Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Gas Hidrogen Dengan Bahan Baku Cangkang Kelapa Sawit Melalui Proses Gasifikasi Dengan Kapasitas Produksi 46.000 Ton/Tahun

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN GAS HIDROGEN DENGAN BAHAN BAKU

CANGKANG KELAPA SAWIT MELALUI PROSES GASIFIKASI

DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 46.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan

Ujian Sarjana Teknik Kimia

OLEH :

ARIEF HIDAYAT

NIM : 070425012

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA F A K U L T A S T E K N I K

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA M E D A N

LEMBAR PENGESAHAN

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN GAS HIDROGEN DENGAN BAHAN BAKU CANGKANG KELAPA SAWIT MELALUI PROSES GASIFIKASI

DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 46.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh: ARIEF HIDAYAT

NIM : 070425012

Telah Diperiksa / Disetujui,

Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II

Dr. Ir. Taslim, M.Si Ir. Renita Manurung, MT

NIP 196501151990031002 NIP 196812141997022001

Dosen Penguji I Dosen Penguji II Dosen Penguji III Dr.Ir.Taslim, M.Si Dr.Ir.M.Turmuzi Lubis, MS M.Hendra S.Ginting,ST, MT NIP 196501151990031002 NIP 19611225198931003 NIP 197009191999031001

Mengetahui, Koordinator Tugas Akhir

Dr.Eng.Ir. Irvan, MSi NIP 196808201995011001 DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

KATA PENGANTAR

Segala puji dan syukur kepada Allah swt atas segala berkat dan karunia-nya sehingga penulis dapat menyelesaikan tugas akhir ini, yang berjudul:

“Pra rancangan pabrik pembuatan gas hidrogen dengan bahan baku cangkang kelapa sawit melalui proses gasifikasi dengan kapasitas produksi 46.000 ton/tahun

Pra rancangan pabrik ini disusun untuk melengkapi tugas-tugas dan merupakan salah satu syarat untuk menempuh ujian sarjana pada Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

Penulis banyak menerima bimbingan, saran dan bantuan dari berbagai pihak dalam menyelesaikan tugas akhir ini. Untuk itu dengan segala ketulusan hati penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada :

1. Bapak Dr. Ir. Taslim, M.Si dan Ibu Ir. Renita Manurung, MT selaku Dosen Pembimbing I dan II yang telah banyak memberikan masukan dan bimbingan selama Penulis menyusun Tugas Akhir ini.

2. Bapak Dr.Eng Ir. Irvan, M.Si, Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

3. Ibu Ir. Renita Manurung, MT., Ketua Jurusan Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

4. Bapak M. Hendra Sahputra Ginting ST, MT., Sekretaris Jurusan Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

5. Bapak Dr. Ir. Irvan, MSi, selaku Koordinator Tugas Akhir.

6. Seluruh staf pengajar Departemen Teknik Kimia dan khususnya kepada Ibu Dr. Ir. Iriany, M.Si yang telah banyak memberikan filosofi ilmu teknik kimia dan selalu sabar dalam membimbing penulis sehingga dapat memberikan jalan keluar kepada penulis ketika menghadapi kebuntuan dalam menyelesaikan tugas akhir ini.

7. Para pegawai administrasi Departemen Teknik Kimia yang telah memberikan bantuan selama Penulis mengenyam pendidikan di Teknik Kimia.

8. Kedua orang tua penulis yang telah banyak berkorban materi dan memberikan didikan serta doa untuk penulis.

9. Kedua adik penulis yang selalu memberikan dukungan dan semangat kepada penulis.

10.Annisa’a Nurillah Moesthafa yang selalu memberi dukungan dan motivasi yang besar buat penulis agar tetap semangat dan pantang menyerah dalam menyelesaikan tugas akhir ini. Perjuangan ini akan tetap menjadi “Kenangan Terindah” dan “Takkan Pernah Lekang Oleh Waktu”.

11.Keluarga besar Lakollo yang menyediakan tempat yang layak untuk penulis selama tinggal dirumahnya dan selalu ikhlas merawat penulis dikala sakit dan susah.

12.Abang dan Kakak stambuk atas setiap informasi dan saran yang diberikan dalam penyusunan tugas akhir ini.

13.Teman-teman Angkatan 2006, 2007 dan 2008 Teknik Kimia Ekstension yang telah banyak memberikan motivasi, dorongan, dan saran kepada penulis. Semoga persahabatan diantara kita tidak akan berakhir hanya di Teknik Kimia ini saja. 14.Seluruh pihak yang tidak dapat disebutkan satu persatu namanya yang turut

memberikan bantuan kepada Penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini.

Penulis menyadari bahwa tugas akhir ini masih jauh dari kesempurnaan. Untuk itu, Penulis mengharapkan saran dan kritik yang konstruktif dari pembaca. Akhir kata, semoga tugas akhir ini dapat memberi manfaat kepada seluruh pembaca, khususnya mahasiswa/i Teknik Kimia.

Medan, April 2010

Penulis,

ARIEF HIDAYAT

DAFTAR ISI

Halaman

KATA PENGANTAR ... i

INTISARI ... ii

DAFTAR ISI ... iii

DAFTAR GAMBAR ... vii

DAFTAR TABEL ... viii BAB I PENDAHULUAN ... I-1 1.1 Latar Belakang ... I-1 1.2 Perumusan Masalah ... I-2 1.3 Tujuan Perancangan ... I-3 1.4 Ruang Lingkup Perancangan ... I-3 1.5 Manfaat Pra Rancangan ... I-3 BAB II TINJAUAN PUSTAKA ... II-1 2.1 Gambaran Umum Hidrogen ... II-1 2.2 Penggunaan Hidrogen ... II-2 2.3 Kelapa Sawit ... II-3 2.4 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit ... II-3 2.5 Spesifikasi Bahan Pendukung ... II-5 2.6 Proses Pembuatan hidrogen... II-6 2.6.1 Steam Methane Reforming (SMR) ... II-7 2.6.2 Oksidasi Parsial ... II-8 2.6.3 Integrated gasification combined cycle (IGCC) ... II-9 2.6.4 Pirolisis ... II-9 2.6.5 Elektrolisis air... II-10 2.6.6 Produksi hidrogen secara biologi ... II-10 2.7 Seleksi Proses ... II-11 2.8 Deskripsi Proses ... II-12 2.8.1 Penanganan umpan (Feed Handling) ... II-12 2.8.2 Gasifikasi dan Reforming ... II-13

2.8.3 Pembersihan dan kompresi gas (Gas Clean Up dan Compression) ... II-14 2.8.4 Reforming, Shift, dan PSA ... II-15 2.8.5 Kompresi Hidrogen ... II-17 BAB III NERACA MASSA ... III-1 BAB IV NERACA ENERGI ... IV-1 BAB V SPESIFIKASI PERALATAN ... V-1 BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ... VI-1 6.1 Instrumentasi ... VI-1 6.1.1 Tujuan Pengendalian ... VI-2 6.1.2 Jenis-Jenis Pengendalian dan Alat Pengendali ... VI-3 6.1.3 Variabel-Variabel Proses dalam Sistem Pengendalian ... VI-9 6.1.4 Syarat Perancangan Pengendalian ... VI-18 6.2 Keselamatan Kerja Pabrik ... VI-7 BAB VII UTILITAS ... VII-1 7.1 Kebutuhan Uap air (Steam) ... VII-1 7.2 Kebutuhan Air ... VII-2 7.2.1 Kebutuhan air proses ... VII-2 7.2.2 Kebutuhan air lainnya ... VII-2 7.2.3 Screening ... VII-6 7.2.4 Sedimentasi ... VII-6 7.2.5 Klarifikasi ... VII-6 7.2.6 Filtrasi ... VII-7 7.2.7 Demineralisasi ... VII-8 7.2.7.1 Penukar Kation (Cation Exchanger) ... VII-8 7.2.5.2 Penukar Anion (Anion Exchanger) ... VII-10 7.2.8 Deaerator ... VII-11 7.3 Kebutuhan Bahan Kimia ... VII-11 7.4 Kebutuhan Listrik ... VII-12 7.5 Kebutuhan Bahan Bakar ... VII-13 7.6 Unit Pengolahan Limbah ... VII-14

7.6.2 Bak Pengendapan Awal (BPA)... VII-16 7.6.3 Bak Netralisasi (BN) ... VII-16 7.6.4 Unit Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated

Sludge (Lumpur Aktif) ... VII-17 7.6.5 Tangki Sedimentasi (TS) ... VII-20 7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas ... VII-21 BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ... VIII-1 8.1 Lokasi Pabrik ... VIII-1 8.2 Tata Letak Pabrik ... VIII-3 8.3 Perincian Luas Tanah ... VIII-4 BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN... IX-1 9.1 Organisasi Perusahaan ... IX-1 9.1.1 Bentuk Organisasi Garis ... IX-2 9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsionil... IX-2 9.1.3 Bentuk Organiasi Garis dan Staf... IX-3 9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf ... IX-3 9.2 Manajemen Perusahaan ... IX-3 9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha ... IX-4 9.4 Uraian Tugas, Wewenang, dan Tanggung Jawab ... IX-6 9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) ... IX-6 9.4.2 Dewan Komisaris ... IX-6 9.4.3 Direktur ... IX-6 9.4.4 Staf Ahli... IX-7 9.4.5 Sekretaris ... IX-7 9.4.6 Manager Produksi ... IX-7 9.4.7 Manager Teknik ... IX-7 9.4.8 Manager Umum dan Keuangan ... IX-8 9.4.9 Manager Pembelian dan Pemasaran... IX-8 9.5 Sistem Kerja ... IX-8 9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan ... IX-9 9.7 Sistem Penggajian ... IX-11 9.8 Tata Tertib ... IX-12

9.9 JAMSOSTEK dan Fasilitas Tenaga Kerja ... IX-13 BAB X ANALISIS EKONOMI ... X-1 10.1 Modal Investasi ... X-1 10.1.1 Modal Investasi Tetap (MIT) ... X-1 10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC) ... X-3 10.1.3 Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC) ... X-4 10.1.3.1 Biaya Tetap / Fixed Cost (FC)... X-4 10.1.3.2 Biaya Variabel / Variable Cost (VC) ... X-5 10.1.4 Biaya Variabel (Variabel Cost) ... X-5 10.2 Total Penjualan ... X-5 10.3 Bonus Perusahaan ... X-5 10.4 Perkiraan Rugi/Laba Usaha ... X-5 10.5 Analisa Aspek Ekonomi ... X-6 10.5.1 Profit Margin (PM)... X-6 10.5.2 Break Even Point (BEP) ... X-6 10.5.3 Return on Investment (ROI) ... X-7 10.5.4 Pay Out Time (POT) ... X-7 10.5.5 Return on Network (RON) ... X-8 10.5.6 Internal Rate of Return (IRR) ... X-8 BAB XI KESIMPULAN DAN SARAN ... XI-1 11.1 Kesimpulan ... XI-1 11.2 SARAN ... XI-1 DAFTAR PUSTAKA ... xii LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ... LA-1 LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI ... LB-1 LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN ... LC-1 LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS . LD-1 LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI ... LE-1

DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Diagram Alir Blok Produksi Gas Hidrogen Dari Proses

Gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit... II-18 Gambar 6.1 Diagram Balok Sistem Pengendalian Feedback ... VI-4 Gambar 6.2 Sebuah loop Pengendalian ... VI-4 Gambar 6.3 Suatu Proses Terkendali ... VI-5 Gambar 6.4 Instrumentasi pada tangki... VI-12 Gambar 6.5 Instrumentasi pada pompa ... VI-12 Gambar 6.6.1 Instrumentasi pada Reaktor Gasifier (R-201) dan Char

Combustor (R-202) ... VI-13 Gambar 6.6.2 Instrumentasi pada Reaktor Reformer (R-203) ... VI-14 Gambar 6.6.3 Instrumentasi pada Reaktor Steam Reformer (R-203) ... VI-14 Gambar 6.6.4 Instrumentasi pada Reaktor High Temperature Shift

(R-402) dan Low Temperature Shift (R-403) ... VI-15 Gambar 6.7 Instrumentasi pada Heater dan Cooler ... VI-15 Gambar 6.8 Instrumentasi pada Knock Out Drum ... VI-16 Gambar 6.9 Instrumentasi pada absorber ... VI-16 Gambar 6.10 Instrumentasi pada adsorber ... VI-17 Gambar 6.11 Instrumentasi pada Kompresor ... VI-17 Gambar 6.12 Tingkat kerusakan di suatu pabrik ... VI-18 Gambar 8.1 Peta lokasi pabrik Hidrogen ... VIII-1 Gambar 9.1 Struktur organisasi pabrik pembuatan Hidrogen ... IX-15 Gambar LC-1 Spaced-Bucket Centrifugal-Discharge Elevator ... LC-1 Gambar LC-2 Landfill Umpan Cangkang Kelapa Sawit ... LC-2 Gambar LC-3 Elipsoidal Head Bin umpan Cangkang Kelapa Sawit ... LC-4 Gambar LC-4 Ellipsoidal Head Bin Olivine ... LC-6 Gambar LC-5 Ellipsoidal Head Bin MgO ... LC-8 Gambar LC-6 Ellipsoidal Head Bin Katalis Olivine ... LC-10 Gambar LC-7 Horizontal scew conveyor umpan CKS ... LC-12 Gambar LC-8 Horizontal scew conveyor umpan MgO dan Olivine... LC-13 Gambar LC-9 Gasifier tipe Fliudized Bed Reactor... LC-14

Gambar LC-10 Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation ... LC-26 Gambar LC-11 Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation ... LC-30 Gambar LC-12 Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation ... LC-34 Gambar LC-13 Char Combustor tipe Fliudized Bed Reactor ... LC-38 Gambar LC-14 Blower tipe Fan Centrifugal ... LC-50 Gambar LC-15 Reformer tipe Bubbling Fliudized Bed Reactor ... LC-54 Gambar LC-16 Cooler tipe 1 – 2 BEM fixed-tubesheet exchanger with

conical rear head ... LC-65 Gambar LC-17 Cooler tipe 3 – 6 BEM fixed-tubesheet exchanger with

conical rear head ... LC-70 Gambar LC-18 Quench Chamber type Impingement tray scrubber ... LC-75 Gambar LC-19 Venturi tube with a rough-cast convergent-inlet cone ... LC-80 Gambar LC-20 Sketsa Pompa sirkulasi Quench chamber (P-301)... LC-83 Gambar LC-21 Cooler tipe 2 – 4 BEM fixed-tubesheet exchanger with

conical rear head ... LC-88 Gambar LC-22a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-93 Gambar LC-22b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-95 Gambar LC-23 Radially Split Multistage Compressor ... LC-97 Gambar LC-24 Air cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-102 Gambar LC-25a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-110 Gambar LC-25b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-112 Gambar LC-26 Radially Split Multistage Compressor ... LC-114 Gambar LC-27 Air Cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-119 Gambar LC-28a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-126 Gambar LC-28b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-128 Gambar LC-29 Radially Split Multistage Compressor ... LC-130 Gambar LC-30 Air Cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-135 Gambar LC-31a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

Gambar LC-31b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-144 Gambar LC-32 Radially Split Multistage Compressor ... LC-146 Gambar LC-33 Air Cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-151 Gambar LC-34a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-158 Gambar LC-34b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-160 Gambar LC-35 Radially Split Multistage Compressor ... LC-162 Gambar LC-36 Air Cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-167 Gambar LC-37 Cooler tipe 6 - 12 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-174 Gambar LC-38a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-179 Gambar LC-38b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-181 Gambar LC-39 Sketsa Pompa sludge (P-302) ... LC-183 Gambar LC-40 Konfigurasi umum Steam Reformer ... LC-188 Gambar LC-41 Cooler tipe 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-193 Gambar LC-42 Cooler tipe 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-198 Gambar LC-43 Cooler tipe 2 - 4 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-203 Gambar LC-44 Cooler tipe 2 - 4 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-208 Gambar LC-45a High Temperature Shift (HTS) Reactor ... LC-213 Gambar LC-45b Tutup Reaktor HTS menggunakan torispherical head ... LC-216 Gambar LC-46 Cooler tipe 6 - 12 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-217 Gambar LC-47 Cooler tipe 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-222 Gambar LC-48 Low Temperature Shift (LTS) Reactor ... LC-227 Gambar LC-48 Tutup reaktor LTS menggunakan torispherical head ... LC-230 Gambar LC-49 Cooler tipe 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-231 Gambar LC-50a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-236 Gambar LC-51b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-238 Gambar LC-51 Air-cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-240 Gambar LC-52 Cooler tipe 6 - 12 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-247 Gambar LC-53a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

Gambar LC-53b Tutup Reaktor HTS menggunakan torispherical head ... LC-254 Gambar LC-54a Unit Pressure Swing Adsroption (PSA) ... LC-256 Gambar LC-54b Tutup PSA menggunakan torispherical head ... LC-260 Gambar LC-54c Tangki PSA Off-gas ... LC-261 Gambar LC-54d Tutup Tangki PSA Off-gas menggunakan torispherical

head ... LC-265 Gambar LC-55a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-266 Gambar LC-55b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-268 Gambar LC-56 Compressor Hydrogen 1st Interstage (K-501A) type

Reciprocating ... LC-270 Gambar LC-57 Air cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-273 Gambar LC-58a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-280 Gambar LC-58b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-282 Gambar LC-59 Compressor Hydrogen 2nd Interstage (K-501A) type

Reciprocating ... LC-284 Gambar LC-60 Air cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-287 Gambar LC-61 Cooler tipe 1 - 2 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-294 Gambar LC-62a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-299 Gambar LC-62b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-301 Gambar LC-63 Hydrogen Storage Tank (T-501) tipe Spherical Tank ... LC-303 Gambar LC-64 Steam Turbine ... LC-306 Gambar LC-65 Konfigurasi steam drum secara umum ... LC-308 Gambar LD-1 Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas) ... LD-1 Gambar LD-2 Sketsa pompa P-701 (dilihat dari samping) ... LD-3 Gambar LD-3 Sketsa 3D Bak Sedimentasi ... LD-8 Gambar LD-4 Sketsa Pompa sedimentasi (P-702) ... LD-10 Gambar LD-5A Sketsa tangki pelarutan asam (T-701)... LD-15 Gambar LD-5B Sketsa pengaduk tangki pelarutan alum (T-701) ... LD-18

Gambar LD-7A Sketsa tangki pelarutan soda abu (T-702) ... LD-25 Gambar LD-7B Sketsa pengaduk tangki pelarutan soda abu (T-702) ... LD-28 Gambar LD-8 Sketsa pompa soda abu (P-704)... LD-29 Gambar LD-9 Sketsa clarifier (C-701) ... LD-35 Gambar LD-10 Sketsa 3D Bak penampung sementara hasil clarifier

(B-702) ... LD-38 Gambar LD-11 Sketsa pompa clarifier (P-705) ... LD-40 Gambar LD-12 Tangki sand filter (F-702) ... LD-45 Gambar LD-13 Sketsa pompa sand filter (P-706) ... LD-48 Gambar LD-14 Sketsa Menara Air (T-704) ... LD-54 Gambar LD-15a Sketsa tangki pelarutan Asam Sulfat (T-706) ... LD-56 Gambar LD-15b Sketsa pengaduk tangki pelarutan asam sulfat ... LD-59 Gambar LD-16 Sketsa pompa asam sulfat (P-709) ... LD-60 Gambar LD-17 Sketsa Cation Exchanger (S-701) ... LD-66 Gambar LD-18 Sketsa pompa Cation Exchanger (P-707) ... LD-68 Gambar LD-19 Sketsa Anion Exchanger (S-702) ... LD-75 Gambar LD-20a Sketsa tangki pelarutan NaOH (T-707) ... LD-74 Gambar LD-20b Sketsa pengaduk tangki pelarutan NaOH ... LD-78 Gambar LD-21 Sketsa pompa NaOH (P-710) ... LD-79 Gambar LD-22 Sketsa pompa Anion Exchanger (P-708) ... LD-85 Gambar LD-23 Sketsa Tangki Air Umpan Deaerator (T-708) ... LD-90 Gambar LD-24 Sketsa pompa air umpan deaerator (P-711) ... LD-93 Gambar LD-25a Sketsa tangki pelarutan Kaporit (T-703) ... LD-98 Gambar LD-25b Sketsa pengaduk tangki pelarutan Kaporit ... LD-101 Gambar LD-26 Sketsa tangki Domestik (T-705) ... LD-102 Gambar LD-27 Sketsa pompa Domestik (P-712) ... LD-104 Gambar LD-28 Sketsa Deaerator (D-701) ... LD-109 Gambar LD-29 Sketsa Pompa Deaerator (P-713) ... LD-112 Gambar LD-30a Sketsa Water Cooling Tower (M-701) ... LD-117 Gambar LD-30b Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower LD-118 Gambar LD-31 Sketsa pompa Water Cooling Tower (P-714)... LD-120 Gambar LE-1 Indeks Marshall dan Swift ... LE-3

Gambar LE-2 Linearisasi cost index dari tahun 2003 – 2008 ... LE-4 Gambar LE-3 Harga Peralatan untuk Cooling Tower pada tahun 2003 ... LE-5 Gambar LE-4 Grafik BEP ... LE-30

INTI SARI

Gasifikasi cangkang kelapa sawit merupakan satu upaya pengkonversian biomassa padat menjadi gas, seperti H2, CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6, C4H10 dan C4H8. Gas-gas ini selanjutnya akan mengalami proses purifikasi sebelum disintesa menjadi senyawa kimia baru yang secara luas dibutuhkan dalam kehidupan manusia, diantaranya adalah hidrogen. Hidrogen merupakan senyawa yang terbentuk melalui reaksi Conversion dan gas shift pada fase gas .

Pabrik hidrogen ini direncanakan akan berproduksi dengan kapasitas 46.000 ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Pabrik ini direncanakan berlokasi di daerah Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau yang merupakan hilir Sungai Rokan, dengan luas tanah yang dibutuhkan adalah 39.023 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan berjumlah 250 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorang direktur utama dengan struktur organisasi sistem garis dan staf.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik pembuatan Hidrogen dengan proses gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit adalah:

• Total Modal Investasi : Rp. 2.031.761.038.949,- • Total Biaya Produksi : Rp. 802.533.325.315,- • Hasil Penjualan : Rp. 1.528.556.348.234,- • Laba Bersih : Rp. 505.692.535.463,- • Profit Margin (PM) : 47,260%

• Break Even Point (BEP) : 51,810 % • Return on Investment (ROI) : 24,889% • Pay Out Time (POT) : 4,018 tahun • Return on Network (RON) : 41,482 % • Internal Rate of Return (IRR) : 42,590 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi, maka dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan hidrogen dengan proses gasifikasi cangkang kelapa sawit ini layak untuk didirikan.

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Kebutuhan impor hidrogen di Indonesia ... I-2 Tabel 2.1 Sifat termodinamika dan fisik dari hidrogen gas ... II-2 Tabel 2.2 Komposisi ideal tandan buah sawit ... II-3 Tabel 2.3 Proximate Analysis dari cangkang kelapa sawit (% berat) ... II-4 Tabel 2.4 Ultimate Analysis dari cangkang sawit (% berat kering) ... II-4 Tabel 2.5 Analisis gas (% berat) ... II-4 Tabel 2.6 Parameter Pengoperasian, hasil dan komposisi gas ... II-13 Tabel 2.7 Performa rancangan dari reformer... II-14 Tabel 3.1 Neraca Massa pada Conveyer (C-101) ... III-1 Tabel 3.2 Neraca Massa pada Gasifier (R-201)... III-1 Tabel 3.3 Neraca Massa pada Char Combustor (R-202) ... III-2 Tabel 3.4 Neraca Massa pada Cyclone (S-201) ... III-2 Tabel 3.5 Neraca Massa pada Cyclone (S-202) ... III-3 Tabel 3.6 Neraca Massa pada Cyclone (S-202) ... III-3 Tabel 3.7 Neraca Massa pada Reformer (R-203) ... III-4 Tabel 3.8 Neraca Massa pada Scrubber (M-301) ... III-4 Tabel 3.9 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-301) ... III-5 Tabel 3.10 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302A) ... III-5 Tabel 3.11 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302B) ... III-6 Tabel 3.12 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302C) ... III-6 Tabel 3.13 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302D) ... III-7 Tabel 3.14 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-303) ... III-7 Tabel 3.15 Neraca Massa pada Steam Reformer (R-401) ... III-8 Tabel 3.16 Neraca Massa pada bahan bakar Steam Reformer (R-401) ... III-9 Tabel 3.17 Neraca Massa pada Reaktor High Temperature Shift (R-402) ... III-10 Tabel 3.18 Neraca Massa pada Reaktor Low Temperature Shift (R-403).... III-10 Tabel 3.19 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-401) ... III-11 Tabel 3.20 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-402) ... III-11

Tabel 3.22 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-501) ... III-13 Tabel 3.23 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-502) ... III-13 Tabel 3.24 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-503) ... III-13 Tabel 4.1 Neraca Energi pada Gasifier (R-201) ... IV-1 Tabel 4.2 Neraca Panas pada Cyclone (S-201) ... IV-2 Tabel 4.3 Neraca Panas pada Cyclone (S-202) ... IV-3 Tabel 4.4 Neraca Energi pada Char Combustor (R-202) ... IV-4 Tabel 4.5 Neraca Panas pada Cyclone (S-203) ... IV-5 Tabel 4.6 Neraca Panas pada Reformer (R-203) ... IV-6 Tabel 4.7 Neraca Energi pada Cooler (H-201) ... IV-7 Tabel 4.8 Neraca Energi pada Cooler (H-202) ... IV-8 Tabel 4.9 Neraca Energi Pada Venturi Scrubber (M-302) ... IV-9 Tabel 4.10 Neraca Energi pada scrubber (M-301) ... IV-10 Tabel 4.11 Neraca Energi pada Cooler (H-301) ... IV-11 Tabel 4.12 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-301) ... IV-12 Tabel 4.13 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) ... IV-13 Tabel 4.14 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) ... IV-14 Tabel 4.15 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302A)... IV-15 Tabel 4.16 Neraca Energi pada Compressor (K-301B) ... IV-16 Tabel 4.17 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302B) ... IV-17 Tabel 4.18 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302B) ... IV-18 Tabel 4.19 Neraca Energi pada Compressor (K-301C) ... IV-19 Tabel 4.20 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302C) ... IV-20 Tabel 4.21 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302C) ... IV-21 Tabel 4.22 Neraca Energi pada Compressor (K-301D) ... IV-22 Tabel 4.23 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302D) ... IV-23 Tabel 4.24 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302D)... IV-24 Tabel 4.25 Neraca Energi pada Compressor (K-301E) ... IV-25 Tabel 4.26 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302E) ... IV-26 Tabel 4.27 Neraca Energi pada Cooler (H-303) ... IV-27 Tabel 4.28 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-303) ... IV-28 Tabel 4.29 Neraca energi pada Reformer Feed Preheater (H-401) ... IV-29

Tabel 4.30 Neraca Energi pada Steam Reformer (R-401) ... IV-30 Tabel 4.31 Neraca Energi pada Blower (K-401) ... IV-30 Tabel 4.32 Neraca Energi pada Pembakar Steam Reformer (R-401) ... IV-31 Tabel 4.33 Neraca Energi pada Flue gas Reformer Feed Preheater

(H-401) ... IV-32 Tabel 4.34 Neraca Energi pada flue gas Cooler/Steam Superheater

(H-404) ... IV-32 Tabel 4.35 Neraca Energi pada Cooler (H-402) ... IV-33 Tabel 4.36 Neraca Energi pada Cooler (H-403) ... IV-34 Tabel 4.37 Neraca energi pada Reaktor HTS (R-402) ... IV-35 Tabel 4.38 Neraca Energi pada Cooler (H-405) ... IV-36 Tabel 4.39 Neraca Energi pada Cooler (H-406) ... IV-37 Tabel 4.40 Neraca energi pada Reaktor LTS (R-403) ... IV-38 Tabel 4.41 Neraca Energi pada Cooler (H-407) ... IV-39 Tabel 4.42 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-401) ... IV-40 Tabel 4.43 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-408) ... IV-41 Tabel 4.44 Neraca Energi pada Cooler (H-409) ... IV-42 Tabel 4.45 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-402) ... IV-43 Tabel 4.46 Neraca Energi pada unit PSA (S-403) ... IV-44 Tabel 4.47 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-501) ... IV-45 Tabel 4.48 Neraca Energi pada Compressor Hydrogen 1st Interstage

(K-501A) ... IV-45 Tabel 4.49 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501A) ... IV-45 Tabel 4.50 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-502) ... IV-46 Tabel 4.51 Neraca Energi pada Compressor (K-501B) ... IV-46 Tabel 4.52 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501B) ... IV-46 Tabel 4.53 Neraca Energi pada Cooler (H-502) ... IV-47 Tabel 4.54 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-503) ... IV-47 Tabel 6.1 Jenis variabel pengukuran dan controller yang digunakan ... VI-9 Tabel 6.2 Jenis Variabel Pengukuran dan Controller yang Digunakan

Tabel 6.3 Daftar Penggunanan Instrumentasi pada Pra-Rancangan Pabrik Pembuatan Hidrogen dengan Proses Gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit ... VI-11 Tabel 7.1 Kebutuhan Uap (Steam) Pabrik ... VII-1 Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pabrik ... VII-2 Tabel 7.3 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan ... VII-4 Tabel 7.4 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau ... VII-5 Tabel 8.1 Perincian Luas Tanah ... VIII-5 Tabel 9.1 Susunan Jadwal Shift Karyawan ... IX-9 Tabel 9.2. Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya ... IX-10 Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ... IX-11 Tabel LA-1 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit (basis kering) ... LA-1 Tabel LA-2 Analisis gas (% berat kering) dari proses gasifikasi CKS ... LA-2 Tabel LA-3 Parameter Operasi Gasifier, Yield, dan Komposisi Gas Hasil

Sintesa ... LA-2 Tabel LB-1 Data Kapasitas Panas Komponen Gas ( kJ/mol K) ... LB-1 Tabel LB-2 Data Panas Perubahan Fasa Komponen ... LB-1 Tabel LB-3 Data Kapasitas Panas Komponen Cair ( kJ/mol K) ... LB-2 Tabel LB-4 Data Panas Reaksi Pembentukan Komponen ... LB-2 Tabel LB-5 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan

Harrison ... LB-6 Tabel LB-6 Neraca Energi pada Gasifier (R-201) ... LB-13 Tabel LB-7 Neraca Energi pada Cyclone (S-201)... LB-15 Tabel LB-8 Neraca Energi pada Cyclone (S-202)... LB-17 Tabel LB-9 Neraca Energi pada Char Combustor (R-202) ... LB-21 Tabel LB-10 Neraca Energi pada Cyclone (S-203)... LB-23 Tabel LB-11 Neraca Energi pada Reformer (R-203) ... LB-29 Tabel LB-12 Neraca Energi pada Cooler (H-201) ... LB-32 Tabel LB-13 Neraca Energi pada Cooler (H-202) ... LB-34 Tabel LB-14 Neraca Energi Pada Venturi Scrubber (M-302) ... LB-36 Tabel LB-15 Neraca Energi pada Quench Chamber (M-301) ... LB-38 Tabel LB-16 Neraca Energi pada Cooler (H-301) ... LB-40

Tabel LB-17 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-301) ... LB-42 Tabel LB-18 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) ... LB-44 Tabel LB-19 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) ... LB-46 Tabel LB-20 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302A)... LB-48 Tabel LB-21 Neraca Energi pada Compressor (K-301B) ... LB-50 Tabel LB-22 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302B) ... LB-52 Tabel LB-23 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302B) ... LB-54 Tabel LB-24 Neraca Energi pada Compressor (K-301C) ... LB-56 Tabel LB-25 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302C) ... LB-58 Tabel LB-26 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302C) ... LB-60 Tabel LB-27 Neraca Energi pada Compressor (K-301D) ... LB-62 Tabel LB-28 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302D) ... LB-64 Tabel LB-29 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302D)... LB-66 Tabel LB-30 Neraca Energi pada Compressor (K-301E) ... LB-68 Tabel LB-31 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302E) ... LB-70 Tabel LB-32 Neraca Energi pada Cooler (H-303) ... LB-72 Tabel LB-33 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-303) ... LB-74 Tabel LB-34 Neraca energi pada Reformer Feed Preheater (H-401) ... LB-77 Tabel LB-35 Neraca Energi pada Steam Reformer (R-401) ... LB-81 Tabel LB-36 Neraca Energi pada Blower (K-401) ... LB-82 Tabel LB-37 Neraca Energi pada Pembakar Steam Reformer (R-401) ... LB-90 Tabel LB-38 Neraca Energi pada Flue gas Reformer Feed Preheater

(H-401) ... LB-91 Tabel LB-39 Neraca Energi pada flue gas Cooler/Steam Superheater

(H-404) ... LB-92 Tabel LB-40 Neraca Energi pada Cooler (H-402) ... LB-94 Tabel LB-41 Neraca Energi pada Cooler (H-403) ... LB-96 Tabel LB-42 Neraca energi pada Reaktor HTS (R-402) ... LB-98 Tabel LB-43 Neraca Energi pada Cooler (H-405) ... LB-100 Tabel LB-44 Neraca Energi pada Cooler (H-406) ... LB-102 Tabel LB-45 Neraca energi pada Reaktor LTS (R-403) ... LB-104

Tabel LB-47 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-401) ... LB-108 Tabel LB-48 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-408) ... LB-110 Tabel LB-49 Neraca Energi pada Cooler (H-409) ... LB-112 Tabel LB-50 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-402) ... LB-114 Tabel LB-51 Neraca Energi pada unit PSA(S-403) ... LB-116 Tabel LB-52 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-501) ... LB-117 Tabel LB-53 Neraca Energi pada Compressor Hydrogen 1st Interstage

(K-501A) ... LB-119 Tabel LB-54 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501A) ... LB-120 Tabel LB-55 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-502) ... LB-121 Tabel LB-56 Neraca Energi pada Compressor (K-501B) ... LB-123 Tabel LB-57 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501B) ... LB-124 Tabel LB-58 Neraca Energi pada Cooler (H-502) ... LB-126 Tabel LB-59 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-503) ... LB-127 Tabel LD-1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara

Pendingin... LD-118 Tabel LE-1 Perincian Harga Bangunan ... LE-2 Tabel LE-2 Harga Indeks Marshall dan Swift ... LE-3 Tabel LE-3 Estimasi Harga Peralatan Proses Impor ... LE-6 Tabel LE-4 Estimasi Harga Peralatan Proses Non Impor ... LE-8 Tabel LE-5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Impor ... LE-9 Tabel LE-6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Non Impor ... LE-9 Tabel LE-7 Biaya Sarana Transportasi... LE-12 Tabel LE-8 Perincian Gaji ... LE-16 Tabel LE-9 Perincian Biaya Kas ... LE-19 Tabel LE-10 Perincian Modal Kerja ... LE-20 Tabel LE-11 Aturan Depresiasi Sesuai UU Republik Indonesia

No. 17 Tahun 2000 ... LE-21 Tabel LE-12 Aturan Biaya Depresiasi Sesuai UU Republik Indonesia

INTI SARI

Gasifikasi cangkang kelapa sawit merupakan satu upaya pengkonversian biomassa padat menjadi gas, seperti H2, CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6, C4H10 dan C4H8. Gas-gas ini selanjutnya akan mengalami proses purifikasi sebelum disintesa menjadi senyawa kimia baru yang secara luas dibutuhkan dalam kehidupan manusia, diantaranya adalah hidrogen. Hidrogen merupakan senyawa yang terbentuk melalui reaksi Conversion dan gas shift pada fase gas .

Pabrik hidrogen ini direncanakan akan berproduksi dengan kapasitas 46.000 ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Pabrik ini direncanakan berlokasi di daerah Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau yang merupakan hilir Sungai Rokan, dengan luas tanah yang dibutuhkan adalah 39.023 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan berjumlah 250 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorang direktur utama dengan struktur organisasi sistem garis dan staf.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik pembuatan Hidrogen dengan proses gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit adalah:

• Total Modal Investasi : Rp. 2.031.761.038.949,- • Total Biaya Produksi : Rp. 802.533.325.315,- • Hasil Penjualan : Rp. 1.528.556.348.234,- • Laba Bersih : Rp. 505.692.535.463,- • Profit Margin (PM) : 47,260%

• Break Even Point (BEP) : 51,810 % • Return on Investment (ROI) : 24,889% • Pay Out Time (POT) : 4,018 tahun • Return on Network (RON) : 41,482 % • Internal Rate of Return (IRR) : 42,590 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi, maka dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan hidrogen dengan proses gasifikasi cangkang kelapa sawit ini layak untuk didirikan.

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar belakang

Selama ini Indonesia menggunakan BBM (Bahan Bakar Minyak) sebagai sumber daya energi primer secara dominan dalam perekonomian nasional. Kelangkaan pasokan BBM di tingkat global serta penyebab lainnya seperti bencana besar dan konflik di negara-negara penghasil utama BBM menyebabkan ketergantungan pada BBM menjadi titik rawan perekonomian yang bukan saja menciptakan gangguan ekonomi tapi juga kerawanan politik.

Salah satu bentuk energi terbarukan yang dewasa ini menjadi perhatian besar pada banyak negara, terutama di negara maju adalah hidrogen. Hidrogen diproyeksikan oleh banyak negara akan menjadi bahan bakar masa depan yang lebih ramah lingkungan dan efisien. Wikipedia (2006) menyatakan laju pertumbuhan penggunaan hidrogen di dunia saat ini adalah 10% per tahun dan terus meningkat. Untuk tahun 2004, produksi hidrogen dunia mencapai 50 juta metrik ton (million metric tons-MMT) atau setara dengan 170 juta ton minyak bumi. Diharapkan pada tahun 2010 sampai 2020, laju penggunaan hidrogen bisa menjadi dua kali lipat dari

laju penggunaan saat ini.

pada tanggal 6 September 2008)

Hidrogen bukanlah sumber energi (energy source) melainkan pembawa energi (energy carier), artinya hidrogen tidak tersedia bebas di alam atau dapat ditambang layaknya sumber energi fosil. Salah satu cara untuk menghasilkan gas hidrogen adalah dengan proses gasifikasi biomassa. Gasifikasi biomassa adalah proses perubahan (konversi) biomassa dari fasa solid menjadi fasa gas (gas sintesa). Pada dasarnya, biomassa dikonversikan menjadi campuran CO, CO2, H2O, H2, dan hidrokarbon-hidrokarbon ringan. Cangkang Kelapa Sawit (CKS) merupakan biomassa yang dapat dimanfaatkan untuk menghasilkan hidrogen melalui proses gasifikasi biomassa. Adapun kebutuhan impor hidrogen di Indonesia dapat dilihat melalui tabel 1.1.

Tabel 1.1 Kebutuhan impor hidrogen di Indonesia

Tahun Impor Jumlah (ton)

2009 1.063.307

2008 958.564

2007 678.819

2006 353.363

2005 918.869

2004 286.675

2003 11.210

Sumber : Biro Pusat Statistik Indonesia, Tahun 2007

Perkebunan kelapa sawit salah satu agribisnis yang cukup besar dan mempunyai pasar yang sangat baik di dunia karena hasil produksinya yaitu minyak goreng. Perkebunan kelapa sawit Indonesia merupakan perkebunan nomor dua terbesar di dunia setelah Malaysia.

Sumatera Utara memiliki perkebunan kelapa sawit yang luas, sehingga potensi cangkang kelapa sawit sangat besar untuk dimanfaatkan sebagai bahan baku produksi gas hidrogen yang selama ini dibuang sebagai limbah. Dari 120.000 ton produksi sawit per tahun, menghasilkan cangkang sekitar 50.000 ton.

1.2 Perumusan Masalah

Kebutuhan hidrogen terus meningkat dan untuk memenuhi kebutuhan tersebut sampai saat ini Indonesia masih mengimpor, maka diperlukan suatu usaha agar permintaan hidrogen dapat dipenuhi dengan cara mendirikan pabrik hidrogen. Perancangan pabrik hidrogen ini menggunakan bahan baku utama cangkang kelapa sawit, yang materialnya diperoleh dari limbah hasil produksi kelapa sawit oleh perusahaan pengolahan kelapa sawit. Pemilihan bahan baku ini didasarkan atas pertimbangan bahwa proses gasifikasi biomassa dari cangkang sawit merupakan alternatif untuk menghasilkan hidrogen yang bersifat renewable. Apalagi permintaan hidrogen di perdagangan dunia sangat tinggi, sehingga terbuka kemungkinan untuk

Indonesia, maka akan berdampak pada berkurangnya pengeluaran negara, meningkatnya perekonomian nasional dan meningkatnya kesejahteraan masyarakat.

1.3 Tujuan Perancangan

Tujuan perancangan pabrik gas hidrogen dari proses gasifikasi cangkang kelapa sawit adalah untuk mengaplikasikan ilmu teknik kimia yang meliputi neraca massa, neraca energi, spesifikasi peralatan, operasi teknik kimia, utilitas dan bagian ilmu teknik kimia lainnya, juga untuk memenuhi aspek ekonomi dalam pembiayaan pabrik sehingga memberikan gambaran kelayakan pra rancangan pabrik gas hidrogen dari proses gasifikasi cangkang sawit.

1.4 Ruang Lingkup Perancangan

Ruang lingkup dari perancangan pabrik hidrogen adalah seperti berikut : a. Penanganan umpan (feed handling)

b. Proses gasifikasi dan pembentukan ulang (Gasification and Reforming ) c. Proses pengkondisian dan pembersihan gas (gas clean up and conditioning) d. Proses pergeseran konversi (shift conversion)

e. Proses pemurnian hidrogen (hydrogen purification) f. Proses integrasi dengan siklus steam dan power generation

1.5 Manfaat Perancangan

Manfaat atau kontribusi yang diberikan oleh pabrik gas hidrogen dari proses gasifikasi cangkang kelapa sawit adalah seperti berikut ini.

a. Sebagai bahan acuan untuk penelitian-penelitian dan perancangan selanjutnya tentang proses pembuatan gas hidrogen melalui proses gasifikasi.

b. Sebagai bahan aplikasi bagi mahasiswa dari teori-teori yang di dapat dalam perkuliahan.

c. Membuka pemikiran mahasiswa dan masyarakat terhadap perkembangan sains dan teknologi dibidang proses gasifikasi biomassa.

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Gambaran Umum Hidrogen

Dalam abad pertengahan, Paracelsus (1573 – 1655) menemukan suatu gas yang mudah terbakar yang dihasilkan ketika besi dileburkan dalam ”Roh vitriole”. Bagaimanapun, hidrogen pertama kali dipisah dan diidentifikasi pada pertengahan abad ke 18 oleh Boyle dimana besi dan asam sulfur yang dilarutkan akan

menghasilkan suatu gas. Dan pada tahun 1785, Lavoisier mendemonstrasikan pemecahan molekul air menjadi hidrogen dan oksigen dalam suatu pipa tembaga yang dipanaskan. Ia juga memberikan nama hidrogen adalah ”udara yang mudah terbakar” (Ullmann’s, 2002)

Proses Catalitic Steam Reforming untuk pembuatan hidrogen mulai

beroperasi secara komersial pada tahun 1930, dengan perkembangan lebih dari lima belas tahun. Pada tahun 1940, sebanyak 90% produksi hidrogen di dunia dibuat dari batubara dan kokas, kemudian batubara berangsur-angsur digantikan oleh gas alam atau fraksi-fraksi minyak bumi. Kemudian, pada tahun 1954, perusahaan Texaco mengembangkan proses non catalitic partial oxidation yang kemudian

dikembangkan lagi oleh Shell dengan proses gasifikasi.

Hidrogen (hidrogenium, simbol H), dalam tabel periodik unsur memiliki Ar = 1,00797, nomor atom 1, konfigurasi elektron 1s1. Biasanya dalam oksidasi

dinyatakan +1, tapi dalam garam tipe hidrida -1 adalah juga mungkin. Tiga isotop dengan Ar 1, 2 dan 3 telah diketahui; isotop dengan Ar 3 adalah tidak stabil.

Perbedaan dalam massa isotop relatif adalah sedemikian besar sehingga sifat kinetika dan fisik juga sangat berbeda. Isotop dengan massa relatif 2 dinamakan Deuterium (simbol D), dan pada massa relatif 3 dinamakan Tritium (Simbol T). Pada atom nukleus, semua muatan positif tunggal dinamakan proton, deuteron, dan triton. Sifat termodinamika dan fisik dari gas hidrogen dapat dilihat pada Tabel 2.1.

Tabel 2.1 Sifat termodinamika dan fisik dari gas hidrogen

Sifat Hidrogen

Para- Normal Densitas pada 0 oC, (mol/cm3) × 103 0,05459 0,04460 Faktor kompresibilitas, Z = PV/RT, pada 0 oC 1,0005 1,00042 Kompresibilitas adiabatik, (–∂V/V∂P)s, pada 300 K,

MPa-1 b

7,12 7,03

Koefisien ekspansi volume, (–∂V/V∂T)p, pada 300 K, K-1 0,00333 0,00333

Cp pada 0 oC, J/(mol.K) c 30,35 28,59

Cv pada 0 oC, J/(mol.K) c 21,87 20,30

Entalpi pada 0 oC, J/mol c d 7656,6 7749,2

Energi dalam pada titik lebur, J/mol c d 5384,5 5477,1 Entropi pada titik lebur, J/(mol.K) c d 127,77 139,59

Kecepatan suara, m/s 1246 1246

Viskositas, mPas (=cp) 0,00839 0,00839

Konduktivitas termal pada titik lebur, mW/(cm.K) 1,841 1,740 Konstanta dielektrik pada titik lebur 1,00027 1,000271 Kompresibilitas isotermal, 1/V(∂V/V∂P)T , Mpa-1 b -9,86 -9,86 Koefisien difusi-diri pada 0 oC, cm2/s – 1,285 Difusivitas gas dalam air pada 25 oC, cm2/s – 4,8 × 10-5

Diameter benturan, σ, m × 1010 – 2,928

Parameter interaksi, Є/k, K – 37,00

Panas disosiasi pada 298,16 K, kJ/mol c 435,935 435,881 Catatan : a semua nilai pada 101,3 kPa (1 atm)

b

untuk konversi Mpa ke atm, dibagi dengan 0,101 c

untuk konversi J ke cal, dibagi dengan 4,184 d

titik dasar (nilai nol) untuk entalpi, energi dalam, dan entropi adalah 0 K untuk gas ideal pada tekanan 101,3 kPa (1 atm)

Sumber : Othmer, K., 1967

2.2 Penggunaan Hidrogen

Hidrogen sangat penting digunakan oleh industri kimia terutama pada penyulingan minyak dan dalam sintesis amonia dan methanol. Disamping itu, hidrogen digunakan juga dalam pabrik berbagai bahan kimia, sebagai contoh sikloheksana, dealkilasi benzena dengan toluena, oxo-alkohol, dan anilin; untuk proses metalurgi; hidrogenasi minyak nabati; bahan bakar transportasi; dan dalam industri elektronika (Othmer, K., 1967).

2.3 Kelapa Sawit

Pohon Kelapa Sawit terdiri daripada dua spesies Arecaceae atau famili palma yang digunakan untuk pertanian komersil dalam pengeluaran minyak kelapa sawit. Pohon Kelapa Sawit Afrika, Elaeis guineensis, berasal dari Afrika barat di antara Angola dan Gambia, manakala Pohon Kelapa Sawit Amerika, Elaeis oleifera, berasal dari Amerika Tengah dan Amerika Selatan.

Kelapa sawit termasuk tumbuhan pohon. Tingginya dapat mencapai 24 meter. Bunga dan buahnya berupa tandan, serta bercabang banyak. Buahnya kecil dan apabila masak, berwarna merah kehitaman. Daging buahnya padat. Daging dan kulit buahnya mengandungi minyak. Minyaknya itu digunakan sebagai bahan minyak goreng, sabun, dan lilin. Ampasnya dimanfaatkan untuk makanan ternak, khususnya sebagai salah satu bahan pembuatan makanan ayam. Tempurungnya digunakan sebagai bahan bakar dan arang. Komposisi ideal tandan buah sawit dapat dilihat pada Tabel 2.2.

Tabel 2.2 Komposisi ideal tandan buah sawit Berat Tandan 23 – 27 kg

Buah/Tandan 60 – 65 % Minyak/Tandan 21– 23 % Kernel/Tandan 5 – 7 % Mesocarp/Tandan 44 – 46 % Mesocarp/Buah 71 – 76 % Kernel/Buah 21 – 22 % Cangkang/Buah 10 – 11 %

Sumber : Chin, C. M., 2005

2.4 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit

Hasil komposisi Cangkang kelapa sawit dapat diperoleh menggunakan metode Thermogravimetric Analysis (TGA) melalui reaksi pirolisis dalam reaktor batch 200 cm3. Dalam pengerjaannya kira-kira 20 mg sampel dipanaskan pada 25 oC menit-1 sampai 600 oC menggunakan nitrogen sebagai gas pembersih. Hasil dari Proximate Analysis dari cangkang sawit dapat dilihat pada Tabel 2.3. Hasil dari

Ultimate Analysis dari cangkang sawit dapat dilihat pada Tabel 2.4, dan analisis gas dapat dilihat pada Tabel 2.5.

Tabel 2.3 Proximate Analysis dari cangkang kelapa sawit (% berat)

Parameter nilai

Moisture content (Mad) 27,2 Volatile Matters (Vad) 34,0 Ash (Ad) 15,0 Fixed Carbon (FCad) 23,8 Ket: ad: on air dried basis; d: on dry basis Sumber : Lee, dkk., 2006

Tabel 2.4 Ultimate Analysis dari cangkang sawit (% berat kering) Parameter nilai

C 53,78

H 7,20

N 0,00

S 0,51

O 36,30

Sumber : Lee, dkk., 2006

Tabel 2.5 Analisis gas dari cangkang sawit (% berat) Parameter nilai

CO 33,08

CO2 38,4

H2 8,9

CH4 17

C2H6/C2H4 2,1 C3H8 0,2 C3H6 0,3 C4H10 0,01

C4H8 0,01 Sumber : Laohalidanond, K., 2007

2.5. Spesifikasi Bahan Pendukung 2.5.1. Air

Rumus molekul : H2O

Berat molekul : 18

Berat jenis : 1 gr/cm3 (pada suhu 25 0C) Titik lebur : 0 0C

Titk didih : 100 0C

(Othmer, 1967)

2.5.2. Oksigen

Wujud : Gas

Rumus : O2

Berat Molekul : 32

Titik Didih, oC : -182,95 Temperatur Kriris, oC : -118,38 Tekanan kritis, atm : 50,14

Cp, Joule/mol oC : 29,1 + (1,158*10-2)T - (0,6076*10-5)T2

+ (1,311*10-9) T3

(Othmer, 1967) 2.5.3 Nitrogen

Wujud : Gas

Rumus : N2

Berat Molekul : 28,01

Titik Didih, oC : -195,8 Temperatur Kriris, oC : -146,96 Tekanan kritis, atm : 33,5

Cp, Joule/mol oC : 29 + (0,2199*10-2)T + (0,5723*10-5)T2 (2,871*10-9) T3

2.5.4 Olivine1

Wujud : Solid

Berat Molekul : 89,3

∆Hf (s) : -753,659 kJ/mol

Cp, kJ/kg oK : 1,036 1

Berat molekul dihitung berdasarkan komposisi dari Fuel Processing Technology

86, Tabel 3 hal. 717, (dalam % berat) MgO=49; SiO2=40; Fe2O3=9,89; Al2O3=0,4;

Cr2O3=0,4; CaO=0,3 dan NiO=0,01

2.5.5 Katalis Olivine2

Wujud : Solid

Rumus : Tidak Diketahui

Berat Molekul : 89,3

∆Hf (s) : -732,069 kJ/mol

Cp, kJ/kg oK : 1,036

1

Berat molekul dihitung berdasarkan komposisi dari Fuel Processing Technology

86, Tabel 3 hal. 717, (dalam % berat) MgO=46; SiO2=39; Fe2O3=9,2; Al2O3=0,4;

Cr2O3=0,4; CaO = 0,3 dan NiO=4,7

2.6. Proses Pembuatan Hidrogen

Kriteria seleksi proses dalam pembuatan gas hidrogen difokuskan dalam beberapa faktor : kandungan hidrogen dalam umpan; hidrogen yang dihasilkan dari proses; yang meliputi biaya dari umpan; biaya modal dan operasi; energi yang dibutuhkan; pertimbangan lingkungan; penggunaan yang diharapkan dari hidrogen.

Secara mendasar, spesifikasi proses komersial untuk pabrik hidrogen

diperoleh dari steam reforming, oksidasi parsial, gasifikasi batubara, dan elektrolisa air. Di seluruh dunia, hidrogen sebagai bahan baku untuk industri kimia diperoleh sebagai berikut: 77% dari gas alam/petroleum, 18% dari batubara, 4% dari elektrolisa air, dan 1% dari proses lain.

Semua proses ini menghasilkan hidrogen dari hidrokarbon dan air. Mekanisme reaksinya adalah sebagai berikut :

(Othmer, 1967)

Sekarang ini hidrogen digunakan hampir secara eksklusif sebagai suatu bahan kimia industri, dimana kapasitas itu diterapkan untuk suatu penggunaan yang luas, mencakup produksi amoniak (untuk pabrik fertilizer), refineri yang digunakan untuk proses desulfurisasi dan lain-lain, serta untuk produksi methanol. Produksi tahunan dunia adalah sekitar 500 milyar Nm3. Produsen yang paling besar adalah produk udara, yang beroperasi lebih dari 50 pabrik individu, yang menghasilkan lebih dari 25 juta Nm3 per hari, dan 7 sistem perpipaan secara total lebih dari 340 juta. Produksi curah hidrogen (hampir 50%) dihasilkan oleh proses Steam Methane Reforming, yang mana proses tersebut adalah dalam skala besar merupakan rute ekonomis. (Dutton, G., 2002)

2.6.1. Steam Methane Reforming (SMR)

Proses Steam Methane Reforming (SMR) terdiri atas 4 langkah proses:

1. Pemanasan stok umpan dan pemurnian (dibutuhkan karena katalis memiliki sensitivitas yang tinggi oleh ketidakmurnian, contohnya: sulfur, mercury, dan logam lainnya)

2. Steam reformer 3. CO shift

4. PSA purification (menyerap campuran lainnya selain dari H2 untuk menghasilkan H2 mencapai 80 – 90%.

Reaksi reformer (untuk methana) :

CH4 + 2H2O ↔ CO2 + 4H2 (ΔHo = +164kJ /mol; secara umum beroperasi pada suhu 850 oC)

CH4 + H2O ↔ CO2 + 3H2 (ΔHo = +205kJ /mol ) - Beroperasi pada < 40 bar

- Sangat endotermis

- Konversi penguapan oleh steam dan suhu yang tinggi; konversi akan berkurang dengan tekanan yang tinggi.

- Sangat dibutuhkan katalis nikel aktif Reaksi CO shift :

- Menggunakan katalis CO shift : besi oksida (secara konvensional suhu tinggi 340 – 460 oC), (suhu sedang) besi + tembaga oksida (suhu tinggi dimodifikasi 310 – 370 oC), tembaga, seng, aluminium (suhu rendah 180 – 280 oC)

- Ukuran pabrik kecil dan sedang yang memiliki reactor shift suhu sedang yang tunggal

- Pabrik skala besar memiliki 2 reaktor suhu sedang atau suhu tinggi ditambah reaktor suhu sedang

Ukuran pabrik yang umum :

Kecil 500 - 3000 Nm3/jam Sedang mencapai 25,000 Nm3/jam Besar lebih dari 25,000 Nm3/jam Sangat besar over 150,000 Nm3/jam (Dutton, G., 2002)

2.6.2. Oksidasi parsial

Hidrogen juga dapat dibentuk oleh non-katalisis oksidasi parsial hidrokarbon. Banyak umpan hidrokarbon yang dapat dimampatkan atau dipompa mungkin

digunakan. Efisiensi proses secara keseluruhan adalah hanya 50% (dibandingkan SMR pada 65 – 75%). Oksigen murni diperlukan sebagai umpan.

Reaksi reformer – oksidasi parsial :

Gas alam : CH4 + ½ O2 → CO + 2H2 (1350 oC) Batu bara : C + ½ O2 → CO (1350 oC)

- Proses gas sintesis

- Menggunakan banyak bahan bakar fosil dan dapat beroperasi pada tekanan tinggi (>100 bar)

Daftar sumber hidrogen terdiri atas tiga model teknologi :

1. Catalytic Steam Reforming (CSR) melibatkan reaksi bahan bakar

hidrokarbon dan steam dalam kehadiran katalis dimana dibutuhkan sumber panas eksternal. Proses ini memiliki efisiensi yang tinggi.

2. Auto Thermal Reforming (ATR) melibatkan reaksi bahan bakar hidrokarbon

yang digunakan untuk menghasilkan hidrogen dibutuhkan panas untuk reaksi. Proses ini dapat digunakan pada banyak perbedaan tipe dari bahan bakar.

3. Catalytic Partial Oxidation Reforming (CPOX) adalah sama halnya seperti

auto thermal reforming (ATR) tetapi menggunakan sistem operasi yang lebih simpel dan sederhana.

(Dutton, G., 2002)

2.6.3. Integrated gasification combined cycle (IGCC)

Dalam sistem IGCC, gasifier batubara mengubah batubara yang telah di pulverisasi menjadi gas sintesis (campuran H2 dan CO) dengan penambahan steam dan oksigen. Gas sintesis ini selanjutnya dibersihkan dari kotorannya dan digunakan untuk menghasilkan energi dalam turbin gas. (secara alternatif gas yang diproduksi dapat digunakan untuk menghasilkan hidrogen, bahan kimia, atau bahan bakar lainnya).

Panas yang terbuang dari turbin gas digunakan dalam turbin steam untuk menghasilkan banyak elektrisitas. Teknologi gasifier terintegrasi dengan siklus yang dikombinasikan dengan cara ini menawarkan efisiensi sistem yang tinggi dan

tingkatan polusi yang sangat rendah. Sistem dirancang untuk menangani berbagai umpan, mencakup batubara dengan kandungan sulfur yang tinggi dan rendah,

antrasit, dan biomassa. Secara umum sistem memiliki rentang dalam ukuran dari 200 – 800 MWe. Secara umum pabrik menawarkan peningkatan efisiensi suhu 10% yang melebihi stasiun pembakaran batubara konvensional.

Efisiensi operasi adalah diantara 29 – 41%, tergantung pada karakteristik bahan bakar (yaitu kandungan sulfur, kandungan abu, dan nilai kalori), tipe dari sistem IGCC (yaitu entrained, moving-bed atau fluidized bed) dan puncak suhu turbin gas. Dalam kaitan efisiensi rendah dan biaya, IGCC hanya merupakan

teknologi demonstrasi, akan tetapi diharapkan bahwa teknologi generasi kedua akan merealisasikan efisiensi sebesar 45 – 50% dan mengurangi biaya. (Dutton, G., 2002)

2.6.4. Pirolisis

Hidrokarbon dapat dikonversi menjadi hidrogen tanpa menghasilkan CO2, jika hidrokarbon tersebut didekomposisi pada suhu yang tinggi dalam ketidakhadiran

oksigen (pirolisis). Sebagai contoh methana dapat di cracked dalam katalis seperti karbon (golongan karbon, seperti jelaga C60, grafit atau karbon aktif). Pada

prinsipnya, pirolisis dapat juga diaplikasikan lebih jauh kedalam hidrokarbon kompleks, biomassa, limbah padat kota. (Dutton, G., 2002)

2.6.5. Elektrolisis air

Hidrogen dapat dihasilkan dari air yang dielekrolisis. Jika elektrolitas

dihasilkan dari teknologi renewable (seperti solar, hidro, angin, pasang surut), maka proses tersebut disebut bebas karbon. Pemecahan elektrokimia dari air telah

diketahui melalui reaksi :

H2O → H₂+ ½ O₂

Pabrik elektrolisis komersial secara umum mencapai efisiensi 70 – 75%. Ada 2 tipe dasar dari elektrolizer:

1. Alkalin cair

2. Membran pertukaran proton

Secara umum beroperasi pada tekanan 50 bar (750 psig) yang mana tidak cukup pembebanan silinder tekanan tinggi. Konsumsi listrik dari proses elektrolisis dapat direduksi dengan operasi pada suhu tinggi (900 – 1000 oC). Untuk

penyimpanan hidrogen, dapat dilakukan menggunakan kompresor atau disebut elektrolizer tekanan tinggi. (Dutton, G., 2002)

2.6.6 Produksi hidrogen secara biologi

Hidrogen dapat dihasilkan secara biologi dalam 2 proses : 1. Proses fotosintesis

2. Proses fermentasi

Ganggang hijau dapat menangkap energi dari sinar matahari. Dibawah kondisi anaerobik, ganggang hijau menghasilkan enzim hidrogenase yang mana dapat menghasilkan hidrogen dari air dengan proses yang diketahui sebagai bio-fotolisis. Kondisi ini harus diatur secara hati-hati sewaktu enzim hidrogenase bekerja dalam fase gelap dan sangat sensitif pada kehadiran oksigen yang dihasilkan dari fotosintesis. Ada dua tahapan proses yang digunakan untuk memaksimalkan produk

1. Peningkatan produksi hidrogen oleh suatu faktor 10, atau lebih.

2. Peningkatan efisiensi konversi energi solar dari 5% menjadi 10% atau lebih. 3. Memproduksi sel membran tidak hidup oleh oksigen dan hidrogen untuk

menghasilkan enzim

Proses biologi yang kedua untuk menghasilkan hidrogen adalah dengan menggunakan fermentasi tanpa membutuhkan cahaya. Ini dilakukan dalam keadaan gelap, dimana proses anaerobik dilaksanakan oleh banyak spesies bakteri, satu diantaranya adalah Clostridia. Reaksi melibatkan enzim hidrogenase yang bertindak untuk menghasilkan hidrogen (dan karbon dioksida):

C6H12O6 + 2H2O → 2CH3COOH + 2CO2 + 4H2

Secara teoritis, hidrogen yang dihasilkan adalah 0,5 m3 H2/kg karbohidrat. Bakteri fermentasi dikalikan secara cepat dan dapat menghasilkan kuantitas yang banyak dari hidrogen, tetapi parameter rancangan dan operasional ini adalah belum mapan. (Dutton, G., 2002)

2.7 Seleksi Proses

Pada pra perancangan pabrik pembuatan Gas hidrogen, proses yang dipilih adalah proses gasifikasi biomassa cangkang kelapa sawit. Proses ini dipilih dengan pertimbangan :

- Jumlah hidrogen yang dihasilkan lebih besar dengan adanya sebagian hidrogen dari steam (uap air)

- Merupakan proses yang efisien untuk mengubah biomassa CKS menjadi hidrogen

- Panas yang digunkan dapat diperoleh dari panas yang sebelumnya.

- Emisi nitrogen oksida dan sulfur oksida lebih sedikit dibanding dengan proses gasifikasi batubara

- Gasifikasi biomassa selain menghasilkan H2 untuk produksi senyawa kimia lain, juga menghasilkan gas alam sintesis, diantaranya CH4, CO2 dan CO. - Dibandingkan dengan proses gasifikasi batubara, bahan baku untuk proses

gasifikasi biomassa lebih lebih bersifat renewable sehingga lebih menjamin kelangsungan suatu pabrik

2.8. Deskripsi Proses

2.8.1. Penanganan umpan (Feed Handling)

Cangkang kelapa sawit (CKS) disuplai ke pabrik dengan menggunakan truk dan CKS disimpan ruang Land filled (T-101). CKS yang diterima diasumsikan memiliki kandungan air 12% yang kemudian diangkut menggunakan traktor menuju elevator (C-101). Kemudian CKS dikirim ke bin atau corong tuang (T-102).

Selanjutnya dengan menggunakan screw Conveyor (C-102), CKS dikirim ke bejana gasifier.

2.8.2. Gasifikasi dan Reforming

Dari bagian penanganan umpan, CKS masuk kedalam unit gasifier (R-201). Sedangkan hasil pembakaran yang berupa char dikirim ke char combustor (R-202). Gasifier (R-201) yang digunakan dalam analisis ini adalah gasifier dengan

pemanasan tidak langsung yang bertekanan rendah. Gasifier ini didesain sebanyak 2 buah dengan struktur yang identik. Suhu operasi diatur pada 870°C dan tekanan operasi 23 psia (1,565 atm).

Panas untuk reaksi-reaksi yang terjadi pada gasifier disuplai dengan

mensirkulasikan media pemanas (olivine) yang dibakar bersama char di dalam char combustor (R-201). Dalam kasus ini, mediumnya adalah olivin sintetik, yang terdiri atas magnesium silikat yang dikalsinasi (Enstatite [MgSiO3], Forsterite [Mg2SiO3], dan Hematite [Fe2O3]).

Sejumlah kecil MgO (aliran 11) harus ditambahkan bersama olivine (aliran 12) untuk mencegah pembentukan aglomerasi (penggumpalan seperti kaca) yang dihasilkan dari interaksi kalium dalam CKS dengan komponen silika. Tanpa penambahan MgO, kalium akan membentuk gelas/kaca (K2SiO4) dengan silika dalam sistem tersebut. K2SiO4 mempunyai titik lebur yang rendah (930 oF) dan terbentuknya K2SiO4 tersebut akan menyebabkan media olivine menjadi lengket, terjadi aglomerasi, dan cepat menjadi defluidisasi. Kadar abu dalam umpan diasumsikan terdiri atas 0,2 % berat kalium. MgO ditambahkan sebanyak 2 kali aliran mol dari kalium.

Tabel 2.6 Parameter Pengoperasian, Hasil dan Komposisi Gas

Variabel Gasifier Nilai

Tipe Gasifier BCL (Battelle Columbus Laboratory)

Temperatur Operasi 1598 oF (870 oC)

Tekanan Operasi 23 psia (1,6 bar)

Steam/umpan CKS 0.4 lb/lb CKS (basis kering) Olivine yang di-recycle 27 lb/lb CKS (basis kering)

Komposisi gas sintesa % mol (kering)

H2 57,995

CO2 11,462

CO 15,514

H2O 0

CH4 13,921

C2H4 0,492

C2H6 0,459

C3H8 0,060

C3H6 0,094

C4H10 0,002

C4H8 0,002

H2S 0

Gas hasil sintesa 0,04 lb-mol gas kering/lb CKS (basis kering) Char yang dihasilkan 0,470134526 lb/lb CKS (basis kering) Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005

Catatan : Efisiensi gasifier didefenisikan sebagai energi pembakaran dari gas sintesis dibagi dengan energi pembakaran dari biomassa.

Steam bertekanan rendah (aliran 3) digunakan sebagai media gasifikasi yang diperoleh dari siklus steam. Perbandingan steam untuk CKS adalah 0,4 lb steam/lb CKS kering. Suhu char combustor di set pada 1800 oF (982,22 oC). Laju alir sirkulasi olivine (aliran 9) adalah 27 lb olivine/lb CKS kering. Olivine segar (aliran12)

ditetapkan pada laju 0,11% dari laju sirkulasi untuk menutupi kehilangan Olivine dari cyclone. Udara pembakaran dalam simulasi ini adalah 12% udara berlebih (aliran 6 dan 7).

Pemisahan partikel dilakukan melalui cyclone separator (S-201, S-202, dan S-203). Mayoritas dari olivine dan char (99,9% dari keduanya) dipisahkan dalam primary gasifier cyclone (S-201) dan dipisah kembali oleh Secondary gasifier

cyclone (S-202) dan selanjutnya dikirim ke char combustor (R-202). Secondary gasifier cyclone (S-202) memisahkan 90% residu olivine dan char yang terbawa oleh S-201. Combustor cyclone (S-203) memisahkan olivine (99,9%) dari pembakaran gas dan olivine akan dikirim kembali menuju gasifier (R-201). Abu dan banyak partikel pasir yang dipindahkan dikirim menuju tempat pengolahan limbah.

Gas dari secondary gasifier cyclone (S-202) akan dikirim ke unit reformer (R-203). Dalam reaktor unggun fluidisasi mendidih (bubbling fluidized bed reactor) ini, komponen CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6, C4H10, dan C4H8 akan dikonversi menjadi CO dan H2. Dalam simulasi ini, persen konversi dari tiap-tiap komponen akan di set dengan jumlah komponen yang dapat dilihat pada Tabel 2.7 tentang performa rancangan dari reformer yang telah di verifikasi secara eksperimen dari data yang dikumpulkan pada NREL’s bench-scale thermo-catalytic conversion system dan NREL’s Thermochemical Pilot Process Development Unit (TCPDU).

Tabel 2.7 : Kinerja rancangan dari Reformer

Komponen % konversi menjadi CO & H2

CH4 20%

C2H4 50%

C2H6 90%

C3H8 60%

C3H6 60%

C4H10 70%

C4H8 70%

(Phillips, dkk, 2004)

Dalam rancangan ini, gas yang masuk kedalam reformer (R-203) adalah pada suhu gasifier (870 oC) dan suhu gas keluaran reformer adalah 1383 oF (750,56 oC). Sebelum menuju tahapan pembersihan, gas panas akan didinginkan sampai 300 oF (148,9 oC) dengan alat penukar panas (H-201 dan H-202) yang terintegrasi dalam siklus steam.

Setelah pendinginan langsung dari gas sintesis pada suhu 300 oF, dilanjutkan dengan penambahan pendinginan yang dilakukan melalui Water Scrubbing (M-301 dan M-302). Scrubber juga menghilangkan impuritis seperti partikulat dan residu. Sistem scrubbing terdiri dari Venturi Scrubber 302) dan Quench Chamber (M-301). Quench water didinginkan melalui Heat Exchanger (H-301) dan disirkulasi kembali menuju Venturi Scrubber (M-302) dan Quench Chamber (M-301). Laju alir quench water ditentukan dengan menyesuaikan laju sirkulasi suhu keluar dari air pendingin Heat Exchanger (H-301) yaitu sebesar 110 oF (43,33 oC). Kelebihan water scrubber akan dikirim menuju fasilitas pengolahan air limbah. Jumlah air untuk scrubber sekitar 2 galon per menit dari kelebihan air untuk pabrik ukuran 2000 ton material kering per hari (aliran 20). Untuk tujuan perancangan, kadar air dari aliran lumpur (sludge) diatur pada 50% berat (aliran 29). Suhu pendinginan pada tahap pembersihan gas sintesis adalah pada 140oF. Gas sintesis kemudian dimampatkan atau dikompresi menggunakan 5 (lima) kompresor sentrifugal dengan pendingin interstage (K-301A/B/C/D/E, S-301, S-302A/B/C/D/E, S-303, H-302A/B/C/D/E, dan H-303). Kompresor yang dimodelkan masing-masing bagian mempunyai efisiensi politropik 78% dan dengan suhu intercooler 140 oF.

2.8.4. Reforming, Shift, dan PSA

Pada proses ini terdapat jumlah yang sangat besar dari CO, CH4 dan

hidrokarbon lainnya dalam menghasilkan gas sintesis, sehingga komponen ini harus mengalami konversi melalui mekanisme sistem reaksi reforming (CnHm + H2O  (n+m/2)H2 + nCO) dan reaksi shift conversion (CO + H2O  CO2 +H2). Reforming adalah reaksi utama dalam steam reformer (R-401). Reaksi reforming adalah sangat endotermis dan diuapkan dengan suhu yang tinggi dan pada tekanan rendah.

Sedangan proses shift reaction (R-402 dan R-403) terjadi pada unit Reaktor High Temperature Shift (HTS) dan Low Temperature Shift (LTS), dimana reaksi berjalan eksotermis dan biasanya beroperasi pada suhu rendah dan pada perbandingan steam tinggi. Steam reformer (R-401) terdiri atas tabung yang diisi dengan katalis, yang dikelilingi oleh suatu tungku yang menyediakan kebutuhan panas untuk reaksi endotermis. Komponen utama dari tungku perapian (furnace) ini meliputi suatu sistem pembakaran bahan bakar/udara yaitu suatu bagian pemindahan panas secara

radian dan konveksi. Bagian radian menyuplai panas ke pipa katalis melalui

pembakaran dengan campuran bahan bakar dan bagian konveksi memulihkan panas melalui bagian dalam penyegaran gas buang (H-401 dan H-404). Secara umum, gas umpan mengalir melalui bagian atas pipa katalis tapi reformer furnace dapat melalui sisi, teras atas atau bagian bawah. (Spath, Dayton, 2003).

Steam reformer secara umum beroperasi pada 1500 – 1600 oF dan diantara 218 – 435 psia menggunakan katalis nikel. Dalam analisis ini steam reformer disimulasikan sebagai suatu reaktor kesetimbangan yang beroperasi pada suhu 1562 o

F, tekanan inlet 435 psia, dan rasio steam pada karbon adalah 3 mol H2O/mol C (Leiby, 1994). Steam untuk reformer (aliran 31) diperoleh dari siklus steam.

Pressure drop pada steam reformer adalah 30 psi. Reformer dibakar oleh PSA offgas (aliran 46) dan sejumlah kecil gas alam (aliran 46) ditambahkan untuk kontrol pembakaran. Jumlah gas alam yang ditambahkan adalah sekitar 10% dari nilai

pemanasan (heating value) PSA offgas. Selanjutnya reaktor HTS dan LTS mengubah mayoritas dari CO yang direaksikan dengan H2O, menghasilkan CO2 dan H2 melalui reaksi water-gas shift. Gas keluaran steam reformer pertama kali didinginkan sampai 662 oF (H-402). Rentang operasi dari reaktor HTS secara umum 570–840 oF. HTS (R-402) dan LTS (R-403) dimodelkan sebagai reaktor kesetimbangan fixed bed (Leiby, 1994). Gas keluaran reaktor HTS didinginkan sampai 392 oF (405 dan H-406) sebelum memasuki reaktor LTS. Reaktor LTS secara umum beroperasi diantara 350–515 oF dan sering juga beroperasi pada kondisi kondensasi. Katalis HTS yang digunakan adalah besi oksida, sedangkan sedangkan katalis LTS menggunakan tembaga oksida, dimana paling sering dicampur dengan zink oksida (Spath, 2003).

Pendinginan produk dari proses shift conversion dan pengurangan jumlah kadar airnya dilakukan menggunakan knock out drum (S-401 dan S-402) sebelum menuju unit PSA. Oleh karena itu, rancangan untuk analisis ini menggunakan alat penukar panas yang terintegrasi oleh siklus steam untuk mendinginkan gas hingga mencapai titik embunnya (dew point). Aliran yang lebih lanjut didinginkan oleh air-cooled heat exchanger (H-408) sampai 140 oF. Cooling water heat exchanger (H-409) adalah digunakan untuk mengurangi aliran suhu menjadi 110 oF.

terdiri atas CO2 serta komponen kimia yang tidak bereaksi seperti CO, CH4 dan hidrokarbon lainnya. Kemurian hidrogen yang dihasilkan dari unit PSA dapat lebih besar mencapai 99,99%. Berdasarkan informasi dari industri penghasil gas, aliran gas yang diubah harus berisi sedikitnya 70% mol hidrogen sebelum itu dapat diproses secara ekonomis untuk dibersihkan didalam unit PSA (Mann, 1995). Untuk 70% mol umpan PSA hidrogen, laju pemulihan hidrogen umumnya sekitar 85% dengan

kemurnian produk 99,99% mol. Sebelum menuju unit PSA, rangkaian cairan (air dan hidrokarbon yang dikondensasi) harus dipindahkan karena secara permanen dapat merusak adsorben, dimana adsorben terdiri atas campuran karbon aktif dan zeolit. Efisiensi PSA juga dipengaruhi oleh suhu adsorben. Ketidakmurnian adsorbat akan berkurang pada suhu tinggi disebabkan karena kapasitas kesetimbangan dari pengayakan molekul akan berkurang dengan kenaikan suhu.

Perbandingan tekanan minimum diantara gas umpan dan pemurnian dari PSA adalah sekitar 4:1. Tekanan mutlak dari gas umpan dan pemurniannya juga

merupakan hal yang penting dalam hubungannya untuk menghasilkan gas hidrogen. Tekanan umpan yang optimum untuk aplikasi penyulingan adalah sekitar 215 – 415 psia. Tekanan gas pemurnian pada umumnya adalah sekitar 17 – 20 psia untuk memperoleh produksi yang tinggi dari hidrogen. Perolehan hidrogen biasanya adalah 85 – 90% pada kondisi ini dan berkurang sampai 60 – 80% pada tekanan gas

pemurnian 55 – 95 psia (Leiby, 1994). Dalam rancangan untuk analisis ini, tekanan gas umpan PSA adalah 360 psia dan tekanan off-gas adalah 20 psia.

2.8.5. Kompresi Hidrogen

Pada akhirnya, hidrogen akan dikirim menuju saluran pipa dan kemudian produk hidrogen akan dikompresi dari tekanan 360 psia (24,49655 atm) menuju 1015 psia (69 atm). Hal ini dilakukan dengan menggunakan dua tahapan reciprocating compressor dengan efisiensi isentropik 82% dan suhu interstage intercooler masing-masing 140 oF (K-501A/B, H-501A/B, S-502, H-502, and S-503). Sehingga

Biomassa Gasifikasi Steam

Char combustor

Reformer Scrubber Kompresi gas sintesis Air pendingin Steam reformer Siklus steam HTS LTS Knock Out Drum Pendingin udara Knock Out Drum PSA Combustor Gas Alam Udara

Kompresi H2

Deaerator Pasir Pasir & char

23 psi 1598 F (870 o

C)

19 psi 1383 F (750 o_C)

17 psi 300 F (149 o_C)

Water

Ke pengolahan

15 psi 146 F (63 o_C)

440 psi 140 F (60 o

C)

405 psi 1562 F (850 o_C)

400 psi 662 F (350 o_C)

390 psi 392 F (200 o_C) Siklus steam Siklus steam

Air pendingin

370 psi 110 F (43 o_C)

Off gas

1015 psi 110 F (43 o_C) Proses integrasi pertukaran panas

1265 psi 1000 F (538 o_C)

450 psi 732 F (389 o_C)

1,5 psi 115 F (46 o_C)

35 psi 266 F (130 o_C)

Steam ke reformer

Steam ke gasifier

Air pendingin _{Make up}

Dari Knock Out drum Q

Abu

Udara Flue gas

Siklus steam Steam

Gambar 2.1 Diagram Alir Blok Produksi Gas Hidrogen Dari Proses Gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit

BAB III NERACA MASSA

3.1 Conveyor

Tabel 3.1 Neraca Massa pada Conveyer (C-101)

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Aliran 1 Aliran 2

H2O _{9960 9960}

Cangkang Kelapa Sawit (CKS) _{73040 73040}

Subtotal ₈₃₀₀₀ 83000

Total ₈₃₀₀₀ 83000

3.2 Reaktor Gasifier (R-201)

Tabel 3.2 Neraca Massa pada Gasifier (R-201)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 2 Aliran 3 Aliran 9 Aliran 4

H2 3415,854

CO2 14738,067

CO 12696,231

H2O 9960 29216 39176,000

CH4 6524,665

C2H4 402,994

C2H6 402,994

C3H8 76,761

C3H6 115,141

C4H10 3,838

C4H8 3,838

Olivine 0,000

Char 1972080 1972080,000

CKS 34338,626

Subtotal 83000 29216 1972080 2084296

3.3 Reaktor Char combustor (R-202)

Tabel 3.3 Neraca Massa pada Char Combustor (R-202)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 7 Aliran 12 Aliran 14a Aliran 8

H2O 289,762

N2 204389,692 204389,692

O2 62058,714 6649,148

CO2 87099,191

SO2 744,162

Olivine 2169,288 1972080,000 1974249,288

MgO 6,844

Abu 1618,486

Char 34338,626 3,434

Subtotal aliran 266448,406 2176,132 2006418,626 2275043,163

Total 2275043,16 2275043,16

3.4 Cyclone (S-201)

Tabel 3.4 Neraca Massa pada Cyclone (S-201)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 4 Aliran 5 Aliran 13

H2 3415,854 3415,854

CO2 14738,067 14738,067

CO 12696,231 12696,231

H2O 39176,000 39176,000

CH4 6524,665 6524,665

C2H4 402,994 402,994

C2H6 402,994 402,994

C3H8 76,761 76,761

C3H6 115,141 115,141

C4H10 3,838 3,838

C4H8 3,838 3,838

Olivine 1972080,000 1970107,920 1972,080 Char 34338,626 34304,287 34,339 Subtotal aliran 2083975,009 2004412,207 79562,802 Total aliran 2083975,009 2083975,009

3.5 Cyclone (S-202)

Tabel 3.5 Neraca Massa pada Cyclone (S-202)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 13 Aliran 14 Aliran 15

H2 3415,854 3415,854

CO2 14738,067 14738,067

CO 12696,231 12696,231

H2O 39176,000 39176,000

CH4 6524,665 6524,665

C2H4 402,994 402,994

C2H6 402,994 402,994

C3H8 76,761 76,761

C3H6 115,141 115,141

C4H10 3,838 3,838

C4H8 3,838 3,838

Olivine 1972,080 1774,872 197,208 Char 34,339 30,905 3,434 Subtotal aliran 79562,802 1805,777 77757,026 Total aliran 79562,802 79562,802

3.6 Cyclone (S-203)

Tabel 3.6 Neraca Massa pada Cyclone (S-202)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 8 Aliran 9 Aliran 10

H2O 289,762 289,762

N2 204389,692 204389,692

O2 6649,148 6649,148

CO2 87099,191 87099,191

SO2 744,162 744,162

Olivine 1974249,288 1972275,039 1974,249

MgO 0,000 0,000

Abu 1618,486 1618,486

Char 3,434 3,434

Subtotal aliran 2275043,163 1972275,039 302768,124 Total aliran 2275043,163 2275043,163

3.7 Reformer (R-203)

Tabel 3.7 Neraca Massa pada Reformer (R-203)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

aliran 15 aliran 16 aliran 17 aliran 18

H2 3415,854 4123,510

CO2 14738,067 14738,067

CO 12696,231 16289,010

H2O 39176,000 36865,318

CH4 6524,665 5219,732

C2H4 402,994 201,497

C2H6 402,994 40,299

C3H8 76,761 30,704

C3H6 115,141 46,056

C4H10 3,838 1,151

C4H8 3,838 1,151

Olivine 197,208 19,199 19,199 197,208

Char 3,434 3,434

Subtotal aliran 77757,026 19,199 19,199 77757,026

Total aliran 77776,225 77776,225

3.8 Scrubber (M-301)

Tabel 3.8 Neraca Massa pada Scrubber (M-301)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 19 Aliran 20 Aliran 21 Aliran 29

H2 4123,510 4123,505 0,005

CO2 14738,067 14,738 14723,329

CO 16289,010 16279,709 9,300

H2O 36865,318 16589,137 19821,934 454,248

CH4 5219,732 0,006 5214,169 5,558

C2H4 201,497 0,001 200,985 0,511

C2H6 40,299 0,000 40,171 0,128

C3H8 30,704 30,704 0,000

C3H6 46,056 46,056 0,000

C4H10 1,151 1,151 0,000

C4H8 1,151 1,151 0,000

Total 77757,140 77757,140

3.9 Kompresi gas sintesis

Tabel 3.9 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-301)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 21 Aliran 22 Aliran 23

H2 4124,960 1,335 4123,624

CO2 14,743 0,004 14,738

CO 16288,549 8,116 16280,433

H2O 26770,432 14057,552 12712,880

CH4 5217,773 3,310 5214,463

C2H4 201,450 0,428 201,022

C2H6 40,306 0,125 40,181

C3H8 31,056 0,328 30,728

C3H6 46,503 0,416 46,087

C4H10 1,193 0,040 1,153

C4H8 1,186 0,033 1,153

Subtotal 52738,150 14071,688 38666,462

Total 52738,150 52738,150

Tabel 3.10 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302A)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Top S-301 Aliran 24 Top S-302A

H2 4124,933 2,083 4122,850

CO2 14,743 0,007 14,736

CO 16288,383 12,656 16275,727

H2O 15711,611 9945,532 5766,079

CH4 5217,704 5,161 5212,543

C2H4 201,440 0,666 200,773

C2H6 40,303 0,195 40,108

C3H8 31,043 0,509 30,534

C3H6 46,488 0,646 45,842

C4H10 1,189 0,061 1,128

C4H8 1,184 0,051 1,132

Subtotal 41679,019 9967,566 31711,453

Tabel 3.11 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302B)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Top S-302A Bottom S-302B Top S-302B

H2 4124,100 1,923 4122,178

CO2 14,740 0,006 14,734

CO 16283,323 11,682 16271,640

H2O 7173,947 4406,786 2767,161

CH4 5215,640 4,763 5210,877

C2H4 201,172 0,614 200,557

C2H6 40,225 0,179 40,045

C3H8 30,833 0,467 30,366

C3H6 46,223 0,593 45,630

C4H10 1,163 0,056 1,107

C4H8 1,162 0,047 1,115

Subtotal 33132,527 4427,117 28705,410

Total 33132,527 33132,527

Tabel 3.12 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302C)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Top S-302B Bottom S-302C Top S-302C

H2 4123,415 1,860 4121,554

CO2 14,738 0,006 14,732

CO 16279,154 11,302 16267,852

H2O 3455,091 2095,387 1359,703

CH4 5213,939 4,608 5209,331

C2H4 200,951 0,594 200,357

C2H6 40,160 0,173 39,987

C3H8 30,661 0,450 30,211

C3H6 46,005 0,572 45,434

C4H10 1,141 0,053 1,088

C4H8 1,143 0,044 1,099

Subtotal 29406,398 2115,050 27291,348

Tabel 3.13 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302D)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Top S-302C Bottom S-302D Aliran 25

H2 4123,556 2,184 4121,372

CO2 14,742 0,007 14,735

CO 16280,831 13,269 16267,562

H2O 1887,412 1215,549 671,863

CH4 5214,933 5,410 5209,523

C2H4 201,145 0,698 200,447

C2H6 40,222 0,204 40,018

C3H8 30,859 0,530 30,328

C3H6 46,253 0,673 45,580

C4H10 1,164 0,063 1,101

C4H8 1,164 0,053 1,111

Subtotal 27842,281 1238,639 26603,642

Total 27842,281 27842,281

Tabel 3.14 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-303)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

Aliran 26 Aliran 27 Aliran 28

H2 4121,372 4119,368 2,004

CO2 14,735 14,725 0,010

CO 16267,562 16254,565 12,998

H2O 671,863 143,682 528,181

CH4 5209,523 5203,912 5,611

C2H4 200,447 199,657 0,790

C2H6 40,018 39,782 0,237

C3H8 30,328 29,671 0,658

C3H6 45,580 44,750 0,830

C4H10 1,101 1,021 0,080

C4H8 1,111 1,044 0,067

Subtotal 26603,642 26052,177 551,465

3.10 Steam Reformer (R-401)

Tabel 3.15 Neraca Massa pada Steam Reformer (R-401)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg)

aliran 27 aliran 31 aliran 32 aliran 33 (=32) aliran 34

H2 4119,368 4119,368 4119,368 5387,721

CO2 14,725 14,725 14,725 14,725

CO 16254,565 16254,565 16254,565 22313,090

H2O 143,682 49463,125 49606,807 49606,807 45710,291

CH4 5203,912 5203,912 5203,912 2081,565

C2H4 199,657 199,657 199,657 0,020

C2H6 39,782 39,782 39,782 0,231

C3H8 29,671 29,671 29,671 2,967

C3H6 44,750 44,750 44,750 4,475

C4H10 1,021 1,021 1,021 0,204

C4H8 1,044 1,044 1,044 0,209

Subtotal 26052,177 49463,125 75515,303 75515,303 75515,497

E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp. 1.528.556.348.234,- – Rp. 802.533.325.315,- = Rp. 726.023.022.919,-

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp. 726.023.022.919,-

= Rp. 3.630.115.115,-

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga :

Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 726.023.022.919,- – Rp. 3.630.115.115,- = Rp. 722.392.907.805,-

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. 216.687.872.341,- Total PPh = Rp. 216.700.372.341,-

E.5 Analisa Aspek Ekonomi

A. Profit Margin (PM)

PM =

penjualan total

pajak sebelum Laba

× 100 %

PM = 100%

-6.348.234. Rp1.528.55 2.341,-216.700.37 Rp. × = 47,260%

B. Break Even Point (BEP)

BEP =

Variabel Biaya Penjualan Total Tetap Biaya

− × 100 %

BEP = 100%

88.852 Rp21.956.8 6.348.234 Rp1.528.55 436.463 Rp780.576. × −

= 51,810 %

Kapasitas produksi pada titik BEP = 51,810 % × 46000 ton/tahun = 23.832,822 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 51,810 % × Rp 1.528.556.348.234,-

= Rp. 791.952.406.332,-

C. Return on Investment (ROI)

ROI =

investasi modal Total pajak setelah Laba

× 100 %

ROI = 100%

1.038.949 Rp2.031.76

535.463 Rp505.692.

× = 24,889%

D. Pay Out Time (POT)

POT = 1 tahun

ROI 1

×

E. Return on Network (RON)

RON =

sendiri Modal

pajak setelah

Laba _×

100 %

RON = 100%

6.623.369 Rp1.219.05

535.463 Rp505.692.

× = 41,482 %

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.

Tabel. LE.13 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR)

Tahun Laba sebelum

pajak Pajak

Laba sesudah

pajak Depresiasi Net cash flow

P/F pada I = 42,58%

PV pada I = 42,58%

P/F pada I = 42,59%

PV pada I = 42,59% 0 - - - - -2.031.761.038.950 1,00000 -2.031.761.038.950 1,00000 -2.031.761.038.950 1 722.392.907.805 216.700.372.341 505.692.535.463 261.315.913.643 767.008.449.106 0,70136 537.949.536.475 0,70131 537.911.809.458 2 794.632.198.585 238.372.159.576 556.260.039.010 261.315.913.643 817.575.952.653 0,49191 402.171.127.162 0,49184 402.114.719.697 3 874.095.418.444 262.211.125.533 611.884.292.911 261.315.913.643 873.200.206.554 0,34500 301.257.590.787 0,34493 301.194.212.612 4 961.504.960.288 288.433.988.086 673.070.972.202 261.315.913.643 934.386.885.845 0,24197 226.095.694.881 0,24190 226.032.276.153 5 1.057.655.456.317 317.279.136.895 740.376.319.422 261.315.913.643 1.001.692.233.065 0,16971 169.996.998.894 0,16965 169.937.396.833 6 1.163.421.001.949 349.008.800.585 814.412.201.364 261.315.913.643 1.075.728.115.007 0,11903 128.041.530.633 0,11898 127.987.661.883 7 1.279.763.102.143 383.911.430.643 895.851.671.500 261.315.913.643 1.157.167.585.144 0,08348 96.601.970.865 0,08344 96.554.557.194 8 1.407.739.412.358 422.304.323.707 985.435.088.650 261.315.913.643 1.246.751.002.294 0,05855 72.997.980.088 0,05852 72.957.034.684 9 1.548.513.353.593 464.536.506.078 1.083.976.847.515 261.315.913.643 1.345.292.761.159 0,04107 55.244.533.666 0,04104 55.209.674.184 10 1.703.364.688.953 510.991.906.686 1.192.372.782.267 261.315.913.643 1.453.688.695.910 0,02880 41.868.298.282 0,02878 41.838.944.830

464.222.783 -22.751.422

IRR = 42,58 % +

(

42,59% 42,58%

)

) 22.751.422 (

3 464.222.78

3 464.222.78

− ×

  



− −

BREAK EVEN POINT GAS HIDROGEN

DENGAN BAHAN BAKU CANGKANG KELAPA SAWIT

KAPASITAS PRODUKSI 46000 TON/TAHUN

-0,25 0 0,25 0,5 0,75 1 1,25 1,5 1,75

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

K ap as itas P ro d u ks i (% )

H

a

rg

a

(

T

ri

li

u

n

r

u

p

ia

h

)

B ia ya te ta p

B ia ya va ria be l

B ia ya produksi

P e njua la n

G a ris B E P 51,810%

Tabel. LE.14 Data Perhitungan Break Even Point (BEP)

% Kapasitas Biaya tetap Biaya variabel Biaya produksi Penjualan

0 0,780576436 0 0,780576436 0

10 0,780576436 0,002195689 0,782772125 0,152855635

20 0,780576436 0,004391378 0,784967814 0,30571127

30 0,780576436 0,006587067 0,787163503 0,458566904

40 0,780576436 0,008782756 0,789359192 0,611422539

50 0,780576436 0,010978444 0,791554881 0,764278174

60 0,780576436 0,013174133 0,79375057 0,917133809

70 0,780576436 0,015369822 0,795946259 1,069989444

80 0,780576436 0,017565511 0,798141948 1,222845079

90 0,780576436 0,0197612 0,800337636 1,375700713