BAB X EVALUASI EKONOMI
10.2 Perhitungan Biaya
1. Investasi Modal Total (TCI)
Total Capital Investment (TCI) atau modal investasi total adalah jumlah modal investasi tetap (Fixed Capital Investment/FCI) dan modal kerja (Working Capital Investment/WCI) yang di investasikan untuk mendirikan dan menjalankan pabrik.
TCI = FCI + WCI
Perhitugan Total Modal Investasi dapat dilihat pada lampiran E yang terdiri dari :
- Investasi modal tetap (FCI) = Rp 205.611.611.647 - Investasi modal kerja (WCI) = Rp 40.116.724.223 - Investasi modal total (TCI) = Rp 245.728.335.870 2. Modal Investasi Tetap (FCI)
Fixed Capital Investment (FCI) adalah modal yang diperlukan untuk membeli peralatan yang diperlukan yang digunakan, FCI dibagi 2 yaitu :
a. Modal Investasi Tetap Langsung (Direct Fixed Capital Investment), antara lain :
- Harga Alat - Instalasi - Perpipaan - Instrumentasi - Penataan Halaman - Listrik
- Tanah dan Bangunan - Fasilitas Pelayanan
b. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (Indirect Fixed Capital Investment) antara lain :
- Engineering dan supervise - Biaya Konstruksi
82 3. Investasi Modal Kerja (WCI)
Working Capital Investment (WCI) adalah modal yang digunakan untuk membiayai seluruh kegiatan perusahaan dari awal produksi (disebut produksi komersial) sampai dengan terkumpulnya hasil penjualan dan cukup untuk memenuhi kebutuhan perputaran biaya operasional, antara lain :
- Persiapan Bahan Baku - Persiapan Utilitas - Gaji Karyawan
- Pemeliharaan dan Perbaikan - Biaya Tak Terduga
4. Komposisi Permodalan
- Modal sendiri (40%) = Rp 110.086.294.470 - Modal Bank (60%) = Rp 165.129.441.704 5. Biaya Produksi Total (TPC)
Total Production Cost (TPC) terdiri dari dua bagian, yaitu : - Fixed Cost (FC)
Fixed Cost merupakan biaya konstan dari tahun ke tahun atau biaya yang tidak berubah dengan adanya perubahan kapasitas produksi. Hasil dari Fixed Cost di tahun pertama sebesar Rp 35.045.880.797
- Variable Cost (VC)
Variable cost adalah biaya variabel yang bisa naik turun tergantung produksi/penjualan perusahaan tersebut seperti bahan baku, utilitas, perbaikan, distribusi dan penjualan dan lainnya. Hasil dari variable cost di tahun pertama sebesar Rp 12.389.196.540
- Semi Variable Cost (SVC)
Hasil dari semi variable cost di tahun pertama sebesar Rp 55.183.789.101 - Biaya Produksi Total (TPC) di peroleh dari penjumlahan FC,VC, dan SVC
di tahun pertama sebesar Rp 61.295.423.124
83 10.3 Hasil Analisa
1. Break Event Point
Break Event Point (BEP) adalah tingkat kapasitas produksi dimana nilai total penjualan bersih sama dengan nilai total biaya yang dikeluarkan perusahaan, dalam kurun waktu satu tahun. BEP yang diperoleh selama 10 tahun sebesar 46,75%
2. Shut Down Point (SDP) adalah suatu titik atau saat penentuan aktivitas produksi dihentikan. Penyebabnya antara lain variable cost yang terlalu tinggi, atau karena keputusan manajemen akibat tidak ekonomisnya suatu aktivitas produksi (tidak menghasilkan keuntungan. Pabrik layak didirikan apabila Persentase SDP lebih kecil dari Persentase BEP. SDP yang diperoleh selama 10 tahun sebesar 20%
3. Perhitungan Laba Rugi
Laba atau rugi adalah selisih pendapatan penjualan bersih dengan total seluruh biaya yang dikeluarkan oleh perusahaan. Bila selisih mempunyai nilai positif berarti laba (untung), sebaliknya bila negatif berarti rugi. Perhitungan laba rugi (Lampiran E) akan memberikan gambaran tentang kemampuan untuk mengembalikan modal investasi serta besarnya pajak perseroan.
Laba yang diperoleh sangat tergantung pada penerimaan dan pengeluaran ongkos pabrik. Besarnya pajak penghasilan Perseroan yang harus dibayar sesuai dengan besarnya laba kotor yang diperoleh dan dihitung berdasarkan Undang-Undang Pajak Penghasilan (PPh).
4. Net Present Value (NPV)
Net Present Value merupakan selisih antara pengeluaran dan pemasukan yang telah didiskon dengan menggunakan social opportunity cost of capital sebagai discount factor, atau dengan kata lain merupakan arus kas yang diperkirakan pada masa yang akan datang yang didiskonkan pada saat ini.
Jika NPV > 0 : Investasi yang dilakukan memberikan manfaat bagi perusahaan.
Maka proyek dapat dijalankan.
84 Jika NPV 0 : Investasi yang dilakukan akan mengakibatkan kerugian bagi perusahaan. Maka proyek ditolak.
Dari rincian data Net Present Value (NPV) dapat dilihat pada Lampiran E, didapatkan nilai NPV > 0, dengan NPV sebesar Rp. 245.728.335.870 maka proyek pabrik kloroform ini layak dijalankan.
5. Pay out time (POT)
Pay out time merupakan waktu minimum teoritis yang dibutuhkan untuk pengembalian modal tetap yang diinvestasikan atas dasar keuntungan setiap tahun setelah ditambah dengan penyusutan dan dihitung dengan menggunakan metode linier (Peters, 2003).
Waktu pengembalian modal pabrik kloroform adalah 2,41 tahun, dimana waktu ini menunjukkan lamanya pabrik dapat mengembalikan modal produksi modal dimulai sejak pabrik beroperasi.
6. Internal Rate of Return (IRR)
IRR merupakan suku bunga yang akan menyamakan jumlah nilai sekarang dari penerimaan yang diharapkan diterima (present value of future proceed) dengan jumlah nilai sekarang dari pengeluaran investasi. Apabila IRR lebih besar dari bunga yang disyaratkan, maka proyek dapat diterima. Besarnya nilai IRR didapatkan dari rasio PV/TCI = 1. Dengan cara trial and error, dan dididapatkan nilai IRR yaitu 17,34 %, yang melebihi suku bunga yang hanya sebesar 9,25 %, maka dapat dinyatakan bahwa pabrik ini layak dibangun (feasible).
85 BAB XI
KESIMPULAN
Kloroform dapat dibuat dengan mereaksikan aseton dengan bleaching liquor (kalsium hipoklorit). Pabrik kloroform dirancang dengan kapasitas produksi sebesar 155 ton/tahun. Pabrik ini dirancang untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan ekspor. Menimbang dari segi tempat yang strategis, pabrik ini akan didirikan di Kawasan Industri Cilegon. Berdasarkan evaluasi ekonomi dapat disimpulkan :
• Break Even Point = 49,33 %
• Shut Down Point = 18,00 %
• Rate of Investment = 34,83 %
• Internal Rate of Return = 17,34 %
• Minimum Pay Periode = 2,41 tahun
Berdasarkan hasil evaluasi ekonomi, pabrik kloroform dengan kapasitas 155 ton/tahun ini layak dilanjutkan (feasible) dan menguntungkan (profitable).
86 DAFTAR PUSTAKA
Amonette.J.E., Jeffers.P.M., Qafoku.O., Russel.C.K., Wietsma.T.W. and Truex.M.J., 2009. "Carbon Tetrachloride nad Chloroform Attenuation Parameter Studies : Heterogeneous Hydrolitic Reactions," Pacific Northwest National Laboratory, Washington.
ATSDR, 2002. “Calsium Hypochlorite & Sodium Hypochlorite,” Division of Toxicology ToxFAQs.
Bank Indonesia, “Kurs Rupiah Terhadap Dollar,” Bank Indonesia, [Online].
Available: http://www.bi.go.id. [Diakses 10 Juni 2022].
Badan Pusat Statistik Indonesia, 2017-2021. Data Impor Kloroform. Available : http://www.bps.go.id.
Brownell.L.E. dan Young.E.H., 1959. Process Equipment Design, 1st penyunt., New York: John Wiley and Sons Inc.
Coulson.J.M. dan Richardson.J.F., 1983. An Introduction to Chemical Engineering, Massachusetts: Allyn and Bacon Inc.
Djoko.P, 2003. Komunikasi Bisnis, Jakarta: Erlangga.
Fessenden.J.R. and Fessenden.J.S., 1990. Kimia Organik Jilid 2, Jakarta: Erlangga.
Frederick.W.P., 1989. Water Quality and Treatment, USA: McGraw-Hill.
Geankoplis.C.J. dan Richardson.J.F., 1989. Design Transport Process and Unit Operation, Singapore: Pegamon Press.
Geankoplis.C.J., 1997. Transport Process and Unit Operation, 3rd penyunt., USA:
Prentice Hall Inc.
I. Sipil, “Biaya Bangunan,” [Online]. Available: https://www.ilmusipil.com.
[Diakses 20 Agustus 2022].
Ketta.M.J.J dan Cunningham.W.A, 1992. Encyclopedia of Chemical Processing and Design, vol. 40, New York: Marcel Decker Inc.
Kern.D.Q., 1983. Process Heat Transfer, Tokyo: McGraw-Hill.
Kiely, G. 1997. Enviromental Engineering. Irwin McGraw-Hill. Boston.
87 Lorch, Walter. 1981. Handbook of Water Purification. McGraw-Hill Inc.,US.
Metcalf dan Eddy, 2003. Wastewater Engineering : Treatment, Disposal and Reuse, New York: McGraw-Hill.
Perry.R.H., Perry's, 1997. Chemical Engineers' Handbook, New York: McGraw- Hill.
Perry.G., Perry's, 2008. Chemical Engineers Handbook, 8th penyunt., United States: McGraw-Hill.
Peters.M.S. dan Timmerhaus.K.D., 1991. Plant Design and Economic for Chemical Engineers, 4th penyunt., New York: McGraw-Hill.
Peters.M.S. dan Timmerhaus.K.D., 2003. Plant Design and Economic For Chemical Engineering, 5th penyunt., New York: McGraw-Hill International Book Company Inc.
Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., 2004. “Plant Design and Economics for Chemical Engineer”, 5th edition, John Wiley and Sons Inc., New York.
Smith.J., V. Ness.H. dan Abbot.M., 2005. Chemical Engineerin Thermodynamics, 6th penyunt., New York: McGraw-Hill.
Ullmann, F., 2005, Encyclopedia of Industrial Chemistry, John Wiley & Sons, New York.
Wallas.S.M., 1990. Chemical Process Equipment, USA: Department of Chemical and Petroleum Engineering University of Kansas.
Widjaja.G., 2003. Tanggung Jawab Direksi atau Kepailitan Perseroan, Jakarta: Raja Grafindo Persada.
Yaws.C.L., 1999. Chemical Properties Handbook, New York: McGraw-Hill.
Anonim, “Equipment Cost Estimate, Ávailable :
https://matche.com/equipment/default.html. [Diakses 01 Oktober 2022].
LA |1 LAMPIRAN A
NERACA MASSA Kapasitas produksi : 155 ton/tahun
Waktu operasi : 330 hari (24 jam/hari) Kapasitas produksi : 155 𝑡𝑜𝑛
𝑡𝑎ℎ𝑢𝑛 𝑥 1 𝑡𝑎ℎ𝑢𝑛
330 ℎ𝑎𝑟𝑖 𝑥 1 ℎ𝑎𝑟𝑖
24 𝑗𝑎𝑚
: 0,02 ton/jam : 19,57 Kg/jam Basis perhitungan : 100 Kg/jam
Kapasitas kloroform murni : 19,57 Kg/jam x 99%
: 19,38 Kg/jam
Tabel A.1 Data Komponen Bahan Baku dan Produk
Komponen % Berat BM (Kg/Kmol)
Bahan Baku
1 Kalsium Hipoklorit Ca(OCl)2 70,00 143,0
Natrium Klorida NaCl 25,00 58,50
Air H2O 5,00 18,00
2 Aseton (CH3)2CO 99,00 58,00
Air H2O 1,00 18,00
Produk
1 Kloroform CHCl3 99,00 119,50
Air H2O 1,00 18,00
LA |2 1. Perhitungan Neraca Massa Reaktor (R-01)
Gambar A.1 Aliran Pada Reaktor (R-01) Reaksi :
2(CH3)2CO(l) + 3Ca(OCl)2(aq) 2CHCl3(l) + (CH3COO)2Ca(aq) + 2Ca(OH)2(aq)
Reaktor (R-01) berfungsi untuk mencampurkan larutan bleaching powder (kalsium hipoklorit) 20% dan aseton 99% pada suhu 70 °C dan tekanan 1 atm sehingga menghasilkan produk yang diinginkan.
Basis umpan aliran F3 di reaktor sebesar 100 kg/jam.
Neraca Massa Total pada Reaktor (R-01) F3 + F4 = F5
F4 – F5 = 100 Kg/jam
Neraca Massa Tiap Komponen - Aliran F3
F3 = 100 Kg/jam
Maka massa tiap komponen di aliran F3 adalah : Massa Ca(OCl)2 = F3 x Konsentrasi Ca(OCl)2
Massa Ca(OCl)2 = 100 Kg/jam x 0,20
= 20 Kg/jam
Massa NaCl = 100 Kg/jam x 0,07
= 7,14 Kg/jam
LA |3 Masaa H2O = 100 Kg/jam x 0,73
= 72,86 Kg/jam
Menghitung Kmol tiap-tiap komponen sebagai berikut : Kmol Ca(OCl)2 = 𝑀𝑎𝑠𝑠𝑎 Ca(OCl)2
𝐵𝑀 Ca(OCl)2
= 20 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚
143 𝐾𝑔/𝐾𝑚𝑜𝑙
= 0,14 Kmol/jam Kmol NaCl = 𝑀𝑎𝑠𝑠𝑎 𝑁𝑎𝐶𝑙
𝐵𝑀 𝑁𝑎𝐶𝑙
= 7,14 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚
58,50 𝐾𝑔/𝐾𝑚𝑜𝑙
= 0,12 Kmol/jam
Kmol H2O = 𝑀𝑎𝑠𝑠𝑎 𝐻2𝑂
𝐵𝑀 𝐻2𝑂
= 72,86 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚 18 𝐾𝑔/𝐾𝑚𝑜𝑙
= 4,05 Kmol/jam - Aliran F4
Perbandingan rasio mol umpan aseton : bleaching powder adalah 2 : 3, maka massa aseton di aliran F4 :
Kmol (CH3)2CO = 2
3 x F3 Kmol Ca(OCl)2
= 2
3 x 0,14 Kmol/jam
= 0,09 Kmol/jam
Massa (CH3)2CO = 0,09 Kmol/jam x 58 Kg/Kmol
= 5,41 Kg/jam
Kemurnian aseton 99% dengan air 1%, maka aliran F4 berikut :
F4 = 1
0,99 x 5,41 Kg/jam
= 5,46 Kg/jam
Maka dapat dihitung massa air di aliran F4 sebagai berikut : Massa H2O = F4 – Massa (CH3)2CO
= 5,46 Kg/jam – 5,41 Kg/jam
= 0,05 Kg/jam
LA |4 Kmol H2O =0,05 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚
18 𝐾𝑔/𝐾𝑚𝑜𝑙
= 0,003 Kmol/jam - Aliran F5
Konversi aseton diketahui sebesar 87%
Fraksi konversi = 𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑠𝑒𝑡𝑜𝑛 𝑏𝑒𝑟𝑒𝑎𝑘𝑠𝑖 𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑠𝑒𝑡𝑜𝑛 𝑢𝑚𝑝𝑎𝑛
Mol aseton bereaksi = 0,87 x 0,09 Kmol/jam
= 0,08 Kmol/jam
Mol aseton sisa = 0,09 Kmol/jam – 0,081 Kmol/jam
= 0,01 Kmol/jam
Maka nilai Kmol (CH3COO)2Ca dapat diperoleh dari persamaan aseton Kmol (CH3)2CO = 0,09 Kmol/jam – (2 x Kmol (CH3COO)2Ca) 0,012 Kmol/jam = 0,09 Kmol/jam – (2 x Kmol (CH3COO)2Ca) Kmol (CH3COO)2Ca = 0,09 𝐾𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚−0,01 𝐾𝑚𝑜𝑙/𝑗𝑎𝑚
2
= 0,04 Kmol/jam Reaksi :
2(CH3)2CO(l) + 3Ca(OCl)2(aq) 2CHCl3(l) + (CH3COO)2Ca(aq) + 2Ca(OH)2(aq)
A : 0,093 0,140 - - - B : 0,081 0,122 0,081 0,041 0,081 S : 0,012 0,018 0,081 0,041 0,081 Kmol Ca(OCl)2 = 0,01 Kmol/jam – (3 x Kmol (CH3COO)2Ca)
= 0,02 Kmol/jam Kmol NaCl = 0,12 Kmol/jam
Kmol H2O = 4,05 Kmol/jam + 0,003 Kmol/jam
= 4,05 Kmol/jam
Kmol (CH3)2CO = 0,09 Kmol/jam – (2 x Kmol (CH3COO)2Ca)
= 0,01 Kmol/jam
Kmol Ca(OH)2 = 2 x Kmol (CH3COO)2Ca
= 0,08 Kmol/jam Kmol (CH3COO)2Ca = 0,04 Kmol/jam
LA |5 Kmol CHCl3 = 2 x Kmol (CH3COO)2Ca
= 0,08 Kmol/jam
Nilai masing-masing mol pada komponen aliran F5 telah diketahui, untuk mendapatkan massanya dikalikan dengan berat molekul masing-masing komponen. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel A.2.
Tabel A.2 Hasil Perhitungan Neraca Massa Reaktor (R-01)
Senyawa BM
Input Output
F3 F4 F5
Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam
Ca(OCl)2 143,00 0,14 20,00 0,00 0,00 0,02 2,58
NaCl 58,50 0,12 7,14 0,00 0,00 0,12 7,14
H2O 18,00 4,05 72,86 0,003 0,05 4,05 72,91
(CH3)2CO 58,00 0,00 0,00 0,09 5,41 0,01 0,70
Ca(OH)2 74,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,08 6,01
Ca(CH3COO)2 158,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 6,41
CHCl3 119,50 0,00 0,00 0,00 0,00 0,08 9,70
Sub Total 100,00 5,47 105,47
Total 105,47 105,47
2. Perhitungan Neraca Massa Mixer (M-01)
Gambar A.2 Aliran Pada Mixer (M-01)
LA |6 Mixer (M-01) berfungsi untuk membuat larutan bleaching powder (kalsium hipoklorit). Bleaching powder dari pemasok dengan kemurnian 70%
ditambahkan air hingga menjadi larutan bleaching powder 20% yang selanjutnya akan di alirkan menuju aliran F3.
Neraca Massa Total pada Mixer (M-01) F1 + F2 = F3
F1 + F2 = 100 kg/jam
Neraca Massa Tiap Komponen - Aliran F1
Konsentrasi Ca(OCl)2 F1 x F1 = Konsentrasi Ca(OCl)2 F3 x F3 0,70 x F1 = 0,20 x 100 Kg/jam
F1 = 28,57 Kg/jam
Setelah di dapatkan nilai F1 maka dapat dihitung massa masing-masing komponen di aliran F1 sebagai berikut :
Massa Ca(OCl)2 = 0,70 x 28,57 Kg/jam
= 20,00 Kg/jam Massa NaCl = 0,25 x 28,57 Kg/jam
= 7,14 Kg/jam
Massa H2O = 0,05 x 28,57 Kg/jam
= 1,43 Kg/jam - Aliran F2
Air yang ditambahkan untuk mengencerkan bleaching powder 70% menjadi larutan bleaching powder 20% adalah sebagai berikut :
F1 + F2 = F3 F2 = F3 – F1
F2 = 100 Kg/jam – 28,57 Kg/jam
F2 = 71,43 Kg/jam
- Aliran F3
F3 = 100 Kg/jam
Massa Ca(OCl)2 = F1 Ca(OCl)2
= 20 Kg/jam
LA |7 Massa NaCl = F1 NaCl
= 7,14 Kg/jam Massa H2O = F1 H2O + F2 H2O
= 72,86 Kg/jam
Table A.3 Perhitungan Neraca Mixer (M-01)
3. Perhitungan Neraca Massa Dekanter (DK-01)
Gambar A.3 Aliran Pada Dekanter (DK-01)
Dekanter berfungsi untuk memisahkan produk yang keluar dari reaktor dengan memanfaatkan perbedaan kelarutan dan densitas produk.
Senyawa Input (kg/jam) Output (kg/jam)
F1 F2 F3
Ca(OCl)2 20,00 0,00 20,00
NaCl 7,14 0,00 7,14
H2O 1,43 71,43 72,86
Sub Total 28,57 71,43 100,00
Total 100,00 100,00
LA |8 Table A.4 Data Kelarutan dan Densitas Produk
Senyawa
Kelarutan dalam air pada suhu 30 °C
(g/100mL)
Densitas (g/cm3)
Ca(OCl)2 21,40 2,35
NaCl 36,00 2,16
(CH3)2CO 100,00 0,79
Ca(OH)2 24,30 2,21
Ca(CH3COO)2 34,08 1,50
CHCl3 0,79 1,49
Berdasarkan data kelarutan diketahui bahwa kloroform tidak larut dalam air, dan untuk mengetahui fase ringan dan fase berat campuran pada dekanter, maka diperlukan nilai densitas campuran air, aseton, bleaching powder (kalsium hipoklorit), natrium klorida, kalsium klorida, dan kalsium asetat yang dapat dihitung sebagai berikut :
1
𝜌𝑐𝑎𝑚𝑝𝑢𝑟𝑎𝑛 = ∑ = 1 𝑋𝑖
𝜌𝑖
𝑛𝑖
Keterangan Xi = Fraksi Massa 𝜌𝑖 = Densitas (g/cm3)
LA |9 Tabel A.5 Hasil Perhitungan Densitas Campuran
Berdasarkan hasil perhitungan diatas maka yang berada pada fase ringan (atas) adalah campuran air, bleaching powder (kalsium hipoklorit), natrium klorida, aseton, kalsium hidroksida, kalsium asetat, dan sedikit kloroform sedangkan yang berada pada fase berat (bawah) adalah kloroform dan sedikit air.
Hasil neraca massa dekanter dapat dilihat pada Tabel A.6.
Senyawa Massa (Kg) Fraksi Massa (Xi)
Ca(OCl)2 2,58 0,03 2,35 0,01
NaCl 7,14 0,07 2,16 0,03
H2O 72,91 0,76 0,99 0,77
(CH3)2CO 0,70 0,01 0,79 0,01
Ca(OH)2 6,01 0,06 2,21 0,03
Ca(CH3COO)2 6,41 0,07 1,50 0,04
Total 95,75 1,00 - 0,90
1,11 𝜌𝑖 (g/cm3) 𝑋𝑖/𝜌𝑖
1
𝜌 𝑐𝑎𝑚𝑝𝑢𝑟𝑎𝑛= ∑ = 1𝑋𝑖 𝜌𝑖
𝑛 𝑖
LA |10 Tabel A.6 Hasil Perhitungan Neraca Massa Dekanter (DK-01)
Nilai kapasitas kloroform murni sebesar 19,38 Kg/jam, dengan nilai keluaran kloroform murni pada dekanter berdasarkan basis umpan reaktor (F3) 100 Kg/jam sebesar 9,12 Kg/jam, maka untuk menghitung neraca massa yang sesuai dengan kapasitas rancangan diperlukan faktor pengali. Nilai faktor pengali dapat dihitung sebagai berikut :
Faktor Pengali = 𝐾𝑎𝑝𝑎𝑠𝑖𝑡𝑎𝑠 𝑟𝑎𝑛𝑐𝑎𝑛𝑔𝑎𝑛 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑚𝑢𝑟𝑛𝑖 𝐻𝑎𝑠𝑖𝑙 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑏𝑒𝑟𝑑𝑎𝑠𝑎𝑟𝑘𝑎𝑛 𝑏𝑎𝑠𝑖𝑠
= 19,38 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚 9,12 𝐾𝑔/𝑗𝑎𝑚
= 2,12
Nilai faktor pengalii sebesar 2,12 maka neraca massa yang dibutuhkan untuk memproduksi kloroform 155 ton/tahun dengan kemurnian 99% sebagai berikut pada Tabel A.7 hingga A.9.
Senyawa Input (kg/jam) Output (kg/jam)
F5 F6 F7
Ca(OCl)2 2,58 2,58 0,00
NaCl 7,14 7,14 0,00
H2O 72,91 72,82 0,09
(CH3)2CO 0,70 0,70 0,00
Ca(OH)2 6,01 6,01 0,00
Ca(CH3COO)2 6,41 6,41 0,00
CHCl3 9,70 0,58 9,12
Sub Total 105,47 96,25 9,22
Total 105,47 105,47
LA |11 Tabel A.7 Neraca Massa Aktual Pada Mixer
Senyawa Input (kg/jam) Output (kg/jam)
F1 F2 F3
Ca(OCl)2 42,49 42,49
NaCl 15,17 15,17
H2O 3,03 151,75 154,78
Sub Total 60,70 151,75 212,45
Total 212,45 212,45
Tabel A.8 Neraca Massa Aktual Pada Reaktor
Senyawa BM
Input Output
F3 F4 F5
Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam Kmol/jam Kg/jam
Ca(OCl)2 143,00 0,30 42,49 5,49 1769,87
NaCl 58,50 0,26 15,17 15,17 4893,09
H2O 18,00 8,60 154,79 0,01 0,12 154,90 49968,94
(CH3)2CO 58,00 0,20 11,50 1,50 482,27
Ca(OH)2 74,00 12,77 4117,87
Ca(CH3COO)2 158,00 13,63 4396,11
CHCl3 119,50 20,61 6649,81
Sub Total 212,45 11,62 224,06
Total 224,06 224,06
LA |12 Tabel A.9 Neraca Massa Aktual Pada Dekanter
Senyawa Input (kg/jam) Output (kg/jam)
F5 F6 F7
Ca(OCl)2 5,49 5,49
NaCl 15,17 15,17
H2O 154,90 154,71 0,20
(CH3)2CO 1,50 1,50
Ca(OH)2 12,77 12,77
Ca(CH3COO)2 13,63 13,63
CHCl3 20,61 1,23 19,38
Sub Total 224,06 204,48 19,58
Total 224,06 224.06
LB |13 LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS Kapasitas Produksi : 155 ton/tahun
Operasi Pabrik : 330 hari/tahun Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan perhitungan : kJ/jam
Temperatur referensi : 298,15 °K (25 ºC) Tekanan referensi : 1 atm
B.1 Data Yang Diperlukan Dalam Perhitungan Neraca Panas B.1.1 Kapasitas Panas
Besar perubahan panas dapat dihitung dengan persamaan berikut : 𝑄 = 𝑚 𝑥 ∫ 𝑑𝑇
𝑇 𝑇𝑟𝑒𝑓
Keterangan :
Q = Laju alir energi (kJ/jam) m = Laju alir massa zat (kg/jam) Cp = Kapasitas panas (kJ/kmol.°K) Tref = Suhu referensi (ºC atau °K) T = Suhu operasi (ºC atau °K)
dT = Perubahan temperatur bahan (ºC atau °K) (Perry, 1997)
LB |14 Nilai panas spesifik suatu bahan yang dipengaruhi suhu dapat dihitung dengan persamaan berikut :
𝐶𝑝 = 𝐴 + 𝐵𝑇 + 𝐶𝑇2+ 𝐷𝑇3 Kapasitas panas (Cp)
∫ 𝐶𝑝 𝑑𝑇 = ∫ (𝐴 + 𝐵𝑇 + 𝐶𝑇2+ 𝐷𝑇3)𝑑𝑇
𝑇 𝑇𝑟𝑒𝑓 𝑇
𝑇𝑟𝑒𝑓
∫ 𝐶𝑝 𝑑𝑇 = (𝐴(𝑇 − 𝑇𝑟𝑒𝑓) +𝐵
2(𝑇2− 𝑇𝑟𝑒𝑓2) +𝐶
3(𝑇3− 𝑇𝑟𝑒𝑓3) +𝐷
4(𝑇4− 𝑇𝑟𝑒𝑓4))
𝑇 𝑇𝑟𝑒𝑓
(Yaws, 1999) Keterangan :
A,B,C,D = Konstanta kapasitas panas
Nilai Cp konstan, besar entalpi dapat dinyatakan sebagai berikut : 𝑄 = 𝑚 𝑥 𝐶𝑝 𝑥 (𝑇 − 𝑇𝑟𝑒𝑓)
Tabel B.1 Konstanta Kapasitas Panas Komponen Cairan (kJ/kmol.K)
Tabel B.2 Konstanta Kapasitas Panas Komponen Padatan (kJ/kmol.K)
(Yaws, 1999)
Senyawa A B C D
H2O 92,05 -0,04 -0,00021 5,35,E-07
(CH3)2CO 46,88 0,63 -0,00208 2,96,E-06
CHCl3 28,30 0,66 -0,00204 2,59,E-06
Senyawa A B C D
Ca(OCl)2 299,10 - - -
NaCl 41,29 0,034 -0,0000139 -
Ca(CH3COO)2 100,83 - - -
Ca(OH)2 89,54 - - -
LB |15 B.2 Perhitungan Neraca Panas
B.2.1 Heater-01
Tujuan : untuk memanaskan larutan bleching powder (kalsium hipoklorit) 20% dari suhu 30 ºC (303,15 °K) hingga suhu 70 ºC (343,15 °K).
Tref : 298,15 °K
Gambar B.1 Alur Neraca Panas Pada Heater-01
• Menghitung Panas Masuk Heater Aliran F3
∆𝐻 = 𝑛 ∫𝑇𝑟𝑒𝑓𝑇 𝐶𝑝 𝑑𝑇
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen Ca(OCl)2 :
∆𝐻 = 0,30 kmol/jam x (299,10 kj/kmol. °K x (303,15 °K -298,15 °K))
= 444,35 kJ/jam
Komponen bahan yang masuk heater lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.3
Tabel B.3 Neraca Panas Masuk Heater-01 Pada Aliran 3 Komponen F3 (kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT
(kJ/kmol)
∆H3 in (kJ/jam)
Ca(OCl)2 42,49 0,30 1495,50 444,35
NaCl 15,17 0,26 206,45 53,53
H2O 154,79 8,60 460,25 3957,83
Total 4455,71
LB |16
• Menghitung Panas Keluar Heater Aliran F3
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen Ca(OCl)2 :
∆𝐻 = 0,30 kmol/jam x (299,10 kj/kmol. °K x (343,15 °K -298,15 °K))
= 3999,17 kJ/jam
Komponen bahan yang keluar heater lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.4
Tabel B.4 Neraca Panas Keluar Heater-01 Pada Aliran 3
Berdasarkan Asas Black maka, kalor yang diserap pada heater sama dengan kalor yang dilepas oleh steam.
Q steam = ∑ ∆H3 out - ∑ ∆H3 in
= (40101,43 - 4455,71) kJ/jam
= 35645,72 kJ/jam
Pemanas yang digunakan adalah saturated steam 120 ºC, berdasarkan steam table tekanannya 198,54 Kpa dan diperoleh data berikut :
HL = 503,70 kJ/kg
Hv = 2706 kJ/kg
λ = (Hv – HL)
= (2706 – 503,7) kJ/kg
= 2202,30 kJ/kg
Sehingga massa steam yang dibutuhkan adalah sebagai berikut : Kebutuhan steam = 𝑄 𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚
λ
= 35645,72 kJ/jam
2202,30 kJ/kg
= 16,19 kg/jam
Komponen F3(kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT (kJ/kmol)
∆H3 out (kJ/jam)
Ca(OCl)2 42,49 0,30 13459,50 3999,17
NaCl 15,17 0,26 1858,05 481,78
H2O 154,79 8,60 4142,25 35620,49
Total 40101,43
LB |17 Tabel B.5 Neraca Panas Pada Heater-01
B.2.2 Heater-02
Tujuan : untuk memanaskan bahan baku aseton 99% dari suhu 30 ºC (303,15 °K) hingga suhu 50 ºC (323,15 °K).
Tref = 298,15 °K
Gambar B.2 Alur Neraca Panas Pada Heater-02
• Menghitung Panas Masuk Heater Aliran F4
∆𝐻 = 𝑛 ∫𝑇𝑟𝑒𝑓𝑇 𝐶𝑝 𝑑𝑇
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen (CH3)2CO :
∆𝐻 = 0,20𝑘𝑚𝑜𝑙𝑗𝑎𝑚 ((46,88(303,15 − 298,15)) + (0,632 (303,152− 298,152)) + ((−0,00208
3 ) (303,153− 298,153)) + ((2,96 𝑥10−6
4 ) (303,154− 298,154))) 𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
= 127,61 kJ/jam
Komponen bahan yang masuk heater lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.6
Parameter Input F3 kJ/jam, T 303,15 °K Output F3 kJ/jam, T 343,15 °K
∆H input 4455,71 -
∆H output - 40101,43
Q steam 35645,72 -
Total 40101,43 40101,43
Kebutuhan total steam/pemanas (kg/jam) 16,19
LB |18 Tabel B.6 Neraca Panas Masuk Heater-02 Pada Aliran 4
• Menghitung Panas Keluar Heater Aliran F4
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen (CH3)2CO :
∆𝐻 = 0,20𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑗𝑎𝑚 ((46,88(323,15 − 298,15)) + (0,63
2 (323,152− 298,152)) + ((−0,00208
3 ) (323,153− 298,153)) + ((2,96 𝑥10−6
4 ) (323,154− 298,154))) 𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
= 647,56 kJ/jam
Komponen bahan yang keluar heater lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.7
Tabel B.7 Neraca Panas Keluar Heater Aliran F4 Komponen F4(kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT
(kJ/kmol)
∆H4 out (kJ/jam)
(CH3)2CO 11,50 0,20 3265,87 647,56
H2O 0,12 0,01 1885,30 12,17
Total 659,73
Berdasarkan Asas Black maka, kalor yang diserap pada heater sama dengan kalor yang dilepas oleh steam.
Q steam = ∑ ∆H4 out - ∑ ∆H4 in
= (659,73 - 130,05) kJ/jam
= 529,68 kJ/jam
Komponen F4 (kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT (kJ/kmol)
∆H4 in (kJ/jam)
(CH3)2CO 11,50 0,20 643,60 127,61
H2O 0,12 0,01 377,91 2,44
Total 130,05
LB |19 Pemanas yang digunakan adalah saturated steam 120 ºC, berdasarkan steam table tekanannya 198,54 Kpa dan diperoleh data berikut :
HL = 503,70 kJ/kg
Hv = 2706 kJ/kg
λ = (Hv – HL)
= (2706 – 503,70) kJ/kg
= 2202,30 kJ/kg Kebutuhan steam = 𝑄 𝑠𝑡𝑒𝑎𝑚
𝜆
= 529,68 kJ/jam
2202,30 kJ/kg
= 0,24 kg/jam
Tabel B.8 Neraca Panas Pada Heater-02
Parameter Input F4 kJ/jam, T 303,15 °K Output F4 kJ/jam, T 323,15 °K
∆H input 130,05 -
∆H output - 659,73
Q steam 529,68 -
Total 659,73 659,73
Kebutuhan total steam/pemanas (kg/jam) 0,24
LB |20 B.2.3 Reaktor (R-01)
Tujuan : untuk mereaksikan bleaching powder (kalsium hipoklorit) dengan aseton menjadi kloroform dengan menjaga suhu reaksi 70 ºC (343,15 °K) tekanan 1 atm.
Reaksi bersifat eksotermis sehingga dibutuhkan air pendingin sebagai media pendingin.
Gambar B.3 Alur Neraca Panas Pada Reaktor-01
• Menghitung Panas Masuk Reaktor-01 Aliran F3 dan F4
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen Ca(OCl)2 :
∆𝐻 = 0,30 kmol/jam x (299,10 kj/kmol. °K x (298,15 °K - 343,15 °K))
= -3999,17 kJ/jam
Komponen bahan yang masuk reaktor lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.9
Tabel B.9 Neraca Panas Masuk Reaktor-01 Pada Aliran 3
Komponen F3 (kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT (kJ/kmol)
∆H3 in (kJ/jam)
Ca(OCl)2 42,49 0,30 -13459,50 -3999,17
NaCl 15,17 0,26 -1858,05 -481,78
H2O 154,79 8,60 -4142,25 -35620,49
Total -40101,43
LB |21 Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen (CH3)2CO :
∆𝐻 = 0,20𝑘𝑚𝑜𝑙𝑗𝑎𝑚 ((46,88 (298,15 − 323,15)) + (0,632 (298,152− 323,152)) + ((−0,00208
3 ) (298,153− 323,153)) + ((2,96 𝑥10−6
4 ) (298,154− 323,154))) 𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
= -647,56 kJ/jam
Komponen bahan yang masuk reaktor lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.10
Tabel B.10 Neraca Panas Masuk Reaktor-01 Pada Aliran 4 Komponen F4 (kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT
(kJ/kmol)
∆H4 in (kJ/jam)
(CH3)2CO 11,50 0,20 -3265,87 -647,56
H2O 0,12 0,01 -1885,30 -12,17
Total -659,73
• Menghitung ∆H Reaksi Standar Reaksi :
2(CH3)2CO(l) + 3Ca(OCl)2(aq) 2CHCl3(l) + (CH3COO)2Ca(aq) + 2Ca(OH)2(aq) Data yang diperlukan untuk menghitung ∆H reaksi standar yaitu data entalpi pembentukan standar. Setiap komponen pada reaktan maupun produk dihitung nilai entalpinya (∆HRº298) dengan mengalikan entalpi pembentukan standar dengan kmol reaktan atau produk, hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.11
LB |22 Tabel B.11 Hasil Perhitungan Perubahan Entalpi Reaksi Standar
Komponen ∆Hºf(298 K) kJ/kmol
n (kmol/jam)
∆HRº298 Reaktan (kJ/jam)
∆HRº298
Produk (kJ/jam)
Ca(OCl)2 -1050,40 0,26 -271,80 -
(CH3)2CO -248,20 0,17 -42,82 -
Ca(OH)2 -986,60 0,17 - -170,19
Ca(CH3COO)2 -1523,40 0,09 - -131,40
CHCl3 -131,80 0,17 - -22,74
Total -314,62 -324,33
∆HRº298 = ∑ ∆𝐻𝑅°298 𝑃𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∑ ∆𝐻𝑅°298 𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛
= -324,33 – (-314,62)
= -9,71 kJ/jam
• Menghitung Panas Keluar Reaktor-01 Aliran F5
Contoh perhitungan perubahan entalpi pada komponen (CH3)2CO :
∆𝐻 = 0,03 𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑗𝑎𝑚 ((46,88(343,15 − 298,15)) + (0,63
2 (343,152− 298,152)) + ((−0,00208
3 ) (343,153− 298,153)) + ((2,96 𝑥10−6
4 ) (343,154− 298,154))) 𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
= 153,98 kJ/jam
Komponen bahan yang keluar reaktor lainnya dihitung nilai perubahan entalpinya seperti contoh diatas. Hasil perhitungan dapat dilihat pada Tabel B.12
LB |23 Tabel B.12 Neraca Panas Keluar Reaktor-01 Pada Aliran 5
Jumlah panas yang dilepas oleh reaktor :
∆H Total = ∆H Input + ∆H Reaksi + ∆H Output
= ((-659,73 + -40101,43)+ (-9,71)+ 38783,56) kJ/jam
= -1987,31 kJ/jam
Hasil perhitungan menunjukkan ∆H reaksi bernilai negatif artinya reaksi bersifat eksotermis dan membutuhkan air pendingin. Berdasarkan Asas Black maka, kalor yang diserap oleh air pendingin akan sama dengan kalor yang dilepas pada reaktor.
Menghitung Kebutuhan Air Pendingin sebagai berikut : Q pendingin = Panas yang dilepas oleh reaktor
= 1987,31 kJ/jam
Temperatur air pendingin masuk pada suhu 25 ºC (298,15 °K) dan keluar pada suhu 40 ºC (313,15 °K) dengan kapasitas panas air standar pada 298,15 °K sebesar 4,183 kJ/kg.K.
Q air pendingin = m x Cp x ∆𝑇
Komponen F5 (kg/jam) n (kmol/jam) ∫ Cp dT (kJ/kmol)
∆H5 out (kJ/jam)
Ca(OCl)2 5,49 0,04 13459,50 516,41
NaCl 15,17 0,26 1858,05 481,78
H2O 154,90 8,61 4142,25 35467,22
(CH3)2CO 1,50 0,03 5973,59 153,98
Ca(OH)2 12,77 0,17 4029,30 695,08
Ca(CH3COO)2 13,63 0,09 4537,35 391,36
CHCl3 20,61 0,17 5204,12 897,74
Total 38783,56