitungan entalpi aliran 20, H20 pada suhu 60 oC T
= 60 oC
= 333,150 K Cp, kJ/mol
∑Hi (kJ)
Komponen
m (kg)
n (mol)
H2O
17273,462
958832,400
0,371
356106,253
CH4
0,006
0,346
-0,579
-0,201
H
C2H4
0,001
0,045
-0,366
-0,017
C2H6
0,000
0,013
0,159
0,002
20
356106,038
c. Menghitung entalpi aliran 21, H21, pada 60 oC Aliran 21 adalah aliran gas yang telah bersih dan dingin (T = 60 oC) = 60 oC
T
= 333,150 K n (mol)
∑Hi (kJ)
Komponen
m (kg)
Cp, kJ/mol
H2
1372,258
680683,360
28,983
19728055,629
CO2 CO
13,014 19566,368
295,718 698526,932
38,677 29,213
11437,574 20405881,662
H2O
18211,947
1010926,773
33,922
34292626,861
H21
126346155,961
d. Menghitung entalpi aliran 29, H29, pada T = 60 oC Aliran 29 adalah aliran sludge (char dan olivine) yang terserap oleh air = 60 oC
T 29
H
= H
19out
= 333,150 K + Hscrub01 – H20 – H21
= 176208430,434 + 151422,130 – 341998,137 – 126346155,961 Tabel LB-15 Neraca Energi pada Quench Chamber (M-301) Komponen
Masuk (kJ) H18
Keluar (kJ) H19a
H19
H21
H20
H2
19728081,787
19728055,629
26,158
CO2 CO
11437574,297 57490603,138
11437,574 20405881,662
11426136,723 37084721,477
H2O
73239415,942 356106,253 157668,592 34292626,861
38748351,421
CH4
12554768,364
0,201
0,082
12554768,483
C2H4
3279730,753
0,017
0,007
3279730,763
113097,958 0,002 165757,519 769820,879 178778850,638 151422,13 178936519,142 0,000 178936519,142
0,001
C2H6 Olivine Char Jumlah Sub total Q Total
113097,957 165757,519 769820,879 341998,14 126346155,96 104142411,379 178936519,142 178936519,142
LB.2.9
Quench Water Recirculation Cooler
Fungsi : Mendinginkan aliran keluar dari M-302 sampai dengan 43,333 oC
Tin = 60 oC Aliran 20
ΔH Tout = 43,3333 oC Aliran scrub
a. Entalpi aliran 20, H20 pada 60 oC = 356106,038 kJ Aliran 20 adalah aliran keluar dari M-302 b. Menghitung entalpi aliran scrub, Hscrub pada 43,3333 oC Aliran scrub adalah aliran 20 yang telah didinginkan. T1
= 60 oC
= 333,150 K
T2
= 43,333 oC
= 316,483 K
Komponen
n (mol)
H2O
17273,462
958832,400
0,329
315337,185
CH4
0,006
0,346
-0,474
-0,164
C2H4
0,001
0,045
-0,316
-0,014
C2H6
0,000
0,013
0,139
0,002
H
CpdT, kJ/mol
∑Hi (kJ)
m (kg)
scrub
315337,008
c. Menghitung beban Cooler H-301 (QH-301) QH-301
= Hscrub – H20 = -40769,029 kJ
d. Menghitung kebutuhan air pendingin Cooler H-301 (QH-301) Suhu Air pendingin masuk, T1 = 32,222 oC o
Suhu Air pendingin keluar, T2 = 43,333 C
= 305,372 K = 316,483 K
316, 483
CpdT = 0,835188 kJ/mol 305, 372
Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah : Nair =
Q
H 303 316, 483
CpdT
1 39153,877 1 kmol = 1000 0,835188 1000
= 48,814 kmol
305, 372
Fair = N Air BMAir
= 46,880 × 18,015
= 879,392 kg
Tabel LB-16 Neraca Energi pada Cooler (H-301) Komponen
Masuk (kJ) H
19
Keluar (kJ) H19a
H2O
356106,253
315337,185
CH4
-0,201
-0,164
C2H4
-0,017
-0,014
0,002 356106,038 -40769,029 315337,008
0,002 315337,008
C2H6 Sub total Q Total
315337,008
LB.2.10 Knock Out Drum (S-301) Fungsi : memisahkan dua fasa sebelum aliran gas dikompres. 28 23
E-6 E-20
E-7
E-22 25
P-418
26
21
27 24 22
a. Entalpi aliran 21, H21, pada 60 oC = 74438001,726 kJ b. Menghitung entalpi aliran 23, H23, pada T = 60 oC = 333,150 K Komponen
m (kg)
n (mol)
H2 CO2 CO
1371,407 13,007 19547,695
680261,193 295,557 697860,282
Cp, kJ/mol 28,983 38,677 29,213
H2O
5839,143
324124,956
33,922
H23
∑Hi (kJ) 19715820,075 11431,328 20386406,975 10994956,780 51108615,157
c. Entalpi aliran 24, H24, pada T = 60 oC adalah = 489903028,895 kJ d. Menghitung entalpi aliran 22, H22, pada T = 60 oC = 333,15 K H22
=
(H21 + H24) – H23 72232415,463 kJ
Tabel LB-17 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-301) Komponen
Masuk (kJ) H
21
Keluar (kJ) H
24
H
22
H23
H2
19728055,629
19707962,180
19720197,734
19715820,075
CO2 CO
11437,574 20405881,662
11421,319 20352242,356
11427,566 20371717,043
11431,328 20386406,975
H2O Jumlah Sub total Q Total
34292626,861 2957664,474 74438001,726 43029290,329 117467292,055 0,000 117467292,055
26255334,555 10994956,780 66358676,898 51108615,157 117467292,055 117467292,055
LB.2.11 Compressor (K-301A) a. Entalpi aliran 23, H23, pada 60 oC = 51108615,157 kJ b. Menghitung entalpi produk kompressor, Hproduk pada Temperatur discharge. Berdasarkan perhitungan spesifikasi alat pada kompressor (K-301), diperoleh temperatur discharge adalah = 145,6504 oC = 418,8004 K Output
ΔH
Tout = 145,65 oC
Input Tin =60 oC
m (kg) 1371,407
680261,193
29,167
19840906,958
CO2 CO
13,007 19547,695
295,557 697860,282
41,985 29,444
12408,935 20548075,025
5839,143
324124,956
34,635
11226177,913 51627568,831
H
H2O discharge
n (mol)
CpdT, kJ/mol
∑Hi (kJ)
Komponen H2
Tabel LB-18 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) Komponen
Masuk (kJ) H
23
Keluar (kJ) Hdischarge
H2
19715820,075
19840906,958
CO2 CO
11431,328 20386406,975
12408,935 20548075,025
H2O Jumlah Sub total Q Total
10994956,780 51108615,157 51108615,157 518953,674 51627568,831
11226177,913 51627568,831 51627568,831 51627568,831
LB.2.12 Air-cooler (H-302A) a. Entalpi aliran input, Hinput, pada 145,650 oC = 51627563,831 kJ b. Menghitung entalpi produk air cooler, Hproduk pada Temperatur = 60 oC = 333,15K Input Tout = 145,65 oC
ΔH Output Tin =60 oC
Komponen
m (kg)
n (mol)
∑Hi (kJ)
CpdT, kJ/mol
H2
1371,407
680261,193
28,983
19715820,075
CO2 CO H2O
13,007 19547,695
295,557 697860,282
38,677 29,213
11431,328 20386406,975
5839,143
324124,956
33,922
10994956,780 51108615,157
Hi
Tabel LB-19 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) Komponen
Masuk (kJ) H
input
Keluar (kJ) Houtput
H2
19840906,958
19715820,075
CO2 CO
12408,935 20548075,025
11431,328 20386406,975
H2O Jumlah Sub total Q Total
11226177,913 51627568,831 51627568,831 -518953,674 51108615,157
10994956,780 51108615,157 51108615,157 51108615,157
LB.2.13 Knock Out Drum (S-302A) Fungsi : memisahkan dua fasa sebelum aliran gas dikompres. 28 23
E-6 E-20
E-7
E-22 25
P-418
26
21
27 24 22
a. Entalpi aliran 23, Hinput, pada 60 oC = 51108615,157 kJ b. Menghitung entalpi aliran top, Htop pada T = 60 oC = 333,150 K Komponen H2
m (kg)
n (mol)
CO2 CO
1370,860 12,996 19514,936
679990,069 295,298 696690,771
Cp, kJ/mol 28,983 38,677 29,213
H2O
1570,741
87190,235
33,922
Htop
∑Hi (kJ) 19707962,180 11421,319 20352242,356 2957664,474 43029290,329
c. Entalpi aliran Recycle S-302A, HRecycle, pada T = 60 oC = 40823704,06719 kJ d. Menghitung entalpi aliran bottom S-302A, H24, pada T = 60 oC = 333,15 K H24
=
(Hinput + HRecycle) – Htop
=
48903028,895 kJ
Tabel LB-20 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302A) Komponen
Masuk (kJ) H
input
H
Keluar (kJ) recycle
H
24
Htop
H2
19715820,075
19692214,736
19700072,631
19707962,180
CO2 CO
11431,328 20386406,975
11413,283 20327220,786
11423,292 20361385,405
11421,319 20352242,356
H2O Jumlah Sub total Q Total
10994956,780 792855,262 51108615,157 40823704,067 91932319,224 0,000 91932319,224
8830147,568 2957664,474 48903028,895 43029290,329 91932319,224 91932319,224
LB.2.14 Compressor (K-301B) a. Entalpi aliran 23, H23, pada 60 oC = 43029290,329 kJ b. Menghitung entalpi produk kompressor, Hproduk pada Temperatur discharge. Berdasarkan perhitungan spesifikasi alat pada kompressor (K-301), diperoleh temperatur discharge adalah = 147,507 oC = 420,657 K Output
ΔH
Tout = 145,65 oC
Input Tin =60 oC
m (kg) 1370,860
679990,069
29,170
19835174,622
CO2 CO
12,996 19514,936
295,298 696690,771
42,051 29,452
12417,521 20518607,731
1570,741
87190,235
34,652
3021301,513 43387501,387
H
H2O discharge
n (mol)
CpdT, kJ/mol
∑Hi (kJ)
Komponen H2
Tabel LB-18 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) Komponen
Masuk (kJ) H
23
Keluar (kJ) Hdischarge
H2
19707962,180
19835174,622
CO2 CO
11421,319 20352242,356
12417,521 20518607,731
H2O Jumlah Sub total Q Total
2957664,474 43029290,329 43029290,329 358211,058 43029290,329
3021301,513 43387501,387 43387501,387 43387501,387
LB.2.15 Air-cooler (H-302B) a. Entalpi aliran input, Hinput, pada 145,650 oC = 51627563,831 kJ b. Menghitung entalpi produk air cooler, Hproduk pada Temperatur = 60 oC = 333,15K Input Tout = 145,65 oC
ΔH Output Tin =60 oC
Komponen
m (kg)
n (mol)
∑Hi (kJ)
CpdT, kJ/mol
H2
1370,860
679990,069
28,983
19707962,180
CO2 CO
12,996 19514,936
295,298 696690,771
38,677 29,213
11421,319 20352242,356
H2O Hi
1570,741
87190,235
33,922
2957664,474 43029290,329
Tabel LB-19 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) Komponen
Masuk (kJ) H
input
Keluar (kJ) Houtput
H2
19835174,622
19707962,180
CO2 CO
12417,521 20518607,731
11421,319 20352242,356
H2O Jumlah Sub total Q Total
3021301,513 43387501,387 43387501,387 -358211,058 43387501,387
2957664,474 43029290,329 43029290,329 43029290,329
LB.2.16 Knock Out Drum (S-302B) Fungsi : memisahkan dua fasa sebelum aliran gas dikompres. 28 23
E-6 E-20
E-7
E-22 25
P-418
26
21
27 24 22
a. Entalpi aliran 23, Hinput, pada 60 oC = 43029984.783 kJ b. Menghitung entalpi aliran top, Htop pada T = 60 oC = 333,150 K Komponen H2
m (kg)
n (mol)
CO2 CO
1369,765 12,987 19490,943
679446,730 295,090 695834,241
Cp, kJ/mol 28,983 38,677 29,213
H2O
421,065
23372,914
33,922
Htop
∑Hi (kJ) 19692214,736 11413,283 20327220,786 792855,262 40823704,067
c. Entalpi aliran Recycle S-302A, HRecycle, pada T = 60 oC = 40823704,06719 kJ d. Menghitung entalpi aliran bottom S-302A, H24, pada T = 60 oC = 333,15 K H24
=
(Hinput + HRecycle) – Htop
=
40823704,067 Kj
LB.2.17
Heater
Fungsi : menaikkan suhu gas sintesis dari 60 oC ke 250 oC
28
29
a. Entalpi aliran 25, H25 pada 60 oC = Aliran 25 adalah aliran keluar dari H-302E
41606598,401 kJ
Komponen m (kg) H2
CpdT, kJ/mol
n (mol)
∑Hi (kJ)
1369,765
679446,730
29,310 19914675,599
CO2 CO
12,987 19490,943
295,090 695834,241
45,338 13378,723 29,958 20845935,499
H2O
421,065
23372,914
H
26
35,623
832608,580 41606598,401
c. Menghitung beban heater H-303 (QH-303) QH-303
= H26 - H25 0,000 kJ
316, 483
CpdT =
305, 372
-25,90477785 kJ/mol
Maka jumlah steam yang dibutuhkan adalah : Nair =
0,000 kmol
Fair =
0,000 kg
Neraca Energi pada Heater (H-401) Masuk (kJ) Komponen H28 H2
Keluar (kJ) H29
19692214,736 19914675,599
CO2 CO
11413,283 13378,723 20327220,786 20845935,499
H2 O
792855,262 832608,580 40823704,067 41606598,401 40823704,067 41606598,401 782894,334 41606598,401 41606598,401
Jumlah Sub total Q Total
a. Entalpi aliran 23, Hinput, pada 60 oC = 41606598 kJ b. Menghitung entalpi aliran top, Htop pada T = 60 oC = 333,150 K Komponen
m (kg)
H2 CO2 CO
1369,765 12,987 19490,943
H2O
421,065
679446,730 295,090 695834,241
Cp, kJ/mol 28,983 38,677 29,213
∑Hi (kJ) 19692214,736 11413,283 20327220,786
23372,914
33,922
792855,262
n (mol)
Htop
40823704,067
c. Entalpi aliran Recycle S-302A, HRecycle, pada T = 60 oC = 40823704,06719 kJ d. Menghitung entalpi aliran bottom S-302A, H24, pada T = 60 oC = 333,15 K H24
=
(Hinput + HRecycle) – Htop
=
40823704,067 Kj
LB.2.18 Reaktor Sintesis Dimetil Eter Fungsi : mengubah gas sintesis menjadi dimetil eter
29
30
Parameter Operasi : o
Tinput =
250,000
Pinput =
144,000 psia
240,000 oC
C; Toutput = =
10 atm
a. Entalpi aliran 15, H15, pada 250 oC = 41606598,401 kJ b. Menghitung entalpi aliran 16, H16 pada T = Komponen katalis dme
n (mol) 425,895
CpdT, kJ/mol 25,600
Hi (kJ) 10902,917
c. Perhitungan entalpi reaksi
Hr 25 0 C
n i Hf produk
n i Hf
i
i
reaktan
Reaksi 1 Komponen CO H2
ni produk (mol)
Hf (kJ/mol) -110,615 0,000
Hi (kJ) 28503172,206 0,000
CH3OH
257678,491
-238,600
Hr1, pada 25 oC
-61482087,862 -32978915,656
Reaksi 2 Komponen CH3OH CH3OCH3 H2O
ni reaktan (mol) -252525,436 -126262,718
ni produk (mol)
126,263
Hf (kJ/mol) -238,600 -44,300 -241,997
Hr2, pada 25 oC
Hi (kJ) 60252569,069 5593438,411 -30555,204 65815452,276
Reaksi 3 Komponen
ni reaktan (mol)
ni produk (mol)
Hf (kJ/mol)
Hi (kJ)
CO
-17742,969
-84,741
1503553,938
H2O CO2
-35485,938 35485,938
-241,997 -110,615
8587491,860 -3925286,072
88714,844
0,000
0,000
H2 Hr3, pada 25 oC
6165759,727
Hrtotal,25 oC = (Hr1 + Hr2 + Hr3 +)250 oC =
Komponen
33920088,378 kJ/mol
m (kg)
n (mol)
CpdT (kJ/mol)
Hi (kJ)
H2
578,693
287050,190
29,299
8410258,319
CO2 CO
5458,673 8807,482
124033,397 314430,542
45,046 29,900
5587178,146 9401502,728
H2O CH3OH CH3COH H18
45,505 175,204 6313,136
2525,941 5153,054 126262,718
35,523 47,623 64,546
89729,381 245404,394 8149776,741 31883849,709
Komponen katalis dme
n (mol) 405,106
CpdT, kJ/mol 67,984
Hi (kJ) 27540,744
Neraca Energi pada Reaktor Sintesis Dimetil Eter Komponen
Masuk (kJ) H
29
Keluar (kJ) H30
H2
17412225,726
8410258,319
CO2 CO
16608436,578 41481409,287
5587178,146 9401502,728
96556530,962 32443280,731 13841660,976 218343544,260 218343544,260
89729,381 245404,394 8149776,741 31883849,709 31883849,709
H2O CH3OH CH3COH Jumlah Sub total ∆HR Panas reaksi (Q) Total
33920088,378 0,000 65803938,086
65803938,086
LB.2.19
Cooler
Fungsi : menurunkan suhu keluaran reaktor sintesis dimetil eter untuk fungsi penyimpanan .
30
Komponen
31
n (mol)
H2
287050,190
0,329
94403,984
CO2 CO
5458,673 8807,482
124033,397 314430,542
-0,474 -0,316
-58796,578 -99256,227
H2O CH3OH CH3COH
45,505 175,204 6313,136
2525,941 5153,054 126262,718
0,139 0,780 0,820
103535,429
Hscrub
CpdT, kJ/mol
∑Hi (kJ)
m (kg) 578,693
39886,608
Neraca Energi pada Cooler (H-303) Masuk (kJ) Keluar (kJ) Komponen 30 H H31 H2O
356106,253
94403,984
CH4
-0,201
-58796,578
C2H4
-0,017
-99256,227
C2H6 Sub total Q Total
0,002 356106,038 -316219,429 39886,608
103535,429 39886,608 39886,608
LB.2.20 KO-Drum (S-401) Fungsi : memisahkan fasa cair dimetil eter dari gas yang tidak sempurna bereaksi
33
E-33 31
32
Komponen H2 CO2 CO H2O metanol dme H27
m (kg) 578,693 5458,673 8807,482 45,505 175,204 6313,136
n (mol) 287050,190 124033,397 314430,542 2525,941 5153,054 126262,718
Cp, kJ/mol 28,802 36,024 29,180 33,482 34,152 40,706
Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-401) Komponen
Masuk (kJ) H31
Keluar (kJ) H32
H33
H2
19914675,599
11647134,457
8267541,141
CO2 CO
13378,723 20845935,499
-4454836,228 11670759,849
4468214,951 9175175,651
H2O Jumlah Sub total Q Total
832608,580 41606598,401 41606598,401 0,000 41606598,401
748034,362 84574,218 14295435,006 27311163,395 41606598,401 41606598,401
∑Hi (kJ) 8267541,141 4468214,951 9175175,651 84574,218 175986,093 5139671,340 27311163,395
LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN LC.10 Fungsi
Rotary Drier (RD-01) : Mengeringkan aliran serbuk tandan kosong kelapa sawit sampai
kandungan airnya (moisture) = 12 % Type
: Direct heat counter current rotary dryer
Gambar LC.1 Rotary Dryer Umpan Tandan kosong Kelapa Sawit
Parameter Operasi : Laju alir massa tandan kosong kelapa sawit (Fs) ρw
= 33,1 lb/ft3
Berat gas panas (Fg)
= 12264,07 lb
= 220460 lb/jam
= 5562,944 kg Temperatur gas panas masuk (Tgasi)
= 1021 oC = 1869,8 oF
Temperatur gas panas keluar (Tgaso)
= 122,2357 oC = 252,0243 oF
Algoritma perhitungan : 1. Menentukan waktu tinggal tandan kosong kelapa sawit (t’) di dalam rotary drier, kemudian menghitung massa tandan kosong kelapa sawit yang tertinggal di dalam rotary drier (w) selama waktu tersebut dengan rumus : w
= t’ x Fs
Waktu tinggal ditentukan dengan beberapa trial sampai diperoleh dimensi rotary drier yang logis.
2. Menghitung volume rotary drier (Vr) yang dibutuhkan dengan rumus :
Dimana:
Vr
=
Vw 0,15
Vw
=
w w
(Sumber : Perry’s CEH, p. 20-32)
3. Menghitung koefisien transfer panas volumetric target (Uct’) dengan rumus : Uct’ =
Qt' Vrxdt
(Pers. 10-174a, Perry’s CEH, p. 10-49)
dimana, Qt’
= beban panas rotary drier pada t’ (Btu) =
QT
w xQT Fs
= beban panas rotary drier pada 1 jam operasi (Btu/hr) = 1.086.100.000 Btu/hr
(dari perhitungan neraca panas pada RD-01) dt
= Tgasi - Tgaso
(Sbr : Perry’s CEH, p. 10-48)
4. Men-trial diameter dalam rotary drier (d) untuk memperleh Uct trial (Uct) ~ Uct target (Uct’) dengan rumus : Uct
0,5 x(G 0, 67 ) = (pers. 20-36, Perry’s CEH, p.20-31) d
Dimana: d = diameter dalam rotary drier (ft), (m) A = 0,25 x 3,14 x d2 G = fluks massa gas panas (lb/hr ft2) =
Fg A
5. Menghitung panjang rotary drier (L) dengan rumus :
L
=
Vr A
6. Memilih rotary drier standar yang mendekati desain di atas dari table 20-16, p. 20-38, Perry’s CEH. 7. Menghitung time of passage ( θ ) dengan rumus : θ
=
0,19 L NdS
(Pers. 20-42, Perry’s CEH, p. 20-37)
dimana, N = jumlah putaran = 4 r/min S
(Sbr : Perry’s CEH, p. 20-33)
= Slope (kemiringan) = 0,08 ft/ft
8. Menghitung jumlah flights (f) dengan rumus : f
(Sbr : Perry’s CEH, p. 20-30)
= 0,8 x d
9. Menghitung kebutuhan listrik untuk menggerakkan rotary drier (bhp) dengan rumus :
bhp =
N (4,75dw 0,1925DW 100.000
0,33W )
(Pers. 20-44, Perry’s CEH, p. 20-37)
dimana: W = w + wd wdrier
=
85000dL 420
D =d+2
Penyelesaian : Algoritama 1 Setelah beberapa kali trial, ditentukan waktu tinggal tandan kosong kelapa sawit di dalam rotary drier t’
= 3,125 min
= 0,052 jam w
= 11482,40625 lb = 5208,385 kg = 5,208385 ton
Algoritma 2 Vw
= 346,9004909 ft3
Vr
= 2312,66994 ft3
Algoritma 3 Qt’
= 3,37 x 107 Btu/hr
dt
= 1617,775733 oF
Uct’
= 9,071682947 Btu/hr ft2 oF
Algoritma 4 Setelah beberapa trial, diperoleh : d
= 4,6011048084 ft = 1,402417 m
maka: A
= 16,61857465 ft2
G
= 737,9734465 lb/hr ft2
Uct
= 9,07183702 Btu/hr ft2 oF
Algoritma 5 L
= 139,1617505 ft = 42,41650155 m
Algoritma 6 Dipilih rotary drier dengan : d
= 8 ft
L
= 140 ft
Algoritma 7 θ
= 10 min
Algoritma 8 f
=6
Algoritma 9 wd
= 226666,6667 lb
W
= 238149,0729 lb = 108023,7 kg = 108,0237 ton
Bhp
= 38,934 hp
LC.11
Landfill Umpan Tandan kosong Kelapa Sawit (T-101)
Fungsi
:
Tempat penampungan sementara umpan TKKS
Bahan konstruksi
:
Dinding bata beton dengan atap seng dan tiang beton
Bentuk
:
Persegi panjang
Jumlah
:
1 unit
T-101 M-101
Gambar LC.2 Landfill Umpan Tandan kosong Kelapa Sawit
Kondisi penyimpanan Temperatur
:
T = 30°C (303,15 K)
Tekanan operasi
:
P = 1,7 atm (101,325 kPa)
Kebutuhan perancangan :
t = 7 hari
Laju alir massa
:
F = 76053,000 kg/jam
Densitas TKKS
:
ρw = 1250 kg/m3
Laju alir Volume TKKS
:
Q = 60,9144m3/jam = 10233,62m3/minggu
Dirancang landfill dengan perbandingan Panjang : Lebar : Tinggi = 1 : 1 : 0,1 P×L×T
= 10233,62 m3
Volume landfill dinaikkan sebesar 10%, maka: V
= 11256,98 m3
Asumsi: Desain tinggi beton adalah = 2 m Sehingga, Panjang landfill Lebar landfill
=
0,1 2
11798,77 = 33,61749 m
= 22,412 m
LC.12
Bin Olivine (T-103)
Fungsi
:
Tempat penyimpanan Olivine
Bahan konstruksi
:
Carbon steel
Bentuk
:
Ellipsoidal Head Bin
Jumlah
:
1 unit Hh
R
H
Hss
θ
Hc
Dd
Gambar LC.4 Ellipsoidal Head Bin Olivine
Kondisi penyimpanan Temperatur
:
T = 30°C (303,15 K)
Tekanan operasi
:
P = 1 atm (101,325 kPa)
Kebutuhan perancangan :
t = 6 bulan
Laju alir massa
:
F = 894971,376lb (Stok 6 bulan)
Densitas Olivine
:
ρw = 100 lb/ft3
1. Menghitung sudut luar kerucut dasar bin (Ө) Ө
= Өr + 5o
Өr
= angle of repose (slide angle) = 36o
(Sumber : Tabel Slide Angle untuk beberapa material) Maka sudut luar kerucut dasar bin: Ө
= 41o
2. Trial jari-jari dalam bin ( R ) dan menghitung dimensi lainnya. R ditrial sampai diperoleh volume bin (V) ~ volume olivine yang disimpan (Vw) Setelah beberapa trial, diperoleh :
R
= 10,6642 ft = 3,2504 m
Hc
= R × tan Ө = 7,74799 ft = 2,361588 m
Hh
= 2×R×d
(Untuk ellipsoidal head, d = 0,25)
= 5,3321 ft = 1,6252 m Dipilih,
H= 3×R
H
= tinggi total bin = 31,994 ft = 9,7513 m
Hss
= H – Hc – Hh = 18,9125 ft = 5,7645 m
a. Menghitung Volume Bin (Vbin) Vbin
= Vh + Vss + Vc
Vh
= a × (2R)3
(untuk ellipsoidal head, a = 0,131)
= 1270,03 ft3 Vss
= π × R2 × Hss = 6757,02 ft3
Vc
=
R 2 Hc 3
= 922,73 ft3 Vbin
Maka,
= 8949,79 ft3
b. Menghitung volume Olivine yang disimpan Vw
=
F
= 8949,71 ft3
w
Terlihat bahwa Vbin ~ Vw 3. Menghitung diameter outlet partikel (Dd) Dd
= 0,4 × R = 4,2657 ft
= 1,3002 m
LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS
LD.1 Screening (F-701) Fungsi
: Menyaring partikel-partikel padat yang besar.
Jenis
: Bar screen
Jumlah
: 1 unit
Bahan konstruksi : Stainless steel 2m
20 mm 2m
20 mm
Gambar LD.1 Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas) Kondisi operasi : Temperatur
= 30 oC
Densitas air ( )
= 995,50 kg/m3
Laju alir massa (F)
= 176.927 kg/jam
(Geankoplis, 2003)
Laju alir volumetrik (Q) = 0,024 m3/s 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 = 30o Direncanakan ukuran screening: Panjang screen = 2 m
;
Lebar screen = 2 m
Misalkan, jumlah bar = x Maka,
20x + 20 (x + 1) = 2430 40x = 1360 x = 49,5
LD-1 50 buah
Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2053000 mm2 = 2,05 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30 % screen tersumbat. Head loss ( h) =
Q2 2 2 2 g Cd A 2
= 0,00049 m dari air LD.2
2
0,11354 2 2 9,8 0,6 2,04
2
= 0,49 mm dari air
Pompa Screening (P-701) Fungsi
: Memompa air dari sungai menuju bak sedimentasi (B-701)
Jenis
: Centrifugal pump
Jumlah
: 1 unit
Bahan konstruksi : Commercial steel
B-701 F-701
P-701
Gambar LD.2 Sketsa pompa P-701 (dilihat dari samping)
Kondisi operasi : Kondisi
Satuan
Suhu (T)
o
Tekanan (P)
atm
Tinggi (Z)
m
Laju alir massa (Fv)
Suction
C
Discharge 30
30
1,565
1,565
0
9,861
kg/jam
258296
2567879
(Fv) design, 10%
kg/jam
219288
2187393
Densitas (ρ)
kg/m3
995,500
995,500
Viskositas (μ)
cP
0,703
0,703
Laju alir volume (Q)
m3/jam
224
226
Laju alir massa per detik (G)
kg/s
44,68
44,98
Tekanan uap air pada suhu 30 oC
atm
0,0393
0,0393
Langkah-langkah perhitungan : 1. Perhitungan diameter optimum pipa, Di,opt Untuk Pipa tipe Carbon Steel, perhitungan diameter optimum pipa: Di,opt
= 293 G 0,52
–0,37
(Coulson & Richardson’s, 2005)
= [293 (60,774)0,52 (995,500)–0,37] × 0,03577 = 7,54 in
Dari Tabel A.5-1 Geankoplis, 2003, dipilih pipa dengan spesifikasi : Ukuran nominal
: 12 in
Schedule number
: 80
Diameter Dalam (ID)
: 7,65 in
Kecepatan linier,
v
= 0,146 m
Q
=
π
Di
4
(Coulson & Richardson’s, 2005)
2
219,774
=
π
4
= 2,02 m/s
0,194 2
2. Perhitungan Bilangan Reynold, NRe Bilangan Reynold : NRe =
ρ v D
(Peters, 2004)
= 5.888.256,473 (aliran turbulen) 3. Perhitungan pressure head, ΔP Pressure head:
ΔP = (P2 – P1) / (ρ × g)
P2 = P1, sehingga
ΔP = 0
4. Perhitungan Static Head, ΔH Static Head:
ΔH = z2 – z1
= 9,8551 – 0 = 9,8551 m
5. Perhitungan Velocity head, Δv
v22 v12 2 g
Velocity head:
Δv =
v2 = v1, sehingga
Δv = 0
6. Perhitungan Friction head, Fs Friction loss pada pipa untuk aliran turbulen: f
= 0,04 × Re–0,16
(Geankoplis, 2003)
= 0,04 × (5.576.508,473)–0,16 f
= 0,003583
Suction
Total Le
Discharge
Friction loss (f), m
0,003583
0,003583
Panjang pipa (L), m
10
20
Total Le
elbow
2 (Le = 0.4572 m)
0,9144
3 (Le = 0.4572 m)
1,37
Standard Tee
0 (Le = 0.6096 m)
0
2 (Le = 0.6096 m)
0,94
Gate valve fully open
0 (Le = 0.0853 m)
0
1 (Le = 0.0853 m)
0,45
Globe valve
0 (Le = 3.9624 m)
0
1 (Le = 3.9624 m)
0,6 2
10
0,912
20
3,45
Le,
m
L + Le,
m
10,962
23,52
LD.3 Bak Sedimentasi (B-701) Fungsi
: Tempat penampungan air sementara
Jumlah
: 1 unit
Bahan kontruksi
: Beton kedap air
546
B-601
T
L1
P1
Gambar LD.3 Sketsa 3D Bak Sedimentasi Kondisi operasi : Temperatur
= 30 oC
Densitas air ( )
= 995,50 kg/m3
Laju alir massa (F)
= 253.645 kg/jam
(Geankoplis, 1997)
Lama penampungan = 24 jam Faktor keamanan (fk) = 20% Sehingga: Jumlah air masuk (W) = 24 jam × 198.895,439 kg/jam Volume bak
=
1
= 4.773.490,544 kg
fk W
= 5.3778 m3 Desain Perancangan : Bak dibuat persegi panjang Panjang bak (P)
= 3 × tinggi bak (T)
Lebar bak (L)
= 2 × tinggi bak (T)
Perhitungan ukuran bak : Volume (V)
= P×L×T = (3T) × (2T) × (T) V
= 6 T2
T
= (V/6)1/3
T
= 9,751 m
Sehingga, dari ukuran tinggi bak (T) didapat dimensi lainnya sebagai berikut:
P
= 3T = 3 × 9,751
P
= 29,584 m
L
= 2T = 2 × 9,751
L
= 19,145 m
LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Dimetil Eter dari Proses Gasifikasi Tandan Kosong Kelapa Sawit digunakan asumsi sebagai berikut : Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun Kapasitas maksimum adalah 50.000 ton/tahun Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-equipment delivered (Peters, 2004) Harga alat disesuaikan dengan basis 1 Januari 2012, dimana nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9.175,- (Anonim, 2012)
E.1
Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)
E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) A.
Biaya Tanah Lokasi Pabrik
Harga tanah untuk kebutuhan pabrik dan industri di daerah Provinsi Sumatera Selatan adalah Rp. 400.000,- /m2 (Citra, 2008). Luas tanah seluruhnya
= 33.478 m2
Harga tanah seluruhnya
= 33.478 m2
Biaya administrasi tanah diperkirakan 5
Rp. 400.000,- /m2 = Rp. 13.391.040.000,dari harga tanah seluruhnya. (Peters, et al, 2004)
Biaya administrasi tanah = 0,05
Rp. 13.391.040.000,- = Rp. 669.552.000,-
Biaya perataan tanah diperkirakan 5
dari harga tanah seluruhnya. (Peters, et al, 2004)
Biaya perataan tanah = 0,05
Rp. 13.391.040.000,- = Rp. 669.552.000,-
Total biaya tanah (A) = Rp. 13.391.040.000,- + Rp. 669.552.000,- + Rp. 669.552.000,= Rp 14.730.144.000,-
B. Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan No
Nama Bangunan
Luas (m2)
Harga (per m2) Jumlah
1
Pos Keamanan
110,25
Rp750.000
Rp82.687.500
2
Parkir
1206
Rp700.000
Rp844.200.000
3
Taman
437,5
Rp500.000
Rp218.750.000
4
Ruang Kontrol
360
Rp2.000.000
Rp720.000.000
5
Areal Proses + Produk
5861,5
Rp2.500.000
Rp14.653.750.000
6
Perkantoran
2536,5
Rp3.500.000
Rp8.877.750.000
7
Laboratorium
213,9
Rp2.000.000
Rp427.800.000
8
Poliklinik
154,35
Rp1.700.000
Rp262.395.000
9
Kantin
363,6
Rp1.500.000
Rp545.400.000
10
Musholla
174
Rp500.000
Rp87.000.000
11
Gudang Peralatan
65,1
Rp1.000.000
Rp65.100.000
12
Bengkel
990
Rp800.000
Rp792.000.000
13
Gudang Bahan
1084,5
Rp1.000.000
Rp1.084.500.000
14
Areal Utilitas
2270,6
Rp2.000.000
Rp4.541.200.000
16
Pembangkit Listrik
530,4
Rp2.000.000
Rp1.060.800.000
17
Area Perluasan
2000
Rp1.000.000
Rp2.000.000.000
19
Jalan
15119,4
Rp700.000
Rp10.583.580.000
Total
33478 m2
Rp46.846.912.500
Total biaya bangunan (B) = Rp46.846.912.500,-
C.
Perincian Harga Peralatan
Harga peralatan dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :
Cx
Cy
X2 X1
dimana: Cx
m
Ix Iy
(Peter, et al, 2004)
= harga alat pada tahun 2012
Cy
= harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia
X1
= kapasitas alat yang tersedia
X2
= kapasitas alat yang diinginkan
Ix
= indeks harga pada tahun 2012
Iy
= indeks harga pada tahun yang tersedia
m
= faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)
Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2012 digunakan metode regresi koefisien korelasi :
r
n ΣX i Yi n ΣX i
2
ΣX i
ΣX i ΣYi
2
n ΣYi
2
ΣYi
(Montgomery, 1992)
2
Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No
Tahun (Xi)
Indeks (Yi)
Xi.Yi
Xi ²
Yi ²
1
2003
1123,6
2250571
4012009
1262477
2
2004
1178,5
2361714
4016016
1388862
3
2005
1244,5
2495223
4020025
1548780
4
2006
1302,3
2612414
4024036
1695985
5
2007
1373,3
2756213
4028049
1885953
6
2008
1449,3
2910194
4032064
2100470
Total
12033
7671,5
15386329
24132199
9882528
(Sumber : CEPCI, 2008)
Data :
n
=6
∑ XiYi = 15386329
∑ Xi
= 12033
∑ Xi ² = 24132199
∑ Yi = 1449,3 ∑ Yi² = 9882528
Chemical Engineering Plant Cost Index 1800,0 1600,0 1400,0
Index
1200,0 1000,0 800,0 600,0 400,0
Calculated index Actual index
200,0 0,0 1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012
Year
Gambar LE.1 Indeks Marshall dan Swift (CPCI, 2008) Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE.2, maka diperoleh harga koefisien korelasi :
Index
Chemical Engineering Plant Cost Index
1600 1400 1200 R2 = 0,9971 1000 800 600 Calculated Index 400 Linear (Calculated Index) 200 0 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 Year
Gambar LE.2 Linearisasi cost index dari tahun 2003 – 2008 R2 = 0,9971 ≈ 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 (2012)
X
= variabel tahun ke n
a, b = tetapan persamaan regresi
Tetapan regresi ditentukan oleh : b
a
n ΣX i Yi n ΣX i
ΣX i ΣYi 2
Yi. Xi 2 n. Xi 2
ΣX i
2
Xi. Xi.Yi ( Xi) 2
(Montgomery, 1992)
Maka : b
6 15386329 12033 7671,5 2 6 24132199 12033
6812,1 105
a
7671,5 24132199 12033 15386329 2 6 24132199 12033
64,8771429 103604228 105
128832,5267
Sehingga persamaan regresi liniernya adalah : Y=a+bX Y = –128832,53 + 64,87714 X Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2012 adalah : Y = –128832,53 + 64,87714 (2012) Y = 1570,53048
Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall dan Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Peters, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya diasumsikan sebesar 0,6 (Peters, 2004).
Contoh perhitungan harga peralatan : a. Cooling Tower (M-701) Laju alir volume air,
X2 = 568.166,758 galon/menit. Dari Gambar LE.3
diperoleh untuk harga Cooling Tower dengan Laju alir volume air (X1) 3000 galon/menit pada tahun 2003 adalah (Cy) US$ 30.000. Dari Tabel 6-4, Peters, 2004, diperoleh faktor eksponen (m) untuk Cooling Tower adalah 0,33.
Gambar LE.3 Harga Peralatan untuk Cooling Tower pada tahun 2003 (NETL, 2003)
Indeks harga pada tahun 2003 (Iy) 1123,6 dan Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1570,53. Maka estimasi harga Cooling Tower untuk (X2) 2368,86 galon/menit adalah: Cx = US$ 30.000
568166,758 3000
0 , 33
×
Rp. 9.500 1570,53 × 1 US$ 1123,6
Cx = Rp.2.248.052.104,121,-/unit Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Impor No
Nama Alat
Kode
Unit Harga / Unit
Harga Total
1
Elevator
C-101
2
Rp487.542.610
Rp975.085.220
2
TKKS
screw C-102
2
Rp46.521.458
Rp93.042.916
Screw C-103
2
Rp46.521.458
Rp93.042.916
H-201
1
Rp624.121.285
Rp624.121.285
H-202
1
Rp310.557.679
Rp310.557.679
Conveyor 3
Olivine Conveyor
4
Post-Reformer Cooler
/
Steam
Generator #1 5
Post-Reformer
Cooler
/
BFW
Preheater #2 6
Combustion
Air K-201
2
Rp440.647.863
Rp881.295.727
R-201
2
Rp3.099.197.498
Rp6.198.394.996
Blower 7
Indirectly-heated Biomass Gasifier
8
Char Combustor
R-202
2
Rp10.592.309.500 Rp21.184.619.001
9
Reformer
R-203
1
Rp7.549.857.456
Rp7.549.857.456
10
Quench
Water H-301
1
Rp320.568.475
Rp320.568.475
Syngas Compressor H-302
5
Rp336.456.658
Rp1.682.283.290
H-303
5
Rp81.070.813
Rp405.354.065
K-301
4
Rp24.942.514.359 Rp99.770.057.435
Quench M-301
1
Rp5.674.586.125
Rp5.674.586.125
Ventury M-302
1
Rp24.586.125
Rp24.586.125
S-301
1
Rp547.065.750
Rp547.065.750
Syngas Compressor S-302
4
Rp547.065.750
Rp2.188.263.000
S-303
1
Rp547.065.750
Rp547.065.750
Sintesis R-501
1
Rp1.489.865.723
Rp1.489.865.723
S-503
1
Rp169.668.853
Rp169.668.853
Eter T-501
3
Rp4.995.049.556
Rp14.985.148.669
Recirculation Cooler 11
Intercoolers 12
Water-cooled Aftercooler
13
Syngas Compressor
14
Syngas Chamber
15
Syngas Chamber
16
Pre-compressor Knock-out
17
Interstage
Knock-
outs 18
Post-compressor Knock-out
19
Reaktor DME
20
Post-hydrogen Compressor Knockout
21
Dimetil
strorage Tank 22
Extraction
Steam M-601
1
Rp16.819.379.879 Rp16.819.379.879
1
Rp282.344.621
Turbine/Generator 23
Steam Drum
T-601
TOTAL
Rp282.344.621 Rp120.949.464.584
Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Proses Non Impor No
Nama Alat
Kode
Unit Harga / Unit
Harga Total
1
Feed Land filled
T-101
1
Rp68.524.575
Rp68.524.575
2
TKKS Bin
T-102
2
Rp85.542.613
Rp171.085.226
3
Olivine Bin
T-103
2
Rp43.547.952
Rp87.095.904
4
MgO Bin
T-104
2
Rp31.564.657
Rp63.129.314
5
Make-up
Catalyst T-105
2
Rp23.558.750
Rp47.117.500
Gasifier S-201
2
Rp12.586.000
Rp25.172.000
Gasifier S-202
2
Rp12.586.000
Rp25.172.000
S-203
2
Rp12.586.000
Rp25.172.000
Water P-301
2
Rp12.542.650
Rp25.085.300
Olivine Bin 6
Primary Cyclone
7
Secondary Cyclone
8
Combustor Cyclone
9
Quench
Recirculation Pump TOTAL
Rp559.691.162
Tabel LE.5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Impor No
Nama Alat
Kode
Unit
Harga / Unit
Harga Total
1
Clarifier
C-701
1
Rp197.718.206
Rp197.718.206
2
Deaerator
D-701
3
Rp654.468.744
Rp1.963.406.232
3
Screening
F-701
1
Rp78.542.000
Rp78.542.000
4
Sand Filter
F-702
1
Rp323.547.854
Rp323.547.854
5
Boiler Feed Water P-713
1
Rp143.862.845
Rp143.862.845
Pump 6
Cation Exchanger
S-701
1
Rp924.562.455
Rp924.562.455
7
Anion Exchanger
S-702
1
Rp924.562.455
Rp924.562.455
8
Tangki
Pelarutan T-706
1
Rp186.452.560
Rp186.452.560
1
Rp186.452.560
Rp186.452.560
Rp2.248.052.104
Rp2.248.052.104
Asam Sulfat 9
Tangki
Pelarutan T-707
NaOH 10
Water
Cooling M-701 1
Tower TOTAL
Rp6.904.661.077
Tabel LE.6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Non Impor No
Nama Alat
Kode
Unit
Harga / Unit
Harga Total
1
Bak Sedimentasi
B-701
1
Rp10.325.000
Rp10.325.000
2
Bak
Penampung B-702
1
Rp10.645.000
Rp10.645.000
P-701
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
Bak P-702
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
Aluminium P-703
1
Rp1.550.000
Rp1.550.000
Hasil Clarifier 3
Pompa Screening
4
Pompa Sedimentasi
5
Pompa Sulfat
6
Pompa Soda Abu
P-704
1
Rp1.550.000
Rp1.550.000
7
Pompa Clarifier
P-705
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
8
Pompa Utilitas
P-706
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
9
Pompa
Cation P-707
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
Exchanger 10
Pompa
Anion P-708
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
Exchanger 11
Pompa Asam Sulfat
P-709
1
Rp1.550.000
Rp1.550.000
12
Pompa NaOH
P-710
1
Rp1.550.000
Rp1.550.000
13
Pompa Air umpan P-711
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
P-712
1
Rp8.758.000
Rp8.758.000
Water P-714
1
Rp10.545.650
Rp10.545.650
Pelarutan T-701
1
Rp186.452.560
Rp186.452.560
Deaerator 14
Pompa Domestik
15
Pompa Cooling Tower
16
Tangki Alum
Tabel LE.6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Non Impor (Lanjutan) No
Nama Alat
17
Tangki
Kode Pelarutan T-702
Unit
Harga / Unit
Harga Total
1
Rp137.845.760
Rp137.845.760
Soda abu 18
Tangki Kaporit
T-703
1
Rp10.547.658
Rp10.547.658
19
Tangki Utilitas
T-704
1
Rp520.757.325
Rp520.757.325
20
Tangki Domestik
T-705
1
Rp520.757.325
Rp520.757.325
21
Tangki Air Umpan T-708
1
Rp186.452.560
Rp186.452.560
Deaerator TOTAL
Rp1.670.592.838
Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -
Biaya transportasi
= 5
-
Biaya asuransi
= 1
-
Bea masuk
= 15
-
PPn
= 10
-
PPh
= 10
-
Biaya gudang di pelabuhan
= 0,5
-
Biaya administrasi pelabuhan = 0,5
-
Transportasi lokal
= 0,5
-
Biaya tak terduga
= 0,5
Total
= 43
Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -
PPn
= 10
-
PPh
= 10
-
Transportasi lokal
= 0,5
-
Biaya tak terduga
= 0,5
Total
= 21
Maka, total harga peralatan adalah: Harga impor
= 1,43 × (Rp120.949.464.584+ Rp559.691.162) = Rp182.831.399.696,-
Harga non impor = 1,21 × (Rp6.904.661.077+ Rp1.670.592.838) = Rp. 2.698.643.640Rp. 185.530.043.336,Biaya pemasangan diperkirakan 39 Biaya pemasangan = 0,39
dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004).
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp. 72.356.716.900,Sehingga biaya peralatan + pemasangan (C): = Rp. 185.530.043.336,- + Rp. 72.356.716.900,= Rp. 257.886.760.236, Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 26
dari
total
harga
peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,26
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp. 48.237.811.267, Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 31
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,
2004). Biaya perpipaan (E) = 0,31
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp57.514.313.434,-
Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10
dari total harga peralatan (Timmerhaus et
al, 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,1
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp18.553.004.333, Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 55
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al,
2004). Biaya insulasi (G) = 0,55
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp102.041.523.834, Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5
dari total harga peralatan (Timmerhaus
et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H)
= 0,05
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp9.276.502.166, Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5
dari total harga
peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,05 Rp. 185.530.043.336,= Rp9.276.502.166, Sarana Transportasi Untuk
mempermudah
pekerjaan,
perusahaan
memberi
fasilitas
sarana
transportasi (J) seperti pada tabel berikut. Tabel LE.7 Biaya Sarana Transportasi N
Jenis
o
Kendaraan
1
Mobil Komisaris
Unit
Dewan 3
Tipe
BMW Tahun 2500 CC
Harga/unit
523i Rp525.000.000 2005,
Harga/total
Rp1.575.000.000
2
Mobil Direktur
1
Toyota
Rp480.000.000
Alphard AXL
Rp480.000.000
2.4 Tahun
2007, 2400 CC 3
Mobil Manager
5
Honda 2.4 Vti- Rp285.000.000
Rp1.425.000.000
L New A/T Tahun
2007,
2400 CC 4
Mobil
Kepala 14
Seksi
Honda facelift
City Rp163.000.000
Rp2.282.000.000
2007,
1500 CC 5
Ambulance
1
Minibus
Rp98.000.000
Rp98.000.000
6
Bus Karyawan
2
Bus
Rp350.000.000
Rp700.000.000
7
Truk
3
Truk
Rp350.000.000
Rp1.050.000.000
8
Mobil Pemadam 2
Truk
Rp250.000.000
Rp500.000.000
Truk
Rp187.200.000
Rp374.400.000
Kebakaran 9
Fork Lift
2
Total Biaya Transportasi Total MITL
Rp8.199.400.000
= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp. 572.562.873.939,-
E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL) Pra Investasi Diperkirakan 40 Pra Investasi (K)
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,4 × Rp. 185.530.043.336,= Rp. 74.212.017.334,-
Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 32
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,32 × Rp. 185.530.043.336,= Rp. 59.369.613.867,-
Biaya Legalitas Diperkirakan 8
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Legalitas (M)
= 0,08
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp. 14.842.403.466, Biaya Kontraktor Diperkirakan 8
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya Kontraktor (N)
= 0,08
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp. 14.842.403.466, Biaya Tak Terduga Diperkirakan 32
dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .
Biaya Tak Terduga (O)
= 0,32
Rp. 185.530.043.336,-
= Rp. 59.369.613.867,Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp. 222.636.052.002,Total MIT
= MITL + MITTL = Rp795.198.925.942,-
E.2 Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). E.2.1 Persediaan Bahan Baku A. Bahan baku proses 1. Tandan Kosong Kelapa Sawit (TKKS) Kebutuhan
= 76053 kg/jam
Harga
= Rp 90,- /kg
Harga total
= 90 hari
24 jam/hari
(Anonim, 2007) 76053 kg/jam
Rp 90,- /kg
= Rp14.784.703.200,00,-
2. Olivine Kebutuhan
= Jumlah olivine dalam sirkulasi gasifier + Make-up Olivine = 2.047.842,626 kg + 2.252,625 kg
Harga
= Rp 2.771,768 /kg
(Spath, P. & Friends, 2005)
Harga total
= (90 hari
24 jam/hari
+ (2.047.842,626
2.252,62 kg/jam
Rp 2.771,768,- /kg)
Rp 2.771,768,- /kg)
= Rp19.162.660.910,-
3. Katalis Olivine Kebutuhan
= 24,857 kg/jam
Harga
= Rp. 8.513,38-/kg
Harga total
= 90 hari
(Spath, P. & Friends, 2005)
24 jam/hari
24,857 kg/jam
Rp. 8.513,38,-/kg
= Rp457.085.893,-
B. Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan
= 3,074 kg/jam
Harga
= Rp 7.900 ,-/kg
Harga total
= 90 hari
24 jam/hari
(CV. Rudang Jaya 2008) 3,074 kg/jam
Rp 7.900,- /kg
= Rp. 52.457.388,36
2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = Kebutuhan pada klarifikasi + Kebutuhan pada bak netralisasi = 1,600 kg/jam + 2,398 kg/jam = 4,058 kg/jam Harga
= Rp 6500,-/kg
Harga total = 90 hari
(CV. Rudang Jaya 2008)
24 jam/hari × 4,058 kg/jam
Rp 6500,-/kg
= Rp.56.973.766,85
3. Kaporit Kebutuhan = 0,489 kg/jam Harga
= Rp 7.050,-/kg
Harga total = 90 hari
24 jam/hari
= Rp. 7.439.165,-
4. H2SO4
(CV. Rudang Jaya 2008) 0,489 kg/jam
Rp 7.050,-/kg
Kebutuhan = 3,680 kg/jam = 0,003571 L/jam Harga
= Rp 347.000-/L
Harga total = 90 hari
(CV. Rudang Jaya 2008)
24 jam
0,003571 L/jam
Rp 347.000-/L
= Rp. 2.680.828,5. NaOH Kebutuhan = 4,022 kg/jam Harga
= Rp. 10.000,-/kg
Harga total = 90 hari
(CV. Rudang Jaya 2008)
24 jam
4,022 kg/jam
Rp 10.000,-/kg
= Rp. 86.887.967,-
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah = Rp. 35.413.726.280,-
E.2.2 Kas A. Gaji Pegawai Tabel LE.8 Perincian gaji Jabatan
Jumlah Gaji/bulan
Total Gaji/bulan
Dewan Komisaris
3
Rp17.500.000
Rp52.500.000
Direktur
1
Rp26.000.000
Rp26.000.000
Sekretaris
2
Rp3.000.000
Rp6.000.000
Manajer Keselamatan
1
Rp10.000.000
Rp10.000.000
Manajer Produksi
1
Rp10.000.000
Rp10.000.000
Manajer Teknik
1
Rp10.000.000
Rp10.000.000
Manajer Umum dan Keuangan
1
Rp10.000.000
Rp10.000.000
Manajer Pembelian dan Pemasaran
1
Rp10.000.000
Rp10.000.000
Kepala Seksi Proses
1
Rp5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Laboratorium R&D
1
Rp5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Utilitas
1
Rp5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Listrik
1
Rp5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Instrumentasi
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Keuangan
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Administrasi
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Personalia
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Humas
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Keamanan
1
Rp. 4.000.000
Rp4.000.000
Kepala Seksi Pembelian
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Penjualan
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Kepala Seksi Gudang / Logistik
1
Rp. 5.000.000
Rp5.000.000
Karyawan Proses
30
Rp. 1.600.000
Rp48.000.000
Karyawan Laboratorium, R&D
15
Rp. 1.600.000
Rp24.000.000
Karyawan Utilitas
15
Rp. 1.600.000
Rp24.000.000
Karyawan Unit Pembangkit Listrik
8
Rp. 1.600.000
Rp12.800.000
Karyawan Instrumentasi Pabrik
8
Rp. 1.600.000
Rp12.800.000
Karyawan Pemeliharaan Pabrik
15
Rp. 1.600.000
Rp24.000.000
Karyawan Bagian Keuangan
5
Rp. 1.600.000
Rp8.000.000
Karyawan Bagian Administrasi
4
Rp. 1.600.000
Rp6.400.000
Karyawan Bagian Personalia
4
Rp. 1.600.000
Rp6.400.000
Karyawan Bagian Humas
4
Rp. 1.600.000
Rp6.400.000
Karyawan Pembelian
10
Rp. 1.600.000
Rp16.000.000
Karyawan Penjualan / Pemasaran
10
Rp. 1.600.000
Rp16.000.000
Petugas Keamanan
16
Rp. 1.600.000
Rp25.600.000
Karyawan Gudang / Logistik
16
Rp. 1.600.000
Rp25.600.000
Dokter
2
Rp. 4.000.000
Rp10.000.000
Perawat
4
Rp. 1.500.000
Rp6.000.000
Petugas Kebersihan
24
Rp. 850.000
Rp20.400.000
Supir
10
Rp. 1.200.000
Rp12.000.000
Total
225
Total gaji pegawai selama 3 bulan
= 3 × Rp. 507.900.000,= Rp. 1.523.700.000,-
Rp507.900.000
B. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20
dari gaji pegawai = 0,2
Rp. 507.900.000,-
= Rp. 101.580.000,C. Biaya Pemasaran Diperkirakan 20
dari gaji pegawai = 0,2
Rp. 507.900.000,-
= Rp. 101.580.000,-
D. Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:
Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).
Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).
Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).
Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).
Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).
Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Dimetil Eter Nilai Perolehan Objek Pajak Tanah
Rp.
14.730.144.000,-
Bangunan
Rp.
46.846.912.500,-
Total NJOP
Rp
61.577.056.500,-
Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak
Rp.
Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak
Rp
Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP)
Rp
30.000.000,- – 61.547.056.500,3.077.352.825,-
Tabel LE.9 Perincian Biaya Kas No.
Jenis Biaya
Jumlah (Rp)
1
Gaji Pegawai
Rp. 1.523.700.000,00
2
Administrasi Umum
Rp. 101.580.000,00
3
Pemasaran
Rp101.580.000,00
4
Pajak Bumi dan Bangunan
Rp. 3.077.352.825,00
Total
Rp. 4.804.212.825,00
E. Biaya Start – Up Diperkirakan 12
dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).
= Rp 95.423.871.113,-
E.2.3 Piutang Dagang IP HPT 12
PD
dimana:
PD
= piutang dagang
IP
= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)
HPT
= hasil penjualan tahunan
Penjualan : Harga jual Dimetil Eter = $1,6/kg
(Spath, P. & Friends, 2005)
Produksi Dimetil Eter = 6313,136 kg/jam Hasil penjualan Dimetil Eter tahunan = 6313,136 kg/jam
24jam/hari
330hari/thn
$1,6/kg
= Rp. 734.000.533.776,Piutang Dagang =
1 12
Rp. 734.000.533.776,-
= Rp. 61.166.711.14,-
Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.10 Perincian Modal Kerja No.
Biaya
Jumlah (Rp)
1
Bahan baku proses dan utilitas
Rp35.413.726.280,64
2
Kas
Rp4.804.212.825,00
3
Start up
Rp95.423.871.113,15
4
Piutang Dagang
Rp61.166.711.148,04
9150 Rp/$
Total
Rp196.808.521.366,82
Total Modal Investasi
= Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp. 795.198.925.943 + Rp. 196.808.521.366,82 = Rp. 992.007.447.309,-
Modal ini berasal dari: - Modal sendiri
= 60
dari total modal investasi
= Rp. 595.204.468.385,- Pinjaman dari Bank
= 40
dari total modal investasi
= Rp. 396.802.978.923,-
E.3 Biaya Produksi Total E.3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC) A. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total
= (12 + 2)
Rp Rp539.500.000,-
= Rp7.110.600.000,-
B. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007). Bunga bank (Q)
= 0,15
Rp. 396.802.978.92,-
= Rp. 59.520.446.839,-
C. Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji, 1999). 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 E.11.
Tabel LE.11 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta
Masa
Tarif
Berwujud
(tahun) (%)
Beberapa Jenis Harta
4
Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/
I. Bukan Bangunan 1.Kelompok 1
25
tools industri 2. Kelompok 2
8
12,5
Mobil, truk kerja
3. Kelompok 3
16
6,25
Mesin industri kimia, mesin industri mesin
20
5
Bangunan sarana dan penunjang
II. Bangunan Permanen (Rusjdi, M., 1999) Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D
P L n
dimana: D
= depresiasi per tahun
P
= harga awal peralatan
L
= harga akhir peralatan
n
= umur peralatan (tahun)
Tabel LE.12 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000 Komponen
Biaya
Bangunan
Rp46.846.912.500
Umur (tahun) 25
Depresiasi (Rp) Rp1.873.876.500,00
Peralatan proses dan utilitas
Rp257.886.760.237 16
Rp16.117.922.514,80
pengendalian proses
Rp48.237.811.267
5
Rp9.647.562.253,46
Perpipaan
Rp57.514.313.434
5
Rp11.502.862.686,82
Instalasi listrik
Rp18.553.004.334
5
Rp3.710.600.866,72
Insulasi
Rp102.041.523.835 5
Rp20.408.304.766,94
Inventaris kantor
Rp9.276.502.167
Rp1.855.300.433,36
Instrumentrasi
dan
Perlengkapan keamanan
5 5
dan
kebakaran
Rp9.276.502.167
Sarana transportasi
Rp8.199.400.000
Rp1.855.300.433,36 8
TOTAL
Rp1.024.925.000,00 Rp67.996.655.455,44
Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 Biaya amortisasi
= 0,25
Rp. 222.636.052.002,-
= Rp. 55.659.013.001,-
Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)
dari MITTL. sehingga :
= Rp67.996.655.455,- + Rp. 55.659.013.001,= Rp. 123.655.668.456,-
D. Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 10% dari harga peralatan terpasang pabrik (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin
= Rp. 20.630.940.819,-
2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10
dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan bangunan
= Rp. 4.684.691.250,-
3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10
dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan kenderaan
= Rp. 819.940.000-
4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10
dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et
al, 2004). Perawatan instrumen
= Rp. 4.823.781.127,-
5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10
dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan perpipaan
= Rp. 5.751.431.343,-
6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10
dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan listrik
= Rp. 1.855.300.433,-
7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10
dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan insulasi
= Rp10.240.152.383,-
8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10
dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).
Perawatan inventaris kantor
= Rp 927.650.217,-
9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10 2004).
dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,
Perawatan perlengkapan kebakaran = Rp 927.650.217,Total biaya perawatan (S)
= Rp. 50.625.537.789,-
E. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20
dari modal investasi tetap
(Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)
= Rp. 119.279.838.891,-
F. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp. 101.580.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) =
4
Rp. 101.580.000,-
= Rp. 406.320.000,-
G. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 101.580.000,Biaya pemasaran selama 1 tahun
= 4
Rp 101.580.000,-
= Rp 406.320.000,-
Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi
= 0,5
Rp 406.320.000,-
= Rp 203.160.000,Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 406.320.000+ Rp 406.320.000 = Rp 609.480.000,-
H. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5
dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).
Biaya laboratorium (W)
= Rp5.963.991.945,-
I. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = Rp. 7.951.989.259,-
J. Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007).
= Rp. 1.774.988.909,-
2. Biaya asuransi karyawan Premi asuransi
= Rp. 375.000,-/tenaga kerja (Asuransi Jiwa Bersama
Bumiputera, 2008) Maka biaya asuransi karyawan = 220 orang
Rp. 375.000,-/orang
= Rp. 84.375.000,Total biaya asuransi (Y)
= Rp. 1.859.319.909,-
K. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp. 3.077.352.825 Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp. 380.060.545.914,-
E.3.2 Biaya Variabel A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah = Rp. 35.413.726.281,-
Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp. 35.413.726.281,- × 330
90
= Rp. 129.850.329.696,-
B. Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 10
dari biaya variabel bahan baku
Biaya perawatan lingkungan
= Rp. 12.985.032.970,-
2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1
dari biaya variabel bahan baku
Biaya variabel pemasaran
= Rp 1.298.503.297,-
Total biaya variabel tambahan = Rp. 12.985.032.970+ Rp 1.298.503.297 = Rp.14.283.536.267,-
C. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5
dari biaya variabel tambahan = Rp. 714.176.813,-
Total biaya variabel
= Rp. 14.997.713.080,-
Total biaya produksi
= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp. 395.058.258.994,-
E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) = total penjualan – total biaya produksi
Laba atas penjualan
= Rp. 338.942.274.783,Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp. 338.942.274.783,= Rp. 1.694.711.374,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 337.247.563.409,-
E.4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004): Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 . Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15
.
Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30
.
Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10
Rp 50.000.000
=
Rp. 5.000.000,-
- 15
(Rp 100.000.000 – Rp 50.000.000)
=
Rp. 7.500.000,-
- 30
(Bruto – Rp. 100.000.000))
= Rp. 101.144.269.023,-
Total PPh
=
Rp101.156.769.023,-
E.4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak
= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 236.090.794.386,-
E.5 Analisa Aspek Ekonomi A. Profit Margin (PM) PM =
PM =
Laba sebelum pajak Total penjualan
100
Rp. 337.247.563.409,100% Rp734.000.533.776,-
= 45,947% B. Break Even Point (BEP) BEP =
Biaya Tetap Total Penjualan Biaya Variabel
BEP =
Rp. 380.060.545.914,Rp. 734.000.533.776,Rp. 14.997.713.080,-
100
100%
= 49,859 %
Kapasitas produksi pada titik BEP
= 52,859 %
50000 ton/tahun
= 3337,085487 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP
= 49,859 %
Rp. 734.000.533.776,-
= Rp. 387.988.246.421,C. Return on Investment (ROI) ROI
=
Laba setelah pajak Total Modal Investasi
ROI
=
Rp. 236.090.794.386,100% = 23,799% Rp. 992.007.447.309,-
D. Pay Out Time (POT)
1 1 tahun ROI
POT
=
POT
= 4,202 tahun
100
E. Return on Network (RON) RON =
Laba setelah pajak Modal sendiri
RON =
100
Rp. 236.090.794.386,100% = 39,665 % 595.204.468.385,-
F. Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10
tiap tahun
- Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel E.13, diperoleh nilai IRR = 40,851 %