BAB VI
ANALISA EKONOMI
Analisa ekonomi berfungsi untuk perkiraan kelayakan investasi dalam suatu kegiatan produksi pabrik. Tinjauan dalam analisa ekonomi meliputi kebutuhan investasi, keuntungan, waktu pengembalian investasi, dan titik impas. Analisa ekonomi dapat menjadi salah satu pertimbangan kelayakan berdirinya suatu pabrik. Langkah pertama analisa ekonomi adalah penaksiran harga alat berdasarkan spesifikasi alat dan tahun pembelian. Penaksiran harga alat termasuk biaya jasanya diperoleh bahwa modal keseluruhan (total capital investment) sebesar Rp1.592.370.000.000,-, terdiri dari modal tetap (fixed capital investment) sebesar Rp442.490.000.000,-, dan modal kerja (working capital) sebesar Rp1.149.870.000.000,-. Modal tetap terdiri dari biaya fisik sebesar Rp323.560.000.000,-, jasa perancangan dan konstruksi sebesar Rp55.960.000.000,-, contractor’s fee sebesar Rp34.980.000.000,-, dan contingency sebesar Rp27.980.000.000,-.
Biaya pembuatan (total manufacturing cost) sebesar Rp3.298.760.000.000,- terdiri dari biaya pembuatan langsung (direct manufacturing cost) yaitu biaya bahan baku, tenaga kerja, supervisi, maintenance, suplai pabrik, royalti & patent dan utilitas sebesar Rp3.015.170.000.000,-, biaya pembuatan tidak langsung (indirect manufacturing cost) sebesar Rp221.630.000.000,-, dan biaya pembuatan tetap (fixed manufacturing cost) sebesar Rp61.940.000.000,-. Total biaya produksi merupakan penjumlahan general expense dan manufacturing cost. Total biaya
53
produksi sebesar Rp3.881.400.000.000,- dengan rincian: general expense sebesar Rp582.640.000.000,-, dan manufacturing cost sebesar Rp3.298.760.000.000,-.
Pabrik ini menghasilkan produk utama berupa bioavtur yang menyumbang 76% dari total penjualan. Produk samping berupa nafta, biodiesel, AGO, residu, dan listrik. Pemasukan per tahun pabrik ini dapat dilihat pada Tabel VI.1.
Tabel VI.1 Produk pabrik bioavtur selama satu tahun
Produk Produksi/tahun Harga Total penjualan
US$ Rupiah
Nafta 47.700 ton US$ 1.011/ton 46.375.075 449.838.231.851
Bioavtur 87.000 ton US$ 11/gal 318.325.187 3.087.754.309.136
Biodiesel 31.700 ton US$ 4/gal 38.042.113 369.008.499.168
AGO 2.900 ton US$ 978/ton 2.755.335 26.726.753.321
Residu 7.000 ton US$ 978/ton 6.615.293 64.168.344.655
Listrik 55.490.846 kWh Rp1.112/kWh 61.705.820.454
Total 4.059.201.958.585
Total pemasukan pabrik selama satu tahun adalah Rp4.059.200.000.000,-, dengan total production cost Rp3.881.400.000.000,- maka didapat keuntungan sebesar Rp133.340.000.000,-. Keuntungan tersebut sudah dipotong pajak pendapatan sebesar 25% dari total keuntungan.
Kelayakan pabrik kimia dilihat berdasarkan parameter-parameter berupa
percent Return of Investment (ROI), Pay Out Time (POT), Break Even Point
(BEP), Shut Down Point (SDP), dan Discounted Cash Flow (DCF) (Aries, 1955). Analisa kelayakan dapat dilhat pada Gambar IV.2. Atas dasar kondisi operasi, besarnya modal awal, dan fluktiatif harga bahan baku maka pabrik ini dikategorikan pabrik kimia risiko tinggi sehingga batasan ROI minimal sebesar 39%, POT maksimal 2 tahun, BEP 40% – 60%, dan DCF 13,5%. Berdasarkan
54
perhitungan ROI, pabrik ini memiliki kecepatan tahunan pengembalian modal dari keuntungan sebesar 40,18% untuk ROI bebas pajak dan 30,13% setelah pajak. Pabrik ini memiliki jangka waktu pengembalian modal selama 1,99 tahun tanpa pajak atau 2,49 tahun dengan pajak. Diperlukan minimal 59,99% pengoperasian dari kapasitas maksimal agar nilai cost dan sales sama sehingga apabila kurang dari itu pabrik akan merugi. Pabrik ini layak ditutup apabila hanya mampu beroperasi di bawah nilai BEP dan mencapai nilai SDP sebesar 46,05% dari kapasitas maksimal pabrik karena menutupnya lebih menguntungkan daripada mengoprasikannya. Nilai DCF sebesar 15,84% dihitung dengan asumsi pabrik berumur 10 tahun. Berdasar nilai parameter tersebut maka pabrik ini dinyatakan layak. Perhitungan selengkapnya dapat dilihat pada Lampiran E Analisa Ekonomi.
55
DAFTAR PUSTAKA
Anonim, Dowtherm A Synthetic organic heat transfer fluid – Liquid and vapor
phase data, Dow Company, USA
Anonim, Industrial Gas Turbine, The comprehensive product range from 5 to 50
megawatts, Siemens
Anonim, 2011, A Global Approach to reducing aviation emissions, IATA, USA Aries, R.S., Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,
McGraww-Hill Book Company, New York
Branan, C., 2002, Rules of Thumb for Chemical Engineers 3rded, Gulf Professional Publishing, New York
Bertelli, C., 2010, Current Status of Biofuel Production and Use for Commercial
Aviation, UOP LLC, Chile
Brown, G.G, 1950, Unit Operation, page 154, John Willey and Sons Inc, New York
Clary, D., 2006, Engineering Design Seminar Heater Introduction, UOP LLC Dimian, A.C., Bildea, C.S., 2008, Chemical Process Design: Computer-Aided
Case Studies, Willey, USA
Evans, F.L, 1974, Equipment Design Handbook, Volume 2, Gulf Publishing, Houston
Febriandi, Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina (Persero) RU II Dumai, Universitas Andalas, Padang
Garret, D.E., 1989, Chemical Engineering Economics, Van Nostrand Reinhold, New York
Gruber, P.R., Peters, M.W., et.al, 2012, Renewable Compositions, US Patent 8,193,402 B2
Guzman, A., Torres, J.E., Prada, L.P., Nunez, M.L., 2010, Hydroprocessing of
crude palm oil at pilot plant scale, Catalyst Today, Elsevier
Hutagalung, A. M., 2013, Tinjauan Pengolahan Limbah Cair Minyak Bumi Pada Unit Pengolahan -1 Pertamina Pangkalan Berandan, USU International Repository, Sumatra Utara
56
Higman, C., van der Berg, M, 2003, Gasification, Elsevier Science, USA
Jaelani, 2011, Fraksinasi Metil Ester Olein Menggunakan Fractional, Institute Pertanian Bogor, Bogor
Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw Hill, Singapore
Kinder, J.D., Rahmes, T., 2009, Evaluation of Bio-Derived Synthetic Parrafinic
Kerosene (Bio-SPK), The Boeing Company Sustainable Biofuel Reseach,
USA
Krischenbauer, H., 1960, Fats an Oils, Second Edition, Reinhold Publisching Corporation, New York
Lees, F.P., 1980, Loss Prevention in the Process Industries Vol. 1 2nded,
Butterworth Heinemann, Great Britain
McCall, M.J., Kocal, J.A., Bhattacharyya, A., Kalnes, T.N., Brandvold, T.A., 2011, Production of Aviation Fuel from Renewable Feedstocks,US Patent 8,039,682 B2
Megyessy, Eugene, 1997, Pressure Vessel Handbook 10th edition, Pressure Vessel Inc., USA
Mendoza, C.C., Velez, J.F., Garzon, L., Molina, A., 2010, CFD Analysis of The
Heat Transfer Coefficient During Hydrotreatmnt of Palm Oil, Universidad
Nacional De Colombia, Colombia
Mohanty, S., Saraf, D. N., Kunzru, D., 1991, Modeling of hydrocracking reactor, Fuel Processing Technology, 29 (1991) 1 – 17, Elsevier Science Publisher B. V., Amsterdam
Nelson W.L, 1958, Petroleum Refinery Engineering, 4th McGraw-Hill Book Company, New York
Neumann, P., Linde, F., 2003, Opportunities for an economical hydrogen supply, Processing Article May 2003 Volume 14, Caloric Anlagenbau GmbH, Graefelfing
Perry, R. H., and Green, D. W, 2007, Perry’s Chemical Engineers Handbook, 8th ed, page 6-9, 6-39, Mc Graw Hill Book Company, New York
Rase, H.F and M. H Barrow, 1957, Project Engineering of Process Plant, John Wiley and Son, New York
57
Sinnot R.K., 1999, Coulson & Richardson’s Chemical Engineering Vol 6, Butterworth-Heinemann, Great Britain
Stratton, R.W., Wong, H.M., Hileman, J.I., 2010, Life Cycle Greenhouse Gas
Emission from Alternative Jet Fuels, Partner, USA
Timmerhaus, Klaus D., Peters M.S., 1991, Plant Design and Economics, McGraw Hill International
Van Ness, H.C., Smith, J.M., 1975, Introduction To Chemical Engineering
Thermodynamics, McGraw Hill Book, New York
Watkin, R N, 1979, Petroleum Refinery Distillation, 2nd, Gulf Publishing Company, Texas
Widjaja, G., dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, Raja Grafindo Persada, Jakarta
Yusairi, 2009, Engineering Work Instruction Pump Design, PT. Rekayasa Industri, Jakarta
Yaws, C.L., 1997, Handbook of Chemical Compound Data for Process Safety, Gulf Publishing Company, Texas
www.chempro.in/palmoilproperties.htm (Diakses pada 20-12-2012, 21.49 am) www.dumaikota.go.id (Diakses pada 12-02-2013, 08.35 am)
www.indexmundi.com (Diakses pada 21-02-2013, 03.15 pm) www.infosawit.com (Diakses pada 28-02-2013, 11.04 am) www.jatenergy.com (Diakses pada 21-02-2013, 04.05 pm) www.plastemart.com (Diakses pada 23-02-2013, 12.35 am) www.safug.org (Diakses pada 25-02-2013, 11.35 am)
58
59
LAMPIRAN A SIFAT FISIS BAHAN
LAMPIRAN A SIFAT FISIS BAHAN
Catatan komponen tertentu: Nafta : C5H12
Bioavatur : C12H23
Biodiesel : C17H36
1. Critical Properties
Tabel A.1 Critical Properties
Komponen Ω Tc (K) Pc (bar) H2 -0,216 33,19 13,13 C1 0,012 190,6 45,99 C2 0,1 305,3 48,72 CO2 0,224 304,2 73,83 C3 0,152 369,8 42,48 i-C4 0,181 420 40,43 C4 0,2 369,8 42,48 2. Kapasitas panas Kapasitas panas cairan
Cp = A+ BT+CT2+DT3+ ET4 (Cp = J/mol.K; T = K) Tabel A.2 Kapasitas panas cairan
Komponen A B C D E
C1 -1,800E-02 1,198E+00 -9,872E-03 3,167E-05 C2 3,833E+01 4,101E-01 -2,302E-03 5,935E-06 CO2 -3,390E+02 5,280E+00 2,328E-02 3,598E-05 C3 5,964E+01 3,283E-01 -1,538E-03 3,654E-06 i-C4 7,179E+01 4,847E-01 -2,052E-03 4,063E-06 C4 6,287E+01 5,891E-01 -2,359E-03 4,226E-06 Nafta 8,064E+01 6,220E-01 -2,268E-03 3,742E-06
Bioavtur 1,399E+03 -1,344E+01 4,849E-02 -7,552E-05 4,317E-08 Biodiesel 1,136E+02 2,855E+00 -6,396E-03 5,876E-06
H2O 9,205E+01 -3,995E-02 -2,110E-04 5,347E-07
60
Crude Palm Oil = 3E-06T2 + 0,002T + 1,796 (Cp = kJ/kg.C; T = oC)
(www.chempro.in/palmoilproperties.htm)
Karbon aktif = 0,71 kJ/kg. oC
(www.engineeringtoolbox.com) Asam fosfat 85% = 1,88 kJ/kg. oC
(Innophos, phosporic acid catalogue) Kapasitas panas uap
Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 (Cp = J/mol.K dan T = K) Tabel A.3 Kapasitas panas gas
Komponen A B C D E
H2 2,540E+01 2,018E-02 -3,855E-05 3,188E-08 -8,759E-12 C1 3,494E+01 -3,996E-02 1,918E-04 -1,530E-07 3,932E-11 C2 2,815E+01 4,345E-02 1,895E-04 -1,908E-07 5,335E-11 CO2 2,744E+01 4,232E-02 -1,956E-05 3,997E-09 -2,987E-13 C3 2,828E+01 1,160E-01 1,960E-04 -2,327E-07 6,867E-11 i-C4 6,772E+00 3,415E-01 -1,027E-04 -3,682E-08 2,043E-11 C4 2,006E+01 2,815E-01 -1,311E-05 -9,457E-08 3,415E-11 Nafta 2,667E+01 3,232E-01 4,282E-05 -1,664E-07 5,604E-11 Bioavtur 1,994E+00 1,338E-01 -8,289E-05 3,118E-08 -7,153E-12 Biodiesel 1,119E+02 9,599E-01 2,790E-04 -6,752E-07 2,255E-10 H2O 3,393E+01 -8,419E-03 2,991E-05 -1,783E-08 3,693E-12
(Yaws, 1999) 3. Panas penguapan ∆𝐻𝑣𝑎𝑝 = 𝐴 1 −𝑇𝑇 𝑐 𝑛 (ΔHvap = kJ/mol; T = K) Tabel A.4 Panas penguapan
Komponen A Tc n C3 26,89 369,82 0,365 i-C4 31,954 408,14 0,392 C4 33,02 425,18 0,377 Naphta (C5) 39,854 496,65 0,398 Bioavtur(C12H23) 78,802 657 0,437 Biodiesel (C17H36) 102 733 0,433 H2O 52,053 647,13 0,321 (Yaws, 1999)
61 4. Densitas
Densitas = 𝐴 𝑥 𝐵− 1−𝑇𝑐𝑇 𝑛
(Densitas = kg/m3; T = K) Tabel A.5 Densitas
Komponen A B Tc n H2 0,031 0,347 33,180 0,276 C1 0,160 0,288 190,580 0,277 C2 0,201 0,273 305,420 0,283 CO2 0,464 0,262 304,190 0,290 C3 0,22151 0,27744 369,82 0,287 i-C4 0,22281 0,27294 408,14 0,27301 C4 0,22827 0,2724 425,18 0,27243 Nafta 0,2359 0,25668 618,45 0,2857 Bioavtur 0,2596 0,26278 679 0,28571 Biodiesel 0,2391 0,2526 733,37 0,3052 H2O 0,325 0,27 647,13 0,23 (Yaws, 1999)
Crude Palm Oil = 847,13 kg/m3
Asam fosfat = 1685 kg/m3 Karbon aktif = 2100 kg/m3
5. Viskositas Viskositas cairan
log μ = A + B/T + CT + DT2 (µ liquid = centipoise; T = K) Tabel A.6 Viskositas
Komponen A B C D C2 -4,2694 289,54 0,01711 -3,609E-05 CO2 -17,9151 1460,5 0,073127 -1,123E-04 C3 -3,1759 297,12 0,0095453 -1,878E-05 i-C4 -13,4207 1310 0,044329 -5,579E-05 C4 -6,859 673,93 0,021973 -3,069E-05 Nafta -7,1711 747,36 0,021697 -2,718E-05 Bioavtur -7,46 1260,3 0,015116 -1,345E-05 Biodiesel -8,1307 1579,1 0,014949 -1,199E-05
62
LAMPIRAN B NERACA MASSA
LAMPIRAN B NERACA MASSA A. Komposisi CPO
Triglyceride = 96,31%
Free fatty acid (FFA) = 3%
Gum (phospholipid, phospotide) = 0,03%
Pengotor = 0,01%
Moisture dan organic impurities = 0,15%
Logam = 0,5%
(Kirschenbauer, 1960) Trigriserida dan FFA merupakan komponen utama (99,31%) dalam CPO dan diasumsikan sebagai minyak yang akan bereaksi. Komponen selain trigliserida dan FFA diasumsikan sebagai impuritis sebesar 0,69%.
Perbandingan massa minyak dan hidrogen 1 : 0,09 dapat menghasilkan beberapa produk dengan yield dalam persen berat sebagai berikut (Mc Call, 2011):
Tabel B.1 Persentase berat produk reaktor Komponen Persentase berat
CO2 10,8% C1 1,0% C2 0,4% C3 7,0% iC4 2,0% nC4 1,6% Range nafta 13,4% Range bioavtur 54,7% Range biodiesel 10% H2O 2,9%
Kapasitas perancangan pabrik : 87.000 ton bioavtur/tahun
Basis operasi : 1 jam operasi
Operasi dalam 1 tahun : 330 hari
Kapasitas perancangan : 87.000 tahunton ×330 hari1 tahun x24 jam1 hari × 1000 tonkg : 11.023 kg/jam
63
Bioavtur adalah produk reaksi hydrocracking dengan umpan berupa biodiesel dan hidrogen. Pada proses hydrocrakcing, setiap 1 kg biodiesel menghasilkan 0,44 kg bioavtur (Mc Call, 2011).
Jumlah biodiesel = 11.023 kg bioavtur × 0,44 kg bioavtur1 kg biodiesel = 24.641,12 kg
Biodiesel merupakan hasil reaksi hydrotreating dengan reaktan berupa minyak kelapa sawit dan hidrogen. Persamaan reaksi hydrotreating dapat dilihat pada Persamaan B.1 (Stratton, 2010).
CnH2n+1COOH + 3H2 Cn+1H2n+4 + 2H2O
0,51 kg minyak + 0,011 kg hidrogen 0,45 kg biodiesel + 0,064 air (B.1)
Jumlah minyak = 24.641 kg biodiesel ×0,45 kg biodiesel0,51 kg minyak = 30.185 kg minyak
Kandungan minyak dalam Crude Palm Oil adalah 99,31% dan sisanya sebesar 0,69% adalah impuritis.
Jumlah CPO = 30.185 kg biodiesel × 99,31% biodiesel100% CPO = 30.395 kg CPO
B. Perhitungan Neraca Massa (basis perhitungan 1 jam operasi) 1. Tangki degumming (A01-M01)
Blok diagram A01-M01 ditampilkan pada gambar B.1.
Umpan masuk tangki A01-M01 CPO (Arus 2) = 30.395 kg
Asam fosfat (Arus 3) = 0,00067 kg/kg CPO (Jaelani, 2011). = 20,26 kg
3 2
A01-M01 5
64
Neraca massa minyak
F2Xminyak 2 + F3Xminyak 3 = F5Xminyak 5 (B.2) 30.395 (0,9931) + 0 = F5Xminyak 5
F5Xminyak 5 = 30.185,81 kg
Analog dengan perhitungan neraca massa pada persamaan B.2, maka dapat dihitung neraca massa setiap komponen pada arus masuk dan keluar tangki A01-M01 (lihat Tabel B.2).
Tabel B.2 Neraca massa di A01-M01
Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam) Arus 2 Arus 3 Arus 5
Impuritis 209,73 - 209,73
Minyak 30.185,81 - 30.185,81
Asam fosfat - 20,26 20,26
TOTAL 30.395,54 20,26 30.415,80 30.415,80
2. Tangki bleaching (A01-M02)
Pada tangki bleaching A01-M02, ditambahkan bleaching earth dengan perbandingan 0,012 kg/kg CPO (Jaelani, 2011). Jadi, total bleaching earth dimasukkan lewat arus 4 ke A01-M02 sebanyak 364,75 kg/jam.
Tabel B.3 Neraca massa di A01-M02
Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam) Arus 4 Arus 5 Arus 6
Impuritis - 209,73 209,73 Minyak - 30.185,81 30.185,81 Asam fosfat - 20,26 20,26 Bleaching earth 364,75 - 364,75 TOTAL 364,75 30,415.80 30.780,55 30.780,55 5 4 A01-M02 6
65 3. Filter press (A01-F01)
Perhitungan neraca massa di sekitar A01-F01. Persamaan perhitungan neraca massa impuritis menggunakan Persamaan B.3 dan B.4. Perhitungan neraca massa impuritis menggunakan asumsi 66,67% impuritis dapat terpisahkan (keluar lewat arus 8) (Rohani, 2006).
Neraca massa impuritis
F8Ximp 8 = 0,6667 x F6Ximp 6 (B.3)
= 0,6667 x (30.780,55 kg x 0,0068) = 139,83 kg
F8Ximp 7 = F6Ximp 6− F8Ximp 8 (B.4)
= 209,73 kg − 139,83 kg = 69,90 kg
Neraca massa bleaching earth
Perhitungan neraca massa bleaching earth menggunakan asumsi bahwa seluruh bleaching earth dapat dipisahkan seluruhnya di filter press A01-F01. Maka neraca massa bleaching earth dihitung sebagaimana pada Persamaan B.5.
F8Xbe 8 = F6Xbe 6− F8Xbe 7 (B.5) = 364,75 kg − 0
= 364,75 kg
Hasil perhitungan neraca massa di sekitar A01-F01 ditampilkan pada Tabel B.4.
7
6 A01-F01
8 Gambar B.3 Blok diagram A01-F01
66
Tabel B.4 Neraca massa di sekitar A01-F01
Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam) Arus 6 Arus 7 Arus 8
Impuritis 209,73 69,90 139,83 Minyak 30.185,81 30.185,81 - Asam fosfat 20,26 - 20,26 Bleaching earth 364,75 - 364,75 TOTAL 30.780,55 30.255,71 524,84 30.780,55 4. Reaktor (A02-R01)
Asumsi, pendekatan, dan justifikasi reaktor 1. Reaksi pada reaktor 1
a. Komposisi umpan hidrogen dianggap tetap (tipikal): Hidrogen 97%, dan metana 3% (Pertamina RU II Dumai).
Kebutuhan hidrogen pada reaksi hydrotreating dan hydrocracking adalah 5.000 SCF/barel CPO (McCall, 2011).
b. Reaksi hydrotreating berlangsung sesuai reaksi pada persamaan B.1. c. Reaksi bersifat eksotermis. Panas reaksi = -98.6 kJ/mol H2 bereaksi
(Mendoza, 2010).
Perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R01
1. Reaktan masuk reaktor 1 (A02-R01) adalah keluaran filter press A01-F01 (arus 7 pada Tabel B.4) dan hidrogen (arus 1).
2. Minyak bereaksi dengan hidrogen sesuai persamaan B.1 sehingga diketahui jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R01.
Jumlah minyak bereaksi = 30.255,71 kg
Jumlah hidrogen bereaksi = 30.256 𝑘𝑔 ×0,51 𝑘𝑔1 × 0,011 𝑘𝑔
67 3. Jumlah produk keluar reaktor
Jumlah produk keluar reaktor dapat dihitung dengan kombinasi neraca massa total dan neraca massa komponen. Persamaan umum neraca massa dituliskan pada persamaan B.6.
Input i + Generasi i – Output i – Reaksi i = Akumulasi i (B.6) Input i + Generasi i – Output i – Reaksi i = 0
a. Hidrogen
Output H2 = Input H2 + generasi H2 –H2 bereaksi = 2.717,66 kg + 0 kg – 648,34 kg = 2.069,33 kg
b. Metana
Output CH4 =Input CH4 + generasi CH4 – CH4 bereaksi = 669 kg + 0 kg – 0 kg
= 667,66 kg c. Air
Output H2O = Input H2O + generasi H2O – H2O bereaksi = 0 kg + 888,22 kg – 0 kg
= 888,22 kg d. Biodiesel
Output biodiesel = Fi – Output H2 - Output CH4 – Output H2O
= 33.641,03kg - 2.069,33kg – 669,66kg – 888,22 kg
= 24.641 kg
Hasil perhitungan neraca massa di sekitar reaktor 1 (A02-R01) dapat dilihat pada Tabel B.5.
.
9 1
A02-R01 10
68
Tabel B.5 Neraca massa di sekitar A02-R01 Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)
Arus 1 Arus 9 Arus 10
H2 2.717,66 - 2.069,33 C1 667,66 - 667,66 CO2 - - 3.256,81 C3 - - 2.117,90 Biodiesel - - 24.641.12 H2O - - 888,22 Impurities - 69,90 - Minyak - 30.185,81 - TOTAL 3.385,32 30.255,71 33.641,03 33.641,03 5. Reaktor (A02-R02)
Perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R02
1. Reaktan masuk reaktor 1 (A02-R02) adalah keluaran reaktor 1 (A02-R01) (arus 10 pada Tabel B.5).
2. Sebagian biodiesel bereaksi dengan hidrogen membentuk hidrokarbon rantai pendek. Produk keluaran reaktor hydrocracking adalah sebagai berikut (McCall, 2011): a. Hidrogen = 1.567,95 kg b. Metana = 970,22 kg c. Etana = 121,02 kg d. Karbondioksida = 3.256,81 kg e. Propana = 2.117,90 kg f. Iso-butana = 605,11 kg g. Butana = 484,09 kg h. Nafta = 4.054,27 kg i. Bioavtur = 16.549,87 kg j. Biodiesel = 3.025,57 kg k. Air = 888,22 kg
69
3. Menentukan jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R02.
Jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R02 dapat dihitung dengan neraca massa hidrogen di reaktor A02-R02.
Neraca massa hidrogen:
H2 masuk – H2 keluar – H2 bereaksi = H2 terakumulasi H2 bereaksi = Input H2 + generasi H2 – Output H2
= 2.069 kg + 0 kg – 1.568 kg = 501 kg
= 248 kmol
Hasil perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R02 dapat dilihat pada Tabel B.6.
Tabel B.6 Neraca massa di sekitar A02-R02 Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)
Arus 10 Arus 11 H2 2.069,33 1.567,95 C1 667,66 970,22 C2 - 121,02 CO2 3.256,81 3.256,81 C3 2.117,90 2.117,90 i-C4 - 605,11 C4 - 484,09 Nafta - 4.054,27 Bioavtur - 16.549,87 Biodiesel 24.641,12 3.025,57 H2O 888,22 888,22 TOTAL 33.641,03 33.641,03 10 A02-R02 11
70 6. Gas-liquid separator (A03-LSV01)
Persamaan untuk perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01 menggunakan Persamaan B.7 – B.11 (Sinnot, R.K., 1999).
yi = Ki . xi (B.7)
Ai = L/VKi (B.8)
Vi = Fzi/(1+Ai) (B.9)
yi = Vi/V (B.10) xi = (Fzi – Vi)/L (B.11)
Tabel B.7 Umpan masuk A03-LSV01
Komponen BM Input Fi (kmol/jam) kg/jam zi H2 2 776 1.568 0,66 C1 16 60 970 0,05 C2 30 4 121 0,00 CO2 44 74 3.257 0,06 C3 44 48 2.118 0,04 i-C4 58 10 605 0,01 C4 58 8 484 0,01 Nafta 142 29 4.054 0,02 Bioavtur 167 99 16.550 0,08 Biodiesel 240 13 3.026 0,01 H2O 18 49 888 0,04 Total 1.171 33.641 1,00
Perhitungan neraca massa ditampilkan pada Tabel B.8. Langkah perhitungan adalah melakukan trial L/V hingga didapat L/V trial sama
12
11 A03-LSV01 13
14
71
dengan L/V hitung. Dari nilai L/V didapat jumlah fase cair dan fase uap. Nilai xi dan yi padaTabel B.9 merupakan komposisi di fase uap dan fase cair. Hasil perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01 ditampilkan pada Tabel B.9.
Tabel B.8 Perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01
Komponen Po(mmHg) Ki Ai Vi yi xi
H2 5,64E+21 3,01E+17 7,30E-19 776,211 0,809 0,000
C1 871.073 46,4534 4,73E-03 60,203 0,063 0,001 C2 56.672 3,0223 0,0727 3,752 0,004 0,001 CO2 90.016 4,8005 0,0458 70,764 0,074 0,015 C3 14.276 0,7613 0,2885 37,272 0,039 0,051 i-C4 5.816 0,3101 0,7082 6,085 0,006 0,020 C4 4.234 0,2258 0,9727 4,222 0,004 0,019 Nafta 8,68198 4,63E-04 474 0,0600 0,000 0,135
Bioavtur 0,35119 1,87E-05 11.728 8,43E-03 0,000 0,469
Biodiesel 0,00740 3,94E-07 556.867 2,26E-05 0,000 0,060
H2O 118,21902 6,30E-03 35 1,375 0,001 0,227
TOTAL 569.105 960 1,00 1,00
Tabel B.9 Neraca massa di sekitar A03-LSV01
Komponen Input(kg/jam) Output (kg/jam)
Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14
H2 1.567,95 1.567,95 - - C1 970,22 965,65 4,57 - C2 121,02 112,82 8,20 - CO2 3.256,81 3.114,31 142,50 - C3 2.117,90 1.643,69 474,21 - i-C4 605,11 354,24 250,88 - C4 484,09 245,40 238,70 - Naphta 4.054,27 8,53 4.045,74 - Bioavtur 16.549,87 1,41 16.548,46 - Biodiesel 3.025,57 0,01 3.025,57 - H2O 888,22 24,78 - 863,44 TOTAL 33.641,03 8.038,79 24.738,81 863,44 33.641,03
72 7. Menara fraksinasi (A03-ADU01)
Gambar B.7 Blok diagram A03-ADU01
Perhitungan neraca massa dan neraca panas di menara fraksinasi
Penghitungan neraca massa dan neraca panas di menara fraksinasi menggunakan simulasi Hysys. Simulasi dimulai dari produk minyak keluaran gas-liquid separator A03-LSV01. Langkah-langkah simulasi adalah sebagai berikut:
1. Membuat crude assay baru
Pembuatan assay baru membutuhkan data light ends dan data distilasi. Data
light end produk A03-LSV01 ditampilkan pada Tabel B.9 dan data distilasi
ditampilkan pada Tabel B.10.
Tabel B.10 Data light ends Komponen % berat C1 0,018% C2 0,033% CO2 0,576% C3 1,917% i-C4 1,014% C4 0,965% 23 13 A03-ADU01 15 16 17 18 19 21 22
73
Tabel B.11 Data distilasi TBP (Total boiling point)
Suhu (C) % berat
0 0,000%
132 20,877% 279 87,770%
Setelah data tersebut dimasukkan, maka Hysys akan membuat pseudo
component sebagai interpretasi komponen-komponen terkandung dalam
produk reaktor.
2. Memasang alat-alat sesuai proses
Pada simulation environment alat proses dipasang secara berurutan yaitu
expander valve, furnace A03-FR01, menara fraksinasi A03-ADU01 dan cooler-cooler produk.
3. Memasukkan kondisi dan mass flow rate pada input alat pertama (expander valve).
Kondisi operasi pada input expander valve adalah kondisi pada keluaran A03-LSV01. Kondisi dan mass flow rate input expander valve adalah sebagai berikut:
Mass flow rate : 24.738 kg/jam
Suhu : 55 oC
Tekanan : 2500 kPa
4. Memasukkan kondisi operasi setiap alat pembantu
Kondisi operasi setiap alat adalah kondisi bahan masuk dan bahan keluar. Contoh proses masukan kondisi operasi dapat dilihat pada Tabel B.12.
Tabel B.12 Kondisi operasi furnace A03-FR01
Nama Input Output
Suhu (oC) 54,65 343,3
Tekanan (kPa) 300 228
Mass flow (kg/jam) 24.739 24.739
Langkah pemasukan kondisi operasi di setiap alat pembantu analog dengan alat furnace A03-FR01.
74
5. Memasukkan kondisi operasi menara fraksinasi A03-ADU01
Langkah pemasukan kondisi operasi pada menara fraksinasi adalah sebagai berikut:
a. Suhu umpan masuk menara fraksinasi
Suhu maksimum umpan menara diizinkan ditentukan oleh perancang. Secara umum umpan menara berkisar antara 650 – 675 F (343,3 – 357,2
o
C). Pada distilasi dengan produk utama kerosene/aviation fuel, Watkin menyarankan suhu umpan menara tidak lebih dari 650 F. Suhu yang terlalu tinggi dapat menyebabkan dekompisisi termal parafin dan naftenik (Watkin, 1979). Suhu umpan menara fraksinasi A03-A01 dipilih 650 F (343,3 oC).
b. Jumlah tray dan menentukan tray draw off
Sebagian besar menara fraksinasi atmosferis memiliki tray sejumlah 25 – 35 tray. Kisaran yang direkomendasikan untuk penentuan jumlah tray disajikan pada Tabel B.13. Penggunakan kisaran tersebut secara akan mendapatkan produk fraksinasi yang memadai (Watkin, 1979).
Tabel B.13 Kebutuhan tray pada menara fraksinasi atmosferis
Pemisahan Jumlah tray
Light naphta to heavy naphta 6 – 8
Heavy naphta to light distillate 6 – 8
Light distillate to heavy distillate 4 – 6
Heavy distillate to atmospheric gas oil 4 – 6
Flash zone to first draw tray 3 – 4
Steam and reboiled stripping section 4
Produk menara fraksinasi adalah naphta (heavy naphta), bioavtur (light
distillate), biodiesel (heavy distillate), dan atmospheric gas oil (AGO).
Berdasarkan produk tersebut dapat diketahui bahwa untuk pemisahan tersebut dibutuhkan menara fraksinasi dengan jumlah tray 29. Susunan
75
penyimpanan, biodiesel dan AGO dilewatkan stripper terlebih dahulu. Pada diesel stripper, biodiesel keluar dari tray 14 kemudian masuk ke diesel stripper. Di dalam diesel stripper, biodiesel di-strip dengan menggunakan steam. Steam dari diesel stripper masuk ke menara fraksinasi lewat tray 14. Pada AGO stripper, AGO di-strip dengan menggunakan steam. Steam dari AGO stripper masuk ke menara fraksinasi lewat tray 20.
Tabel B.14 Susunan tray
Komponen Tray Keterangan
Reflux 1 -
Bioavtur 9 -
Diesel steam 14 Lewat diesel stripper Biodiesel 15 Lewat diesel stripper
AGO steam 20 Lewat AGO stripper
AGO 21 Lewat AGO stripper
Feed 25 -
Main steam 29 -
Residu 29 -
c. Tekanan umpan menara distilasi
Penentuan tekanan umpan menara berdasarkan pressure drop pada menara fraksinasi. Pressure drop condenser berkisar 5 – 7 psi. Pada kondisi normal, pressure drop liquid separator adalah 1 psi. Pressure
drop antar tray berkisar antara 0,1 – 0,2 psi (Watkin, 1979). Tekanan pada
kondenser ditentukan 2,7 psia. Setelah dihitung berdasar pressure drop yang terjadi di menara, didapatkan tekanan umpan menara fraksinasi adalah 33,1 psia.
d. Jumlah steam untuk proses stripping
Tujuan proses stripping adalah mengoptimalkan produk distilasi fraksi ringan. Pada umumnya jumlah steam untuk stripping adalah 10 lb/barel produk. Jumlah produk teruapkan pada proses stripping dapat diprediksi dengan grafik pada Figure 2.13 Watkin.
76 6. Menjalankan proses simulasi
Simulasi dijalankan hingga perhitungan pada menara fraksinasi konvergen. Neraca massa di menara fraksinasi dapat dilihat pada Tabel B.15.
Tabel B.15 Neraca massa di sekitar A03-ADU01 Komponen Input(kg/jam) Output (kg/jam)
Arus 13 Arus 23 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 21 Arus 22
C1 4,57 - - - - - - - - C2 8,2 - - - - - - - - CO2 142,5 - - - - - - - - C3 474,21 - - - - - - - - i-C4 250,88 - - - - - - - - C4 238,7 - - - - - - - - Off gas - - - - - - - 2.472,02 Naphtha 4.045,74 - - - - - 6.031,65 - - Bioavtur 16.548,46 - - - - 11.023 - - - Biodiesel 3.025,57 - - - 4.011 - - - - AGO - - - 371 - - - - - Residue - - 891 - - - - - - H2O - 389,85 - - - - - 328,99 - TOTAL 24.738,81 389,85 891 371 4.011 11.023 6.031,65 328,99 2.472,02 25.128,66 25.128,66
77
LAMPIRAN C NERACA PANAS
LAMPIRAN C NERACA PANAS
T referensi : 30 oC = 303,15 K 1. Tangki degumming (A01-M01)
Pada A01-M01 diasumsikan tidak ada panas pelarutan. input – output = akumulasi = 0
input = output
Panas masuk arus 2
T masuk = 30°C = 303,15 K ∆H = Q = n.Cp.(Tin-Tref)
Panas masuk bersama Crude Palm Oil
∆H = Q = n.Cp.(Tin-Tref) (C.1) = (30.185,82 kg/jam)(2,40 kJ/kmol.K)(303,15 K - 303,15K) = 0 kJ/jam
Tabulasi perhitungan persamaan C.1 dapat dilihat pada Tabel C.1. Perhitungan ∆H komponen lain pada neraca panas analog dengan perhitungan persamaan C.1. Dari perhitungan panas tiap komponen maka didapat neraca panas total pada setiap alat. Neraca panas pada A01-M01ditampilkan pada tabel C.2.
Tabel C.1 Perhitungan neraca panas arus 2
Komponen n (kg/jam) Cp (kJ/kg.K) ∆T Q (kJ/jam)
Impuritis 209,73 2,40 0 0
Minyak 30.185,82 2,40 0 0
Tabel C.2 Neraca panas di sekitar A01-M01
Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)
Arus 2 Arus 3 Q in Arus 5
Impuritis 0 0 0 20.497
Minyak 0 0 0 2.950.082
Asam fosfat 0 0 0 1.527
Total 0 0 2.972.107 2.972.107
78 2. Tangki bleaching (A01-M02)
Tabel C.3 Neraca panas di sekitar A01-M02
Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)
Arus 5 Arus 4 Q in Arus 6
Impurities 20.497 0 0 41.666 Minyak 2.950.082 0 0 5.996.904 Asam fosfat 1.527 0 0 3.054 Karbon aktif 2.972.107 0 0 20.718 Total 1.527 0 6.062.342 6.062.342 Grand total 6.062.342 6.062.342
3. Filter press (A01-F01)
Tabel C.4 Neraca panas di sekitar A01-F01 Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)
Arus 6 Arus 7 Arus 8
Impurities 41.666 13.887 27.779 CPO 5.996.904 5.996.904 - Asam fosfat 3.054 - 3.054 Karbon aktif 20.718 - 20.718 Total 6.062.342 6.010.792 51.551 Grand total 6.062.342 6.062.342 4. Fired heater (furnace) CPO (A01-FR01)
Tabel C.5 Neraca panas di sekitar A01-FC01
Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg) Minyak 6.312.350 25.151.095
Beban furnace 18.838.745 -
79 5. Reaktor 1 (A02-R01)
Tabel C.6 Neraca panas di sekitar A02-R01 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam) Minyak 19.723.092 - H2 - 9.152.053 C1 - 570.025 CO2 - 983.829 C3 - 1.406.903 Biodiesel - 20.821.390 H2O vap - 532.976 Panas reaksi 31.646.532 - Panas kondensasi - 1.187.047 Beban pendingin - 16.715.402 Total 51.369.624 51.369.624 6. Reaktor 2 (A02-R02)
Tabel C.7 Neraca panas di sekitar A02-R02 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
H2 9.152.053 8.346.790 C1 570.025 1.019.751 C2 - 111.196 CO2 983.829 1.189.940 C3 1.406.903 1.904.222 i-C4 - 551.629 C4 - 441.129 Nafta - 1.852.308 Bioavtur - 1.814.109 Biodiesel 20.821.390 2.634.920 H2O 532.976 637.974 Panas penguapan - 4.029 Panas reaksi 10.424.740 - Beban pendingin - 31.730.707 Total 43.891.914 43.891.914
80 7. Kondenser (A03-HE01)
Tabel C.8 Neraca panas di sekitar A03-HE01 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam) H2 8.207.452 559.693 C1 311.553 58.513 C2 108.854 6.038 CO2 1.168.631 455.978 C3 1.864.060 106.102 i-C4 540.115 31.697 C4 431.986 26.153 Nafta 1.817.673 120.217 Bioavtur 1.790.139 103.521 Biodiesel 2.615.080 176.951 H2O 627.038 91.297 Panas kondensasi 9.747 - Beban kondenser - 17.756.168 Total 19.492.328 19.492.328 8. Gas-liquid separator (A03-LSV01)
Tabel C.9 Neraca panas di sekitar A03-LSV01
Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14 H2 559.693 559.693 - - C1 58.513 55.726 2.787 - C2 6.038 5.184 853 - CO2 455.978 68.937 387.041 - C3 106.102 72.477 33.624 - i-C4 31.697 15.725 15.972 - C4 26.153 11.081 15.072 - Nafta 120.217 192 120.024 - Bioavtur 103.521 8 103.513 - Biodiesel 176.951 0 176.950 - H2O 91.297 1.160 - 90.138 Total 1.736.159 790.184 855.838 90.138 Grand total 1.736.159 1.736.159
81 9. Fire heater heater (A03-FR01)
Tabel C.10 Neraca panas di sekitar A03-FR01 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Reactor effluent -53.063.582 -29.662.056
Heater duty 23.401.526 -
Total -29.662.056 -29.662.056
10. Menara Fraksinasi (A03-ADU01)
Tabel C.11 Neraca panas di sekitar A03-ADU01 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Feed -29.662.056 - Main steam -519.312 - Biodiesel steam -4.347.367 - AGO steam -194.658 - Off gas - -6.498.473 Nafta - -12.846.173 Waste water - -5.201.698 Bioaviatur - -18.712.100 Biodiesel - -6.850.993 AGO - -589.366 Residu - -1.380.189 Beban kondenser - 17.355.576 Total -34.723.394 -34.723.416
11. Cooler nafta (A03-HE03)
Tabel C.12 Neraca panas di sekitar A03-HE03 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Nafta -12.846.173 -12.921.883
Beban cooler - 75.710
82 12. Cooler bioavtur (A03-HE04)
Tabel C.13 Neraca panas di sekitar A03-HE04 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Bioavtur -18.712.100 -23.472.447
Beban Cooler - 4.760.347
Total -18.712.100 -18.712.100
13. Cooler biodiesel (A03-HE05)
Tabel C.14 Neraca panas di sekitar A03-HE05 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Biodiesel -6.850.993 -8.545.169
Beban Cooler - 1.694.176
Total -6.850.993 -6.850.993
14. Cooler AGO (A03-HE06)
Tabel C.15 Neraca panas di sekitar A03-HE06 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
AGO -589.366 -788.770
Beban Cooler - 199.404
Total -589.366 -589.366
15. Cooler residu (A03-HE07)
Tabel C.16 Neraca panas di sekitar A03-HE07 Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)
Residu -1.380.189 -1.896.988
Beban Cooler - 516.799
83
LAMPIRAN D PERANCANGAN REAKTOR
LAMPIRAN D
PERANCANGAN REAKTOR
Jenis reaktor : Fixed bed multi tube Alasan pemilihan :
- Memudahkan transfer panas (proses pendinginan) karena reaksi dalam reaktor bersifat eksotermis
- Reaktor bertekanan tinggi sehingga dengan susunan banyak tube, kemanan lebih terjamin
Kondisi operasi :
- Suhu : 605,15 – 671,15 K - Tekanan : 5.171 kPa
- Fase reaksi : - Gas dan cair (reaktor A02-R01)
Katalis : - Metal : CoMo - Support : Alumina - Bentuk : Silinder - Lifetime : 10 tahun - Panjang : 6,4 mm - Diameter : 1,6 mm
- Densitas : 810 kg/m3 (dense loaded)
(Pertamina RU V Balikpapan) Sesuai dengan hasil perhitungan neraca massa (Tabel B.4) dan neraca panas (Tabel C.6), maka dapat dihitung dimensi reaktor.
84 D. Menghitung dimensi reaktor
1. Menentukan jenis dan ukuran tube
Pemilihan tube berdasarkan pada tebal tube. Dipilih tube dengan tebal tertentu sehingga dapat menangani tekanan dalam tube (5.171 kPa). Spesifikasi tube dipilih:
Diameter dalam tube (ID) : 1,17 in Diameter luar tube (OD) : 1,5 in
Tebal pipa : 0,33 in
BWG : 8
Flow area (a’t) : 1,075 in2
Panjang tube dipilih (Ltube) : 5 m
Setelah spesifikasi tube dipilih, langkah berikutnya adalah menghitung ketebalan tube minimum yang dibutuhkan untuk menangani tekanan dalam
tube. Tebal tube dapat dihitung dengan persamaan D.4 (Brownell, 1959).
Perhitungn tebal tube:
(D.4)
Spesifikasi :
Allowance stress (f) : 17500 lb/in2 (Tabel 13-1 Brownell)
Corrosion allowanse (C ) : 0,125 in
Efisiensi pengelasan (E) : 0,8 (tabel 13-2 Brownell, single butt joint)
P operasi : 5.171 kPa
: 51,03 atm
P design : 900,24 psia (over design 20 %)
ID : 1,170 in
ri (jari-jari) : 0,585 in
t tube : 0,164 in
tebal tube : 0,165 in
Tebal pipa dibutuhkan (0,165 in) lebih kecil daripada tebal pipa aktual (0,33 in) sehingga pipa tersebut dapat digunakan.
C P E f ri P t 6 , 0 . .
85 2. Menghitung volume katalis
Volume tumpukan katalis (Vcat) dapat dihitung dengan persamaan D.5 (Ancheyta, 2011).
𝐿𝐻𝑆𝑉 = 𝐹
𝑉𝑐𝑎𝑡 (D. 5)
Liquid Hourly Space Velocity (LHSV) : 3,5 jam-1