PRARANCANGAN PABRIK ISOPROPANOLAMIN DARI PROPILEN OKSIDA DAN AMONIAK KAPASITAS 15.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (DC-301))

(1)

ABSTRAK

PRARANCANGAN PABRIK ISOPROPANOLAMIN DARI PROPILEN OKSIDA DAN AMONIAK

KAPASITAS 15.000 TON/TAHUN (Perancangan Menara Distilasi (DC-301))

Oleh

ARISANTI EVA WARDANI

Pabrik isopropanolamin berbahan baku propilen oksida dan amoniak, akan didirikan di Tanjung Siapi-api, Palembang, Sumatera Selatan. Pabrik ini berdiri dengan mempertimbangkan ketersediaan bahan baku, sarana transportasi yang memadai, tenaga kerja yang mudah didapatkan dan kondisi lingkungan.

Pabrik direncanakan memproduksi isopropanolamin sebanyak 15.000 ton/tahun, dengan waktu operasi 24 jam/hari, 330 hari/tahun. Bahan baku yang digunakan adalah propilen oksida sebanyak 1746,11 kg/jam dan amoniak sebanyak 2944,534 kg/jam.

Jumlah karyawan sebanyak 143 orang dengan bentuk perusahaan adalah Perseroan Terbatas (PT) menggunakan struktur organisasi line dan staff.

Dari analisis ekonomi diperoleh:

Fixed Capital Investment (FCI) = Rp 240,590,020,360,- Working Capital Investment (WCI) = Rp 42,457,062,416,- Total Capital Investment (TCI) = Rp 283,047,082,776,- Break Even Point (BEP) = 55%

Shut Down Point (SDP) = 25,11% Pay Out Time after Taxes (POT)a = 2,63 tahun

Return on Investment after Taxes (ROI)a = 23,75 %

Internal Rate Return (IRR) = 29,17%

Annual Net Profit (Pa) = Rp 67,247,410,190/tahun

(2)

ABSTRACT

PRADESIGN OF ISOPROPANOLAMINE PLANT FROM PROPYLENE OXIDE AND AMMONIA

CAPACITY 15.000 TONS/YEAR plant is established by considering availability of raw materials, transportation facilities, readily available labor and environmental conditions.

Capacity of the plant is 15.000 tons/year operating 24 hour/day and 330 working days/ year. The plant required 1746,11kg/hr propylene oxide and 2944,534 kg/hr ammonia.

Quantity of labor is around 143 people. The plant is managed as a Limited Liability Company (PT), which is headed by a Director who is assisted by a Director of Production and Director of Finance. The company is organized in the form of line and staff structure. From analysis of the plant economy is obtained: Fixed Capital Investment (FCI) = Rp 240,590,020,360,-

Working Capital Investment (WCI) = Rp 42,457,062,416,- Total Capital Investment (TCI) = Rp 283,047,082,776,- Break Even Point (BEP) = 55%

Shut Down Point (SDP) = 25,11% Pay Out Time after Taxes (POT)a = 2,63 year

Return on Investment after Taxes (ROI)a = 23,75 %

Internal Rate Return (IRR) = 29,17%

Annual Net Profit (Pa) = Rp 67,247,410,190/year

(3)

PRARANCANGAN PABRIK ISOPROPANOLAMIN DARI

PROPILEN OKSIDA DAN AMONIAK KAPASITAS 15.000

TON/TAHUN

(Perancangan Menara Distilasi (DC-301))

Oleh

ARISANTI EVA WARDANI

(Skripsi)

Sebagai salah satu syarat untuk mencapai gelar Sarjana Teknik

Pada

Jurusan Teknik Kimia

Fakultas Teknik Universitas Lampung

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS LAMPUNG

(4)

(5)

(6)

(7)

RIWAYAT HIDUP

Penulis dilahirkan di Nambah Dadi pada tanggal 26 Januari 1990, sebagai anak keenam dari enam bersaudara, dari pasangan Bapak Kijan dan Ibu Kasem.

Penulis telah menyelesaikan pendidikan sebelumnya di TK PKK pada tahun 1996, Sekolah Dasar (SD) di SD N 1 Nambah Dadi pada tahun 2002, Sekolah Lanjut Tingkat Pertama (SLTP) di SLTP Kristen 2 Terbanggi Besar pada tahun 2005 dan Sekolah Menengah Atas (SMA) di SMA N 1 Terbanggi Besar padatahun 2008.

Pada tahun 2008, penulis terdaftar sebagai Mahasiswa Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Lampung melalui jalur SNMPTN. Selama menjadi mahasiswa, penulis aktif dalam organisasi kemahasiswaan yaitu, Himpunan Mahasiswa Teknik Kimia (HIMATEMIA) FT Unila sebagai Bendahara Umum Periode 2010-2011 dan Badan Eksekutif Mahasiswa (BEM) FT Unila sebagai Staf Internal Periode 2011-2012.

(8)

(9)

Sebuah Karya kecilku....

Dengan segenap hati kupersembahkan tugas akhir ini kepada:

Allah SWT,

Atas kehendak-Nya semua ini ada

Atas rahmat-Nya semua ini aku dapatkan

Atas kekuatan dari-Nya aku bisa bertahan.

Orang tuaku sebagai tanda baktiku, terima kasih atas segalanya,

doa, kasih sayang, pengorbanan, dan keikhlasannya.

Ini hanyalah setitik balasan yang tidak bisa dibandingkan dengan berjuta-juta

pengorbanan dan kasih sayang

yang tidak pernah berakhir.

Kakak-kakak ku atas segalanya, kasih sayang dan doa.

Guru-guruku sebagai tanda hormatku,

terima kasih atas ilmu yang telah diberikan.

(10)

MOTTO

Karena sesungguhnya sesudah kesulitan itu ada kemudahan.

Sesungguhmya sesudah kesulitan itu ada kemudahan.

(Al-insyirah :5-6)

Belajarlah memenangkan diri, karena sejatinya setiap hal dan usaha

(11)

SANWACANA

Puji dan syukur penulis panjatkan kepada Allah SWT, atas karunia dan rahmatNya sehingga tugas akhir ini dapat diselesaikan. Tugas akhir dengan judul “Prarancangan Pabrik Isopropanolamin dari Propilen Okisda dan Amoniak

dengan Kapasitas 15000 Ton/Tahun” dapat diselesaikan dengan baik. Tugas akhir ini disusun dalam rangka memenuhi salah satu syarat guna memperoleh derajat kesarjanaan (S-1) di Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Lampung.

Penyusunan tugas akhir ini tidak lepas dari bantuan dan dukungan dari beberapa pihak. Oleh karena itu penulis mengucapkan terima kasih kepada:

1. Bapak Prof. Dr. Suharno, B.Sc., M.S., M.Sc. Ph.D. selaku Dekan Fakultas Teknik Universitas Lampung.

2. Bapak Ir. Azhar, M.T. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia Universitas Lampung

3. Bapak Edwin Azwar, S.T., P.GD. M.T.A., Ph.D., selaku dosen pembimbing I, yang telah memberikan pengarahan, masukan, bimbingan, kritik dan saran selama penyelesaian tugas akhir.

4. Ibu Sri Ismiyati Damayanti, S.T., M. Eng., selaku Dosen Pembimbing II, atas ilmu, saran, masukan dan pengertiannya dalam penyelesaian tugas akhir. Semoga ilmu bermanfaat yang diberikan dapat berguna dikemudian hari. 5. Ibu Dr. Lilis Hermida, S.T., M. Sc., selaku Dosen Penguji I yang telah

(12)

6. Ibu Lia Lismeri, S.T., M.T, selaku Dosen Penguji II yang telah memberikan saran dan kritik, juga selaku dosen atas semua ilmu yang telah penulis dapatkan.

7. Seluruh Dosen Teknik Kimia Universitas Lampung, atas semua ilmu dan bekal masa depan yang akan selalu bermanfaat.

8. Keluargaku tercinta, Bapak dan Ibu, atas pengorbanan, doa, cinta dan kasih sayang yang selalu mengiringi disetiap langkahku. Kakak–kakak ku dan adikku Reni atas kasih sayang, doa, dukungan, kepercayaan, ketulusan, bantuan dan semangat.

9. Adelina, selaku rekan seperjuangan dalam suka dan duka yang telah membantu penulis dalam penyelesaian Laporan Tugas Akhir.

10. Sahabat terbaik Iffah Fitria, Lisa Febriyanti, Yuniar, Andani atas motivasi, doa, dukungan dan segala semangatnya yang telah mengiringi perjalanan kuliah penulis dalam suka dan duka.

11. Teman-teman angktan 2008 di Teknik Kimia Reo, Oky, Arjun, Monika, Ayu, Echa, Rizka, Ajid, Dedi, Anis, Ella, Wirna, Ayi, Rido, Alex, Kris, Hendro, Yuli, Nina, Harry, Santika, Mella, Fuzie, Adon, Irawan. Terima kasih atas bantuan semangatnya selama penulismenyelesaikan tugas akhir ini dan persaudaraannya dari awal kuliah sampai saat ini. Sukses untuk kita semua. 12. Kakak tingkat dan adek tingkat yang telah membantu penulis meyelesaikan

tugas akhir ini.

(13)

14. Semua pihak yang telah membantu dalam penyusunan tugas akhir ini.

Penulis berharap agar skripsi ini dapat diterima dan bermanfaat bagi perkembangan ilmu pengetahuan.

Bandar Lampung, 15 April 2015 Penulis,

(14)

iii III. SPESIFIKASI BAHAN DAN PRODUK A. Bahan Baku ... 38

B. Produk ... 39

IV. NERACA MASSA DAN ENERGI A. Neraca Massa ... 41

B. Neraca Energi ... 50

V. SPESIFIKASI PERALATAN A. Peralatan Proses ... 55

B. Peralatan Utilitas ... 76

VI. UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH A. Unit Pendukung Proses ... 101

B. Pengolahan Limbah ... 122

C. Laboratorium ... 123

D. Instumentasi Dan Pengendalian Proses ... 127

(15)

iv

B. Tata Letak Pabrik ... 133

C. Prakiraan Areal Lingkungan ... 134

VIII. SISTEM MANAJEMEN DAN ORGANISASI PERUSAHAAN A. Bentuk Perusahaan ... 139

B. Struktur Organiasi Perusahaan ... 142

C. Tugas dan Wewenang... 145

D. Status Karyawan dan Sistem Penggajian ... 153

E. Pembagian Jam Kerja Karyawan ... 154

F. Penggolongan Jabatan dan Jumlah Karyawan ... 156

G. Kesejahteraan Karyawan ... 161

IX. INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI A. Investasi ... 164

B. Evaluasi Ekonomi ... 169

C. Angsuran Pinjaman ... 172

D. Discounted Cash Flow ... 172

X. KESIMPULAN DAN SARAN A. Kesimpulan ... 174

B. Saran ... 174 DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI LAMPIRAN C SPESIFIKASI PERALATAN

LAMPIRAN D UTILITAS

(16)

v

DAFTAR TABEL

Tabel Halaman

1.1 Data Kebutuhan Isopropanolamin di Indonesia ... 3

2.1 Harga Bahan Baku dan Produk ... 10

4.1 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa MP 101 ... 41

4.2 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa Reaktor (RE-201) ... 42

4.3 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa Reaktor (RE-202) ... 43

4.4 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa SP 201 ... 44

4.5 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa Menara Distilasi 1 (DC-301) ... 45

4.6 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa Kondenser (CD-301) ... 45

4.7 Data Hasil Perhitungan Neraca Massa Reboiler (RE-301) ... 46

4.14 Neraca Energi HE-101 ... 50

4.15 Neraca Energi CO-101 ... 51

4.16 Neraca Energi HE-201 ... 51

4.17 Neraca Energi CO-301 ... 51

(17)

vi

5.1 Spesifikasi Tangki Amoniak (ST-101) ... 55

5.2 Spesifikasi Centrifugal Fan (FA – 01)... 55

5.3 Spesifikasi Tangki Propilen Oksida (ST-102) ... 56

5.4 Spesifikasi Pompa (PP – 02) ... 56

5.5 Spesifikasi Cooler (CO-101) ... 57

5.6 Spesifikasi Heater (HE-101) ... 58

5.7 Spesifikasi Reaktor (RE-201) ... 59

5.8 Spesifikasi Pompa (PP –03) ... 59

5.9 Spesifikasi Reaktor (RE-202) ... 60

5.10 Spesifikasi Pompa (PP-04) ... 61

5.11 Spesifikasi Heater (HE-201) ... 61

5.13 Spesifikasi Menara Distilasi (DC-301) ... 62

5.14 Spesifikasi Reboiler (RB-301) ... 63

5.15 Spesifikasi Kondensor (CD-301) ... 64

5.16 Spesifikasi Accumulator (AC-301) ... 64

(18)

vii

5.33 Spesifikasi Tangki Diisopropanolamin (ST-302) ... 74

5.35 Spesifikasi Tangki Triisopropanolamin (ST-303) ... 76

5.36 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-101) ... 76

5.37 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-101) ... 77

5.38 Spesifikasi Tangki Penampungan Larutan Alum (TP-101) ... 77

5.39 Spesifikasi Tangki Penampungan Larutan Klorin (TP-102) ... 78

5.40 Spesifikasi Tangki Penampungan Larutan NaOH (TP-103) ... 78

5.41 Spesifikasi Clarifier (CL-101) ... 79

5.42. Spesifikasi Sand Filter (SF-101) ... 79

5.43 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Air Filter (TP-104) ... 80

5.44 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Air Domestik (DOWT-104) ... 81

5.45 Spesifikasi Hot Basin (HB-101) ... 81

5.46 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) ... 82

5.47 Spesifikasi Tangki Dispersan (TP-202) ... 82

5.48 Spesifikasi Tangki Cooling Tower (CT-101) ... 83

5.49 Spesifikasi Cold Basin (CB-101) ... 83

5.50 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (SCT-301) ... 84

5.51 Spesifikasi Tangki Larutan Asam Sulfat (TP-302) ... 84

5.52 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-101) ... 85

5.53 Spesifikasi Anion Exchanger (AE-101) ... 86

5.54 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-303) ... 86

5.55 Spesifikasi Deaerator (DA-01) ... 87

5.56 Spesifikasi Pompa Utilitas (PU-01) ... 87

(19)

viii

5.71 Spesifikasi Tangki Bahan Baku Generator (TB-101) ... 96

5.72 Spesifikasi Boiler (B0-101)... 97

5.73 Spesifikasi Compressor (CP-401) ... 97

5.74 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Brine (TP-401)... 97

5.76 Spesifikasi Pompa Utilitas (PU-16-17) ... 98

5.77 Spesifikasi Centrifugal (CF-101) ... 99

5.78 Spesifikasi Compressor (AC-501) ... 99

5.79 Spesifikasi Compressor (AC-101) ... 99

5.80 Spesifikasi Expander (EV-101) ... 100

6.1 Kebutuhan Air Pabrik ... 102

6.2 Peralatan yang Membutuhkan Air Pendingin ... 114

6.3 Peralatan yang Membutuhkan Steam ... 119

6.4 Tingkat Kebutuhan Informasi dan Sistem Pengendalian ... 128

6.5 Pengendalian Variabel Utama Proses ... 129

7.1 Perincian Luas Area Pabrik Isopropanolamin... 134

8.1 Jadwal Kerja Masing-Masing Regu ... 156

8.2 Perincian Tingkat Pendidikan ... 157

(20)

ix

8.4 Perincian Jumlah Karyawan Berdasarkan Jabatan ... 159

9.1 Fixed Capital Investment ... 165

9.2 Manufacturing cost ... 166

9.3 General Expenses ... 167

9.4 Biaya Administratif ... 168

9.5 Minimum Acceptable Present Return Of Investment ... 169

9.6 Acceptable Payout Time Untuk Tingkat Resiko Pabrik ... 170

(21)

DAFTAR GAMBAR

Gambar Halaman

1.1. Jumlah Impor Isopropanolamin di Indonesia Setiap Tahun ... 4

2.1. Diagram Alir Proses ... 37

4.1. Mix Point 1 (MP-101) ... 41

4.2. Reaktor 1 (RE-201) ... 42

4.3. Reaktor 2 (RE-202) ... 43

4.4. Split Point (SP-201) ... 44

4.5. Menara Distilasi 1 (DC-301) ... 44

6.1. Diagram Alir Pengolahan Air ... 102

6.2. Cooling Tower ... 110

6.3. Diagram Cooling Water Sistem ... 111

6.4. Deaerator ... 120

7.1. Peta Pulau Sumatera ... 135

7.2. Lokasi Pabrik ... 136

7.3. Tata Letak Pabrik dan Fasilitas Pendukung ... 137

7.4. Tata Letak Alat Proses ... 138

8.1. Struktur Organisasi Perusahaan ... 144

9.1. Grafik BEP dan SDP ... 171

(22)

BAB I

PENDAHULUAN

A. Latar Belakang

Pada saat ini Indonesia sedang mengalami perkembangan di berbagai bidang industri. Salah satu industri yang banyak berkembang adalah industri bahan kimia. Namun ketergantungan impor luar negeri masih lebih besar dibandingkan ekspornya. Indonesia masih banyak mengimpor bahan baku atau produk industri kimia dari luar negeri. Salah satunya adalah isopropanolamin yang merupakan bahan intermediet yang terdiri dari Monoisopropalamin (MIPA), Diisopropalamin (DIPA), Triisopropalamin (TIPA) yang memiliki fungsi penting, baik sebagai bahan baku maupun sebagai bahan penunjang.

Isopropanolamin banyak digunakan untuk keperluan rumah tangga maupun kebutuhan industri, diantaranya :

1. Surfaktan

(23)

2

2. Reaksi antara isopropanolamin dengan asam lemak pada suhu kamar membentuk isopropanolamin soap yang banyak ditemukan didalam kosmetik, pelitur, tekstil, produk-produk untuk tanaman, pembersih, metalworking fluid, dan farmasi.

3. Garam-garam dari isopropanolamin dan asam anorganik penting sebagai bahan kimia intermediet dan juga digunakan sebagai bahan pencegah/penghambat korosi, antistatic agent, pelapisan kaca, electroplating, tinta, metalworking.

4. Refinery gas

5. Monoisopropalamin (MIPA) dan triisopropalamin (TIPA) banyak digunakan dalam pemurnian gas karena kemampuannya dalam menyerap CO2, H2S dan kandungan asam yang lain.

6. TIPA berkonsentrasi rendah digunakan sebagai bahan tambahan dalam klinker semen untuk meningkatkan efisiensi grinding mill.

(Othmer,1999)

(24)

3

isopropanolamin dari negara tetangga, sehingga pendirian pabrik isopropanolamin ini diharapkan mampu mengantisipasi permintaan dalam dan luar negeri. Sehubungan dengan hal-hal tersebut, maka sangat tepat apabila di Indonesia didirikan pabrik isopropanolamin dengan tujuan untuk memenuhi kebutuhan isopropanolamin dalam negeri, mengurangi ketergantungan impor dan membuka lapangan kerja baru untuk mengurangi jumlah pengangguran di Indonesia.

B. Kapasitas Perancangan

Analisis pasar dilakukan berdasarkan kebutuhan isopropanolamin yang diperoleh dari data nilai ekspor-impor isopropanolamin setiap tahun dari BPS

(Badan Pusat Statistik) Indonesia.

Tabel 1. Data kebutuhan isopropanolamin di Indonesia

No. Tahun Impor (ton) Ekspor (ton) Kebutuhan isopropanolamin (ton) 1 2008 6307,63 100,01 6.207,62

2 2009 10366,79 1745,63 8.621,16

3 2010 10854,16 1812,23 9041,93

4 2011 9519,58 178,94 9.340,64

5 2012 10938,86 206,18 10.732,68

6 2013 13549,19 1557,74 11.991,45

(25)

4

Gambar 1. Jumlah impor isopropanolamin di Indonesia setiap tahun

Persamaan garis hasil regresi linier yang diperoleh adalah sebagai berikut: y = 379,2x + 7.995 ……..(1) Pada tahun 2020 saat pembuatan pabrik isopropanolamin, diperkirakan impor sebanyak (ton/tahun) = 379,2 (13) + 7.995

= 12.924,6

Sehingga untuk mencukupi kebutuhan isopropanolamin di Indonesia pada tahun ke-13 yaitu tahun 2020 dengan kapasitas kebutuhan di Indonesia sebesar 13.000 ton/tahun. Maka pra rancangan pabrik isopropalamin berkapasitas 15.000 ton/tahun untuk memenuhi kebutuhan di Indonesia dan sisanya dapat diekspor.

(26)

5

C. Lokasi Pabrik

Untuk menentukan lokasi pendirian suatu pabrik, perlu diperhatikan beberapa pertimbangan yang menentukan keberhasilan dan kelangsungan kegiatan industri pabrik tersebut, baik produksi maupun distribusinya. Oleh karena itu pemilihan lokasi pabrik harus memiliki pertimbangan tentang biaya distribusi dan biaya produksi yang minimum agar pabrik dapat terus beroperasi dengan keuntungan yang maksimal. Faktor-faktor lain selain biaya yang perlu dipertimbangkan dalam menentukan lokasi pabrik adalah diantaranya adalah ketersediaan bahan baku,letak dan sarana transportasi, utilitas, tersedianya tenaga kerja dan karakterisasi lokasi. Berdasarkan pertimbangan di atas, maka lokasi pabrik isopropanolamin dipilih di daerah Palembang, Sumatera Selatan dengan pertimbangan sebagai berikut:

1. Penyediaan bahan baku

(27)

6

Dilihat dari segi bahan baku, maka pemilihan lokasi di daerah Palembang, Sumatera Selatan adalah tepat karena dekat dengan sumber bahan baku. 2. Letak dan Sarana Transportasi

Lokasi pabrik dekat dengan penghasil bahan baku isopropanolamin yaitu amoniak serta mudah dalam pengadaan bahan baku propilen oksida yang diimpor dari Singapura karena pabrik yang dirancang akan didirikan dekat dengan Sungai Musi yang merupakan salah satu jalur transportasi yaitu dengan jalan pengkapalan sehingga mempermudah pemasokan bahan baku dan pemasaran produk baik untuk dalam negeri maupun luar negeri (ekspor). Transportasi lewat darat juga dapat dilakukan dengan mudah. Telekomunikasi di Palembang cukup baik dan berjalan dengan lancar.. 3. Unit Pendukung (Utilitas)

Utilitas yang dibutuhkan adalah tenaga listrik, air dan udara. Kebutuhan tenaga listrik didapat dari generator pembangkit tenaga listrik yang dibangun sendiri. Air dapat diambil dari air Sungai Musi dan air tanah. Bahan bakar untuk generator dan boiler dapat diperoleh dari Pertamina sebagai pemasok bahan bakar solar.

4. Tenaga Kerja

(28)

7

5. Karakterisasi lokasi

(29)

BAB III

SPESIFIKASI BAHAN BAKU DAN PRODUK

A. Spesifikasi Bahan Baku 1. Amoniak

 Rumus Molekul : NH3

 Wujud : Gas

 Berat Molekul : 17.03 g/gmol

 Titik Leleh : -77.76 o_C

 Titik Didih (1 atm) : -33.35 oC

(Perry, 1997)

 Temperatur Kritis : 132 °C

 Spesific gravity : 0.639

 Batas eksplosif di udara : 16 - 25 % vol (650 ˚C)

 Batas eksplosif di oksigen : 15 - 79 % vol (650 ˚C)

(Othmer, 1999) 2. Propilen Oksida

 Rumus Molekul : C3H6O

 Wujud : cair

 Specific gravity : 0.829

(Perry, 1997)

(30)

39

 Titik lebur (1 atm) : -111.93 oC

 Temperatur kritis : 209.1 o_C

(Othmer, 1999)

3. Air

 Rumus Molekul : H2O

 Wujud : cair

 Titik didih (1 atm) : 100 oC

 Titik lebur (1 atm) : 0 oC

 Temperatur kritis : 374 o_C

(Perry, 1997)

B. Spesifikasi Produk

1. Monoisopropanolamin

 Rumus Molekul : C3H9NO

 Wujud : cair

 Warna : tidak berwarna

 Berat Molekul : 75 g/gmol

 Specific gravity : 0,96

 Titik Leleh : 2 °C

 Titik Didih (1 atm) : 159 °C

(31)

40

2. Diisopropanolamin

 Rumus Molekul : C6H15NO2

 Wujud : cair

(Perry, 1997) 3. Triisopropanolamin

 Rumus Molekul : C9H21NO3

 Wujud : cair

(32)

BAB X

SIMPULAN DAN SARAN

A. Simpulan

Berdasarkan hasil analisis ekonomi yang telah dilakukan terhadap Prarancangan Pabrik Isopropanolamin dengan kapasitas 15.000 ton per tahun dapat diambil kesimpulan sebagai berikut:

1. Percent Return on Investment (ROI) sesudah pajak sebesar 23,75%. 2. Pay Out Time (POT) sesudah pajak 2,63 tahun.

3. Break Even Point (BEP) sebesar 55% dan Shut Down Point (SDP) sebesar 25,11%, yakni batasan kapasitas produksi sehingga pabrik harus berhenti berproduksi karena merugi.

4. Interest Rate of Return (IRR) sebesar 29,17%, lebih besar dari suku bunga bank saat ini, sehingga investor akan lebih memilih untuk menanamkan modalnya ke pabrik ini daripada ke bank.

B. Saran

(33)

DAFTAR PUSTAKA

Anonim, 1972, Continuous Process for preparing Monoalkanolamine from Ammonia and Alkylene Oxide, United States Patent, USA

Anonim, 2013, equipment Cost, www.matche.com (Accessed 18 Januari 2015) Aries, R.S., Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,

McGraw-Hill Book Company, New York

BASF Company, 2005, BASF’s New Isopropanolamine Plant Started Up,

www.basf.com (Accessed 16 April 2014)

Brown.G.George., 1950, Unit Operation 6ed, Wiley&Sons, USA.

Brownell, L.E., Young, E.H., 1959, Process Equipment Design Vessel Design, Michigan

Coulson, J.M., and Richardson, J.F., 1989, An Introduction to Chemical Engineering, Allyn and Bacon Inc., Massachusets

Evans, F.L., 1980, “Equipment Design Handbook”, Vol. 1, 2nd ed., Gulf Publishing Co., Houston.

Fogler.A.H.Scott, 1999, Elements of Chemical Reaction Engineering, Prentice Hall International Inc, New Jersey.

Geankoplis, C.J., 2003, Transport Processes and Unit Operations, 4nd_ed.,

Prentice-Hall International, Tokyo

Himmeblau.David., 1996, Basic Principles and Calculation in Chemical Engineering, Prentice Hall Inc, New Jersey.

Huang, et.al., 2001, Reaction Kinetics of Isopropanolamine Preparation in Ammonia System, Journal of Nanjing University of Technology, Nanjing

(34)

Kirk, R.E., Othmer, V.R., 1999, Encyclopedia of Chemical Technology, John Wiley & Sons Inc., New York

Ludwig, E.E., 1965, Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, volume 1, Gulf Publishing Company, Houston

Megyesy.E.F., 1983, Pressure Vessel Handbook, Pressure Vessel Handbook Publishing Inc, USA.

Nanjing Hongbaoli Co.Ltd, 2007, Products and Services, www.hongbaoli.com

(Accessed 16 March 2014)

Perry, R.H., Green, D., 1997, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th_ed.,

McGraw Hill Companies Inc., USA.

Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., West, R.E., 2003, Plant Design and Economics for Chemical Engineers, 5th ed., Mc-Graw Hill, New York.

Powell, S.T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st_{ed., McGraw-Hill Book}

Company, Inc., New York.

PT. Pupuk Sriwidjaja Palembang, 2010, Publikasi Berita, www.pusri .co.id (Accessed 16 May 2014)

Rase, H.F., Holmes, J.R., 1977, Chemical Reactor Design for Process Plant, vol 2 : Principles and Techniques, John Wiley & Sons Inc., Kanada

Smith, J.M., Van Ness, H.C., Abbott, M.M., 2001, Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th_{ed, McGraw-Hill Book Company, Inc.,}

New York.

Ullmann’s, 1999, Encyclopedia of Industrial Chemistry, vol.A11, VCH Verlagsgesellschaft, Weinheim

Ullrich, G.D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics, John Wiley & Sons, New York.

(35)

37

BAB II

DESKRIPSI PROSES

A. Macam-macam Proses Pembuatan Isopropanolamin

Secara umum, isopropanolamin dapat diproduksi melalui beberapa proses, yaitu:

1. Proses aqueous

Prosedur aqueous phase merupakan proses pembuatan isopropanolamin yang ekonomis dan paling aman. Proses ini tanpa menggunakan katalis, namun menggunakan air yang cukup banyak. Reaksi dijalankan pada temperatur 32°C dan tekanan 1 atm dengan rasio mol amoniak : propilen oksida = 5 : 1. Reaksi yang terjadi adalah:

NH3(l) + C3H6O(l) → C3H9NO(l)

(Amoniak) (PO) (MIPA)

C3H9NO(l) + C3H6O(l) → C6H15NO2(l)

(MIPA) (PO) (DIPA)

C6H15NO2(l) + C3H6O(l) → C9H21NO3(l)

(36)

9

Konversi terhadap propilen oksida adalah sebesar 98,8%, dan distribusi produk yang dihasilkan yaitu monoisopropanolamin 49,3%, diisopropanolamin 45,5%, dan triisopropanolamin 5,2%.

(Huang et.al., 2001) 2. Proses anhydrous

Propilen oksida direaksikan dengan ammonia dalam fase cair dengan rasio molar 1:10 sampai 1:80 pada tekanan 40 atm sampai 200 atm dan pada temperatur antara 20°C sampai 250°C. Kondisi operasi yang disarankan dalam proses anhydrous ini adalah pada tekanan 110 atm dan temperatur 150°C, dengan rasio molar propilen oksida dan ammonia 1:40. Konversi propilen oksida sebesar 95%. amoniak dan propilen oksida dalam storage tank dipompa ke dalam mixer untuk dicampur, kemudian dipompa menuju preheater untuk dipanaskan dari 35°C menjadi 75°C. Campuran ini kemudian diumpankan ke dalam reaktor yang berisi katalis cation exchange resin. Keluaran reaktor yang berisi campuran monoisopropanolamin, diisopropanolamin, triisopropanolamin, dan amoniak yang tidak bereaksi diumpankan ke dalam menara distilasi untuk dipisahkan.

(37)

10

B. Pemilihan Proses

1. Berdasarkan Tinjauan Ekonomi Tabel 2.1. Harga bahan baku dan produk

Bahan Harga dalam $ Harga dalam Rp.

PO(l) (Propilen Oksida) 1.702,00/ton 26.989.914,00 /ton

NH3(l) (Amoniak) 385,81/ton 4.728.873,17 /ton

MIPA(l)(Monoisopropalamin) 4.000,00/ton 49.028.000,00 /ton

DIPA(l) (Diisopropalamin) 3.000,00/ton 36.771.000,00/ton

TIPA(l) (Triisopropalamin) 2.600,00/ton 25.739.700,00/ton

a. Proses aqueous Selektivitas:

- MIPA : 49,3 % - DIPA : 45,5 % - TIPA : 5,2 % Konversi PO : 98,8 %

Kapasitas produk : 15.000 ton Isopropanolamin tiap tahun.

Dengan reaksi I :

NH3 (l) + PO (l) → MIPA (l)

(38)

11

Sisa 1032161,8 117310,5 111402,4 Dengan reaksi II :

MIPA (l) + PO (l) → DIPA (l)

Mula 111402,4 117310,5 -

Bereaksi 102815,6 102815,6 102815,6

Sisa 8586,8 14494,9 102815,6

Dengan reaksi III :

DIPA (l) + PO (l) → TIPA (l)

Mula 102815,6 14494,9 -

Bereaksi 11750,4 11750,4 11750,4

Sisa 91065,2 2744,6 11750,4

 Untuk menghasilkan isopropanolamin 15.000 ton diperlukan 228712,8

kmol PO.

 Menentukan NH3 masuk reaktor

A (NH3)umpan = 5 x (PO)umpan

A = 5 x 228712,8 kmol

A = 1143564,1 kmol

Bahan baku yang dibutuhkan:

(39)

12

Massa PO yang dibutuhkan untuk menghasilkan 15.000 ton isopropanolamin = 13.265.344 kg = 13.265,3 ton

Harga PO = 1.702,00 $ /ton x 13.265,3 ton = 22.577.615,5 $

 Mol NH3 mula-mula = 1.143.564,1 kmol

Massa NH3 yang dibutuhkan untuk menghasilkan 15.000 ton

isopropanolamin = 19.440.590,32 kg = 19.440,590 ton Harga NH3 = 385,81 $/ ton x 19.440,590 ton

= 7.500.374 $

Jumlah harga bahan baku:

= (22.577.615,5 $ + 7.500.374 $)= 30.077.989,7 $

 Massa produk MIPA

Mol MIPA = 8.586,8 kmol

Massa MIPA = 644.009,58 kg = 644,009 ton

Harga produk MIPA = 4.000 $/ ton x 644,009 ton = 2.576.038,3 $

 Massa DIPA yang dihasilkan :

Mol DIPA = 91.065,2 kmol

Massa DIPA = 12.111.674 kg = 12.111,67 ton

Harga produk DIPA = 3.000 $/ ton x 12.111,67 ton = 36.335.021 $

 Massa TIPA yang dihasilkan :

Mol TIPA = 11.750,4kmol

(40)

13

Harga produk TIPA = 2.600 $/ ton x 2.244,3 ton = 5.835.223,9 $

Jumlah harga produk:

= 2.576.038,3 $ + 36.335.021 $ + 5.835.223,9 $ = 44.746.283 $

Keuntungan per tahun = Harga Produk – Harga Reaktan

= 44.746.283 $ - 30.077.989,7 $

= 14.668.293 $

= Rp 181.270.766.374,79

b. Proses anhydrous Selektivitas:

- MIPA : 95,6 % - DIPA : 4,3 % - TIPA : 0,1 % Konversi PO : 95%

Kapasitas produk : 15.000 ton MIPA tiap tahun

Mol MIPA = Massa MIPA kapasitas BM

Mol MIPA = . . kg= . kmol

Mol DIPA = ,_, x . = . , kmol

(41)

14

Dengan reaksi I :

NH3 (l) + PO (l) → MIPA (l)

Mula A B -

Bereaksi 209.077,96 209.077,96 209.077,96 Sisa A-209.077,96 B-209.077,96 209.077,96

Dengan reaksi II :

MIPA (l) + PO (l) → DIPA (l)

Mula 209.077,96 B-209.077,96 -

Bereaksi 9.077,96 9.077,96 9.077,96

Sisa 200.000 B-218.155,93 9.077,96

Dengan reaksi III :

DIPA (l) + PO (l) → TIPA (l)

Mula 9.077,96 B-218.155,93 -

Bereaksi 82,15 82,15 82,15 Sisa 8.995,82 B-218.238,08 82,15

 Menentukan Propilen Oksida

PO sisa reaksi = (100% - 95%) x PO umpan

B-218.238,08 = 0,05 x B

0,95b = 218.238,08

(42)

15

 Menentukan NH3 masuk reaktor

A (NH3)umpan = 40 x (PO)umpan

A = 40 x 229.724,29 kmol

A = 9.188.971,68 kmol

Bahan baku yang dibutuhkan:

 Mol PO = 229.724,29 kmol

Massa PO yang dibutuhkan untuk menghasilkan 200.000 kmol MIPA = mol PO x BM PO

= 229.724,29 kmol x 58 kg/kmol = 13.324.009 kg = 13.324 ton

Harga PO = 2.202,00 $ /ton x 13.324 ton = 29.339.448 $

 Mol NH3 mula-mula = 8.431.480,84 kmol

Massa NH3 yang dibutuhkan untuk menghasilkan 200.000 kmol MIPA

= mol NH3 x BM NH3

= 9.188.971,68 kmol x 17 kg/kmol = 156.212.519 kg = 156.212,5 ton

Harga NH3 = 385,81 $/ ton x 156.212,5 ton

= 60.268.344,63 $

Jumlah harga bahan baku:

(43)

16

 Massa produk MIPA = 15.000.000 kg = 15.000 ton

Harga produk MIPA = 4.000 $/ ton x 15.000 ton = 60.000.000 $

 Massa DIPA yang dihasilkan :

Mol DIPA = 8.995,82 kmol

Massa DIPA = 8.995,82 kmol x 133 kg/kmol

= 1.196.444,06 kg = 1.196,44 ton

Harga produk DIPA = 3.000 $/ ton x 1.196,44 ton = 3.589.320 $

 Massa TIPA = 82,15 kmol x 191 kg/kmol

= 15.690,65 kg = 15,69 ton

Harga produk TIPA = 2.100 $/ ton x 15,69 ton = 32.949 $

Jumlah harga produk:

= 60.000.000 $ + 3.589.320 $ + 32.949 $ = 63.622.269 $

Keuntungan per tahun = Harga Produk – Harga Reaktan

= 63.622.269 $ - 89.607.792,63 $

= - 25.985.523,63 $

(44)

17

2. Berdasarkan Tinjauan Termodinamika  Panas reaksi (∆HR)

Tinjauan secara termodinamika ditujukan untuk mengetahui sifat reaksi (endotermis/eksotermis) dan reaksi berlangsung secara spontan atau tidak. Penentuan sifat reaksi eksotermis atau endotermis dapat ditentukan dengan perhitungan panas

pembentukan standar (H°f) pada P= 1 atm dan T = 298,15 K.

Pada proses pembentukan isopropanolamin terjadi reaksi sebagai berikut:

a. Proses aqueous

Reaksi 1 :

NH3 + PO  MIPA

Harga ΔH°f masing-masing komponen pada suhu 298,15 K dapat

dilihat pada Tabel 2.2. sebagai berikut :

Tabel 2.2. Nilai ∆Hf (298) bahan baku dan produk

Komponen ∆Hf (298) (kJ/kmol)

NH3(l) -4,59E+01

C3H6O(l) -9,29E+01

C3H9NO(l) -2,39E+02

(Reid and Prauznitz, 1897)

∆HRx = ∆HR + ∆HRx(298)o + ∆Hp ... (2.6)

∆H = R ∑ ni ∫_TT p_R dT ... (2.7)

(45)

(46)

19

ΔCpmh C3H6O = 3,84.102 kJ/kmol K ∆H C3H6O = 2.685,092 kJ/kmol

∆H1= ∆H NH3 +∆H C3H6O

∆H1= -27.786,3 kJ/kmol + 2.685,092 kJ/kmol

∆H1= -25101,2 kJ/kmol

∆H2 = ΔCpmh x Δt

Δ _pm

R C3H9NO= 12 + (1,26 x 301,5) + ((-3,32. 10

-03_{/3) x (( 4 x 301,5} 2₎–_{(298 x 330)) + (3,39.10}-06_{)/ (298 x 330)}

Δ _pm

R C3H9NO =90,6 kJ/kmol

ΔCpmh C3H9NO = 7,53.102 kJ/kmol K ΔH C H NO = -5.270,49 kJ/kmol

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

∆HR = -25101,2 kJ/kmol +(-1,00.102 kJ/kmol)+ (-5.270,49 kJ/kmol)

∆HR = -3,05.104 kJ/mol

Reaksi 2 :

MIPA + PO  DIPA

Harga ΔH°f masing-masing komponen pada suhu 298,15 K dapat dilihat

(47)

20

Tabel 2.3. Harga ΔHof Masing-Masing Komponen

Komponen Harga ΔHof (J/mol)

PO -9,29E+01

MIPA -2,39E+02

DIPA -4,54E+02

Sehingga panas untuk masing - masing reaksi untuk suhu T, K dapat dihitung dengan persamaan:

Dari persamaan reaksi (2.1)

ΔHRo(298oK) = ΔHfo C6H15NO(l)- (ΔHfo C3H6O+ ΔHfo C3H9NO)

=-92,9 – (-2,39.102+(-4,54.102))

= -1,22.102 kJ/kmol

Δ _pm

R C3H6O = -53,3 + (5,15.10

-1_{x 301,5) + ((-1,8.10}-3_{/3) x}

((4x301,52) -(298x330))) + ((2,78.10-6) / (298x330))

Δ _pm

R C3H6O = 44,9 kJ/kmol

ΔCpmh C3H6O = 3,73.102 kJ/kmol K ∆H C3H6O = 2.610,42 kJ/kmol

Δ _pm

R C3H9NO= 12 + (1,26 x 301,5) + ((-3,32. 10

-03_{/3) x (( 4 x 301,5} 2₎–_{(298 x 330)) + (3,39.10}-06_{)/ (298 x 330)}

Δ _pm

(48)

21

ΔCpmh C3H9NO = 7,73102 kJ/kmol K ΔH C H NO = 5.408,092kJ/kmol

∆H1= ∆H C3H6O + ∆H C3H9NO

∆H1= 2.610,42 kJ/kmol + 5.408,092kJ/kmol

∆H1= 8018,511 kJ/mol

Δ _pm

R C6H15NO= -9,46 + (2,38 x 301,5) + ((-5,61. 10

-03_{/3) x (( 4 x}

301,5 2) – (298 x 330)) + (5,07.10 -06)/ (298 x 330)

Δ _pm

R C6H15NO = 197 kJ/kmol

ΔCpmh C6H15NO = 1,64.103 kJ/kmol K ΔH C H NO = -11.487,4kJ/kmol

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

∆HR = 8018,511 kJ/mol +(-1,22.102 kJ/kmol)+( -11.487,4kJ/kmol)

∆HR = -3,59.103 kJ/mol

Reaksi 3 :

DIPA + PO  TIPA

Harga ΔHo

f masing-masing komponen pada suhu 298,15 K dapat dilihat

(49)

22

Tabel 2.4. Harga ΔHof Masing-Masing Komponen

(50)

23

ΔCpmh C6H15NO = 1,64.103 kJ/kmol K

ΔH C H NO = 11487,37 kJ/kmol

∆H1= ∆H C3H6O + ∆H C6H15NO2

∆H1= 2.610,42 kJ/kmol + 11487,37 kJ/kmol

∆H1= 14097,79 kJ/mol

Δ _pm

R C6H15NO2 = -30,9 + (3,49 x 301,5) + ((-7,9. 10

-3_{/3) x (( 4 x}

301,5 2) – (298 x 330)) + (6,75.10 -06)/ (298 x 330)

Δ _pm

R C9H21NO3 = 3,03.10

2_kJ/kmol

ΔCpmh C9H21NO3 = 2,52.103 kJ/kmol K

ΔH C H NO = -17656,6 kJ/kmol

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

∆HR = 14097,79 kJ/mol +(-1,17.102 kJ/kmol)+(-17656,6 kJ/kmol)

∆HR = 3,68.103 kJ/kmol

Karena harga ΔH298.15K negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

b. Proses anhydrous

Reaksi 1 :

NH3 + PO  MIPA

Harga ΔH°f masing-masing komponen pada suhu 298,15 K dapat

(51)

24

Tabel 2.5. Nilai ∆Hf (298) bahan baku dan produk

Komponen ∆Hf (298) (J/mol)

NH3(l) -4,59E+04

C3H6O(l) -9,29E+04

C3H9NO(l) -2,39E+06

C6H15NO2(l) -4,54E+06

C9H21NO3(l) -6,64E+06

∆HRx = ∆HR + ∆HRx(298)o + ∆Hp ... (2.6)

∆H = R ∑ ni ∫_TT p_R dT ... (2.7)

∆H = ΔCpmh x Δt ... (2.8)

Δ pm

R = A + BTam+ Tam− T T + T T ... (2.9)

ΔHRo(298) = ΔHof produk - ΔHof reaktan ... (2.10)

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

T = 373K

ΔH1

T = 298 K

ΔHR°298

T = 298 K

ΔH2

(52)

(53)

26

ΔH C H NO = -58.812,5,96J/mol = -58,81 kJ/mol

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

∆HR = -1214,9338 kJ/mol+ (-100,35 kJ/kmol) + (-58,81 kJ/mol)

∆HR = -1374,09 kJ/mol

Reaksi 2 :

MIPA + PO  DIPA

pada Tabel 2.3 sebagai berikut :

ΔHRo(298oK) = ΔHfo C6H15NO2(l)- (ΔHfo C3H6O+ ΔHfo C3H9NO)

= -4,54E+06 – (-9,29E+04+(-2,39E+06))

= -122270 J/kmol = -122,27 kJ/kmol

Δ _pm

R C3H6O = -8,46 + (3,26.10

-1_{x 335,5) + ((1,71.10}-5_{/3) x}

((4x335,52_{) -(298x335,5))) + ((4,82.10}-8_{) / (298x335,5))} Δ pm

R C3H6O =-30,83 J/mol

ΔCpmh C3H6O = -256,34J/mol K

(54)

27

Δ _pm

R C3H9NO= --7,49 + (4,1.10

-01_{x 335,5) + ((-2,83. 10}-04_{/3) x (( 4}

x 335,5 2₎–_{(298 x 373)) + (8,35.10}-08_{)/ (298 x 373)} Δ _pm

R C3H9NO = -39,25 J/mol

ΔCpmh C3H9NO = -326,36 J/mol K

ΔH C H NO = 225678 J/mol = 225,678 kJ/mol

∆H1= ∆H C3H6O + ∆H C3H9NO

∆H1= -93,6368 kJ/mol + 225,678 kJ/mol

∆H1= 132,0412 kJ/mol

Δ _pm

R C6H15NO2= -18,4 + (7,16.10

-01_{x 301,5) + ((-4,39. 10}-04_{/3) x ((}

4 x 371 2₎–_{(298 x 448)) + (1,09.10}-07_{)/ (298 x 448)} Δ _pm

R C6H15NO2 = -80,35 J/mol

ΔCpmh C6H15NO2 = -668,11 J/mol K

ΔH C H NO =-498853 J/mol = -498,853 kJ/mol

∆HR= ∆H1+ ∆HRo+ ∆H2

∆HR = 132,0412 kJ/mol + (-122,27 kJ/kmol) + (-498,853 kJ/mol)

∆HR = -489,0818 kJ/mol

Reaksi 3 :

(55)

28

pada Tabel 2.3 sebagai berikut :

ΔHRo(298oK) =ΔHfo C9H21NO3(l)-(ΔHfo C3H6O+ ΔHfo C6H15NO2)

= -6,64E+06 – (-9,29E+04 +(-4,54E+06))

= -116534,3 J/kmol = -116,5343 kJ/kmol

(56)

29

Karena harga ∆HR negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

Energi Bebas Gibbs (∆G)

Perhitungan energi bebas gibbs (∆G) digunakan untuk meramalkan arah reaksi kimia cenderung spontan atau tidak. ΔGo_{bernilai positif (+)}

menunjukkan bahwa reaksi tersebut tidak dapat berlangsung secara spontan, sehingga dibutuhkan energi tambahan dari luar yang cukup besar. Sedangkan ΔGo_{bernilai negatif (-) menunjukkan bahwa reaksi tersebut}

dapat berlangsung secara spontan dan tidak membutuhkan energi.

(57)

30

a. Proses aqueous

Tabel 2.6. Nilai ∆Gf (298) bahan baku dan produk

Komponen ∆Hf (298) (J/mol)

NH3(l) -1,62E+04

C3H6O(l) -2,57E+04

C3H9NO(l) -1,08E+05

C6H15NO2(l) -1,15E+05

C9H21NO3(l) -1,33E+05

Reaksi 1 :

NH3 + PO  MIPA

ΔGo₍₂₉₈o_K)= (ΔGo_C

3H9NO(l) ) - (ΔGo NH3(l) + (ΔGo C3H6O(l))

= (-1,08E+05) – ((-1,62E+04) + (-2,57E+04)) = -6,61E+4 J/mol = -66,1 kJ/kmol

ΔG = − − , x (− + , ) + , +

= − , kJ/kmol

Reaksi 2 :

MIPA + PO  DIPA

ΔGo₍₂₉₈o_{K) =}_(ΔGo_C

6H15NO2(l))-(ΔGoC3H9NO(l)+ (ΔGo C3H6O(l))

= (-1,15E+05) – ((-1,08E+05) + (-2,57E+04)) = -1,73E+5 J/mol = -173 kJ/kmol

(58)

31

= − , kJ/kmol

Reaksi 3 :

DIPA + PO  TIPA

ΔGo₍₂₉₈o_{K) =}(ΔGo_C

9H21NO3(l))-(ΔGoC6H15NO2(l)+ΔGo C3H6O(l))

= (-1,33E+05) – ((-1,15E+05) + (-2,57E+04)) = -9,18E+4 J/mol = -918 kJ/kmol

ΔG = − − , x ( +− + − , + , )

= − , kJ/kmol

b. Proses anhydrous

Reaksi 1 :

NH3 + PO  MIPA

ΔGo₍₂₉₈o_K)= (ΔGo_C

3H9NO(l) ) - (ΔGo NH3(l) + (ΔGo C3H6O(l))

= (-1,08E+05) – ((-1,62E+04) + (-2,57E+04)) = -6,61E+4 J/mol = -66,1 kJ/kmol

ΔG = − , − x (− , + , ) + − , — ,

= − , kJ/kmol

Reaksi 2 :

DIPA + PO  TIPA

ΔGo₍₂₉₈o_{K) =}(ΔGo_C

6H15NO2(l))-(ΔGoC3H9NO(l)+ (ΔGo C3H6O(l))

(59)

32 dengan rasio mol 40:1 dan menggunakan katalis

(60)

33 biaya bahan baku lebih besar dari produknya

Dari Tabel 2.7. dapat dilihat bahwa proses pembuatan isopropanolamin dengan metode aqueous phase adalah proses yang paling baik untuk dipilih. Kelebihan proses ini adalah:

1. Konversi terhadap Propilen Oksida tinggi.

2. Kondisi operasi sangat menguntungkan jika ditinjau dari segi keamanan dan perancangan alat. Reaktor bekerja pada suhu dan tekanan yang mudah dicapai.

3. Biaya investasi dan biaya operasi rendah.

C. Uraian Proses

(61)

34

1. Tahap penyimpanan bahan baku 2. Tahap penyiapan bahan baku 3. Tahap pembentukan produk 4. Tahap pemurnian produk

1. Tahap penyimpanan bahan baku

Bahan baku isopropanolamin yaitu amoniak dan propilen oksida disimpan dalam fasa gas dan fasa cair.

2. Tahap penyiapan bahan baku

Amoniak dari tangki penyimpanan (ST-101) diumpankan ke mix point (MP-101) untuk dicampur dengan air dan hasil recycle yang berasal dari split point dan menara distilasi pertama. Kemudian keluaran mix point 1 didinginkan dalam cooler 101 (CO-101) hingga suhu 32oC sebelum diumpankan ke reaktor (RE-201). Propilen oksida dari ST-102 langsung diumpankan ke dalam reaktor untuk direaksikan dengan amoniak.

3. Tahap pembentukan produk

Di dalam reaktor terjadi reaksi yang bersifat eksotermis dan irreversible sebagai berikut :

NH3(l) + C3H6O(l) C3H9NO(l) (MIPA)

C3H9NO(l) + C3H6O(l) C6H15NO2(l) (DIPA)

C6H15NO2(l) + C3H6O(l) C9H21NO3(l) (TIPA)

(62)

35

Karena reaksi bersifat eksotermis maka untuk mempertahankan kondisi operasi diperlukan pendingin.

4. Tahap pemurnian produk

(63)

36

(64)