Analisis Kelayakan Profitability Analisis

BEP = 45,92 d. Shut Down Point SDP SDP = 100 R 7 , V S R 3 , a a a a    = 27,19 Grafik BEP dan SDP pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate ditunjukkan oleh Gambar E.2 berikut. Gambar E.2 Grafik Analisis Ekonomi 2. Discounted Cash Flow Rate of Return DCFRR a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan: n = depresiasi value Salvage FCI  = 9,68 tahun = 10 tahun b. Nilai bunga interest, i dihitung dengan persamaan : 0.E+00 2.E+11 4.E+11 6.E+11 8.E+11 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 RP Kapasitas Produksi BEP Sale Total Cost Fixed Cost Variabel Cost FCI + WCI 1 + i n = {1 + i n-1 + 1+ i n-2 +…+1}.CF.WCI + SV Keterangan: FCI = Rp 177.102.551.742,13 WCI = Rp 31.253.391.483,91 CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi = Rp 75.531.442.038,47 SC = Salvage value Rp 0,00 Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest, i = 31,42 3. Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow DCF Diketahui data : - TCI = Rp 208.355.943.226,04 - Modal sendiri = 55 x TCI asumsi = 55 x Rp 208.355.943.226,04 = Rp 114.595.768.774,32 - Modal pinjaman = TCI – Modal sendiri = Rp 93.760.174.451,72 - TPC = Rp 342.323.847.198,36 - Depresiasi = Rp 18.290.591.699,87 - Harga produk = Rp 413.874.910.121,62 - Bunga Bank = 15 rata-rata dan dianggap tetap - Pajak = 20 - Usia pabrik = 10 tahun - Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70 - Tahun kedua sebesar 90 - Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100 - Masa konstruksi = 2 tahun a. Pada tahun -1 konstruksi tahun pertama Dikeluarkan biaya sebesar 55 TCI sebesar Rp 114.595.768.774,32 Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri. Modal sendiri = Rp 114.595.768.774,32 b. Pada tahun 0 akhir masa konstruksi Dikeluarkan biaya sebesar 45 TCI sebesar 93.760.174.451,72 Semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0 adalah : Hutang tahun 0 = Rp 93.760.174.451,72 Bunga Bank = 15 x Rp 93.760.174.451,72 = Rp 14.791.233.110,84 Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya. Perhitungan DCF Discounted Cash Flow selanjutnya ditunjukan pada Tabel E.12. Tahun : Tahun konstruksi dan tahun produksi Kapasitas : Persentase kapasitas produksi dari total produksi Hasil penjualan : Kapasitas produksi x total penjualan Biaya produksi : Kapasitas produksi x total production cost TPC Laba kotor : Hasil penjualan – biaya produksi Pajak : 20 Laba bersih : Laba kotor – pajak Depresiasi : Dari perhitungan investasi Net cash flow : Depresiasi + laba bersih Discounted net : Net cash flow discount factor Discounted factor : 11+i n Investasi : Total pengeluaran tahun -1, dan 0. Modal sendiri : 55 x TCI Cumulatif Cashflow : cash flow n + cumulative cash flow n-1 Tabel E.12 Discounted Cash Flow Pabrik Urea Formaldehid Kapasitas 28.000 tontahun Tahun ke- Kapasitas Produksi Hasil Penjualan Biaya Produksi Laba Depresiasi Net Cash Flow Laba Kotor Pajak Laba bersih -1 1 70 289.712.437.085 239.626.693.039 50.085.744.046 10.017.148.809 40.068.595.237 18.290.591.700 58.359.186.937 2 90 372.487.419.109 308.091.462.479 64.395.956.631 12.879.191.326 51.516.765.305 18.290.591.700 69.807.357.005 3 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 4 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 5 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 6 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 7 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 8 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 9 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 10 100 413.874.910.122 342.323.847.198 71.551.062.923 14.310.212.585 57.240.850.339 18.290.591.700 75.531.442.038 E .32 Tabel E.12 Lanjutan Cumulative Cash Flow Trial for i =10 Trial for i = 31,42 Net Present Value Total Investasi Discount Factor Present Value Discount Factor Present Value 114.595.768.774 114.595.768.774 208.355.943.226 208.355.943.226 208.355.943.226 31,4223 208.355.943.226 149.996.756.289 0,9091 149.996.756.289 0,7609 44.405.841.974 44.405.841.974 80.189.399.285 0,8264 57.692.030.582 0,5790 40.416.895.200 84.822.737.174 4.657.957.246 0,7513 56.747.890.337 0,4405 33.275.179.398 118.097.916.572 70.873.484.792 0,6830 51.588.991.215 0,3352 25.319.275.945 143.417.192.517 146.404.926.831 0,6209 46.899.082.923 0,2551 19.265.583.116 162.682.775.633 221.936.368.869 0,5645 42.635.529.930 0,1941 14.659.293.323 177.342.068.956 297.467.810.908 0,5132 38.759.572.664 0,1477 11.154.340.849 188.496.409.805 372.999.252.946 0,4665 35.235.975.149 0,1124 8.487.402.293 196.983.812.098 448.530.694.985 0,4241 32.032.704.681 0,0855 6.458.113.363 203.441.925.461 524.062.137.023 0,3855 29.120.640.619 0,0651 4.914.015.710 208.355.941.171 82.236.050.189 208.355.941.171 E .33 Tabel E.12 Lanjutan Modal Sendiri Pinjaman Bunga Pinjaman Total Pinjaman Pengembalian Hutang 114.595.768.774 - - - - 93.760.174.452 14.064.026.168 107.824.200.619 - 107.824.200.619 16.173.630.093 123.997.830.712 40.068.595.237 83.929.235.475 12.589.385.321 96.518.620.797 96.518.620.797 - - - LAMPIRAN F PERANCANGAN LONG TUBE VERTICAL VAPORIZER VP – 201 TUGAS KHUSUS Fungsi : Untuk menguapkan metanol liquid menjadi metanol dalam fasa uap. Kondisi operasi :  T F = 30 o C = 303 K  T operasi = 240 o C = 319 K  P permukaan uap = 1 atm Geankoplis,1983 A.2-9 Tipe : Long Tube Vertical Vaporizer dengan head berbentuk Flanged and standard dished head. Alasan Pemilihan :  Jenis ini selain untuk tujuan konsentrasi larutan juga cocok untuk tujuan membangkitkan uap vapor generation Hewitt,2000.  Long tube vaporizer harganya murah serta pengoperasian dan pembersihannya lebih mudah Perry’s, 1λ8λμ11-109.  Flanged and standard dished head cocok digunakan pada tekanan permukaan 1 atm Brownell Young,1959.  Luas perpindahan panasnya besar sehingga dapat menguapkan sejumlah besar fluida.  Long Tube Vertical Vaporizer memiliki small floor space dan low holdup Perry’s, 1λ8λ.  Long Tube Vertical Vaporizer membutuhkan waktu yang lebih lama untuk proses pembentukan kerak dibandingkan dengan Short Tube Vertical Vaporizer Banchero, 1955. Ukuran tube pada Long tube vertical vaporizer pada umumnya 1,25 - 2 in OD dan panjang 12 - 24 in Kern,1988 Hal.404. Waktu tinggal Long tube vertical vaporizer 5 - 10 menit Ulrich,1984. Article XXXIII. Perhitungan Neraca Massa Gambar :

S, T

S1 T S2 1 2

F, L, T

F

V, T

v Gambar F-1 Aliran pada Vaporizer VP-201 Data operasi: F = 1384,13 kgjam T F = 30 o C T S1 = 300 o C Keterangan : - Aliran 1 : Aliran metanol liquid dari TP-102 menuju VP-201 - Aliran 2 : Aliran uap metanol menuju RE-301

3. Komposisi Input VP

– 201 CH 3 OH = 1382,7 kgjam H 2 O = 1,38 kgjam Total = 1384,13 kgjam Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair.

4. Komposisi output VP

– 201 CH 3 OH = 1382,7 kgjam H 2 O = 1,38 kgjam Total = 1384,13 kgjam Pada komposisi output berada dalam fase uap. Tabel F.1. Neraca Massa di Vaporizer VP – 201 KOMPONEN Input Kgjam Output Kgjam Aliran 1 Aliran 2 CH 3 OH 1382,75 1382,75 H 2 O 1,38 1,38 Total 1384,13 1384,13 Article XXXIV. Dari perhitungan neraca panas Panas Aliran Umpan Masuk aliran 1 Q umpan = m  363,15 298,15 dT Cp Tref = 298,15 K T = 303,15 K Tabel F.2 Panas aliran masuk Vaporizer VP-201 Komponen kgjam ſC P dT kJkmol ∆H 1 kJjam Panas Aliran Keluar  Panas aliran liquid keluar aliran 5 Q produk = m  513,15 298,15 dT Cp Tref = 298,15 K T = 513,15 K Tabel F.3 Panas aliran keluar Vaporizer VP-201 Kebutuhan steam ∆H steam = ∆H 2 - ∆H 1 = 484798.7334 - 17322.5643 = 467476.1691 kJjam Data steam pada T = 273.15+300 o C = 573.15 K dan P = 8581 kPa : H l = 1344 kJkg H v = 2749 kJkg s = H v – H l = 2749 – 1344= 1405 kJkg CH 3 OH 1382,75 400.7148235 17293.63975 H 2 O 1,38 377.4863816 28.92455339 Total 1384,13 17322.5643 Komponen kgjam ſC P dT kJkmol ∆H 2 kJjam CH 3 OH 1382,75 11220.25118 484232.1031 H 2 O 1,38 7394.93588 566.6302895 Total 1384,13 484798.7334 Maka massa steam:  Panas steam masuk ∆H steam in ∆H steam in = W s x H v = 332.723252 kgjam . 2749 kJkg = 914656.2198 kJjam  Panas steam keluar ∆H steam out ∆H steam out = W s x H l = 332.723252 kgjam . 1344 kJkg = 447180.0507 kJjam Tabel F.4 Neraca Energi Vaporizer Komponen Aliran Input kJjam Aliran Output kJjam ∆H 1 ∆H steam in ∆H 2 ∆H steam out CH 3 O H 17293.6397 5 0,000 484232.103 1 0,000 H 2 O 28.9245533 9 566.630289 5 Steam 0,000 914656.219 8 0,000 447180.050 7 Sub Total 17322.5643 914656.219 8 484798.7334 447180.050 7 Total 931978.7841 931978.7841 Article XXXV. Pemilihan tube Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range U D untuk Long Tube Vertical Vaporizer sebesar 200 – 700 Btujam.ft 2 . o F . Diambil U D = 200 Btujam.ft 2 . o F Fluida panas shell T in = 300 o C T