BAB II DESKRIPSI PROSES

18

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku

1. Amonia (NH3)

Fase : Cair

Berat molekul : 17,03 Spesific gravity : 0,817 Titik didih : -33,4^oC Titik lebur : -77,7^oC Solubility (in 100 parts)

- Cold water : 89,9

- Hot water : 7,4

- Ethanol dan ethyl ether : 14,8

(Perry et al, 1997) Kemurnian : min 99,5 % berat

Impuritas : 0,5 % berat H2O

(PT Pupuk Kujang)

2. Etilen Oksida ((CH)2O)

Fase : Cair

Berat molekul : 44,05 Specific gravity : 0,887 Titik didih : 10,7^oC Titik lebur : -13,5^oC Solubility (in 100 parts)

- Cold water : tak terhingga - Hot water : tak terhingga - Ether : commit to user sangat larut

19 (Perry et al, 1997) Kemurnian : min. 99% berat

Impuritas : maksimum 3% berat H2O

(Kirk et al, 1999)

2.1.2 Spesifikasi Produk

1. Monoetanolamin (MEA)

Fase : cair (kondisi atmosferis)

Warna : jernih

Spesific gravity : 1,015 Titik didih : 170,8 ^oC Titik leleh : 10,3 ^oC Solubility (in 100 parts)

- Cold water : tak terhingga - Hot water : tak terhingga

(Perry et al, 2007) Kemurnian : min 99 % berat

Impuritas : maksimum 0,3% berat DEA dan 0,3% H2O (PanReac Applichem, 2012)

2. Dietanolamin (DEA)

Fase : cair (kondisi atmosfer)

Warna : jernih

Specific gravity : 1,09 Titik didih : 269 ^oC Titik leleh : 28 ^oC Solubility (in 100 parts)

- Cold water : tak terhingga - Hot water : tak terhingga

- Ether : sangat larut dalam ether

(Perry et al, 1997) commit to user

20 Kemurnian : min 98,5 % berat

Impuritas : maksimum 1 % TEA dan 0,15% H2O

(PanReac Applichem, 2012)

3. Trietanolamin (TEA)

Fase : cair (kondisi atmosfer)

Warna : Jernih

Spesific gravity : 1,124 Titik didih : 335,4 ^oC Titik leleh : 21 ^oC Solubility (in 100 parts)

- Cold water : tak terhingga - Hot water : tak terhingga

- Ether : sedikit larut dalam ether

(Perry et al, 1997) Kemurnian : min 99 % berat

Impuritas : maksimum 1% berat dietanolamin

(PanReac Applichem, 2012) 2.2 Konsep Proses

2.2.1 Dasar Reaksi

Pembuatan etanolamin (MEA, DEA dan TEA) dengan menggunakan bahan baku amonia dan etilen oksida termasuk reaksi amonolisis. Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut:

NH3 + C2H4O C2H7NO (2.1)

C2H7NO + C2H4O C4H11NO2 (2.2)

C4H11NO2 + C2H4O C6H15NO3 (2.3)

Reaksi berlangsung dalam fase cair – cair, oleh karena itu reaktor yang dipilih adalah reaktor multitube plug flow. Reaksi yang terjadi bersifat eksotermis sehingga untuk mempertahankan suhu reaktor digunakan pendingin.

commit to user

21 Reaksi dijalankan di dalam multitube plug flow reactor yang dioperasikan pada tekanan 68 atm dan suhu 110^oC dengan perbandingan mol antara etilen oksida dan amonia = 1:7,6 (US Patent US5545757).

2.2.2 Mekanisme Reaksi

Mekanisme reaksi yang terjadi untuk pembentukan etanolamin dari amonia dan etilen oksida adalah sebagai berikut :

2.2.3 Tinjauan Termodinamika

Tinjauan secara termodinamika ditujukan untuk mengetahui sifat reaksi dan arah reaksi. Penentuan panas reaksi berjalan secara eksotermis atau endotermis dapat diketahui dengan perhitungan panas pembentukan standar (Hfo) pada P = 1 atm dan T=298,15 K. Pada proses pembentukan etanolamin terjadi reaksi sebagai berikut :

NH3 + H2C - CH2 H2N – CH2CH2 – OH (2.4) O

Amonia Etilen Oksida Monoetanolamin

CH2CH2 - OH

H2N – CH2CH2 – OH + H2C - CH2 HN (2.5)

CH2CH2 – OH

Monoetanolamin Etilen Oksida Dietanolamin

CH2CH2 – OH CH2CH2 – OH

HN + H2C – CH2 HN - CH2CH2 – OH (2.6) CH2CH2 – OH O CH2CH2 – OH

Dietanolamin Etilen Oksida Trietanolamin O

commit to user

22 Reaksi 1 : NH3 + EO → MEA

Harga ΔH^of masing-masing komponen pada suhu 298 K dapat dilihat pada Tabel 2.1

Tabel 2.1 Harga ΔH^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999) Komponen Harga ΔH^of (kJ/mol)

NH3 -45,90

EO -52,63

MEA -210,19

NH3 + EO → MEA

ΔH^of 298 K = ΔH^of produk – ΔH^of reaktan

= ΔH^of MEA – (ΔH^of NH3 + ΔH^of EO)

= -210,19 – (-45,9 – 52,63)

= -111,66 kJ/mol

Karena harga ΔH298 K negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

Tabel 2.2 Harga ΔG^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999) Komponen Harga ΔG^of (kJ/mol)

NH3 -16,40

EO -13,10

MEA -116,44

ΔG^of = - RT ln K

ΔG^of = Σ(n ΔG^of)produk – Σ(n ΔG^of)reaktan

ΔG^of 298 K = (ΔG^of MEA) – (ΔG^of EO + ΔG^of NH3)

= (-116,44) – (-16,4 – 13,10) kJ/mol

= -86,94 kJ/mol

Dari Smith Van Ness Equation (15.14) 𝑙𝑛 𝐾₂₉₈   = [^{−𝛥𝐺𝑜𝑓}

𝑅𝑇 ] = - −8640  𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙

8,314×298 𝐾commit to user

23 ln K298 K = 35,0908

Dari Smith Van Ness Equation (15.17)

𝑙𝑛

^𝐾

𝐾₂₉₈

=

^{−𝛥𝐻298}

𝑅

𝑥 (

¹

𝑇

−

¹

𝑇₂₉₈

)

dengan :

K = Konstanta kesetimbangan pada suhu tertentu T = Suhu tertentu

R = tetapan gas ideal =8,314 kJ/mol.K 𝛥𝐻_298𝐾 = Panas reaksi standar pada 298 K

(Smith et al,2001) Pada suhu 110 ^oC (383 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut :

𝑙𝑛^𝐾298

𝐾303 = ^{−𝛥𝐻298𝐾}

𝑅 [ ¹

𝑇383− ¹

𝑇298] 𝑙𝑛 𝐾₃₈₃− 𝑙𝑛 𝐾₂₉₈ = 111660

8,314 𝑥 ( 1

383− 1 298) K383 K = 7,8683 x 10¹⁰

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

Menentukan konversi kesetimbangan (Xe) pada reaksi 1 Jika dimisalkan :

A = NH3 (amonia)

B = C2H4O (etilen oksida) C = C2H7NO (MEA)

Berdasarkan reaksi pembentukan MEA, diperoleh persamaan reaksi sebagai berikut:

𝐴 + 𝐵 ⇄ 𝐶

-rB = k1 CA CB – k2 CC

Dimana:

CA = CA0 – CB0.Xe CB = CB0 (1-Xe)

Dimana M merupakan: commit to user

24 M = ^𝐶𝐴0

𝐶𝐵0

Sehingga:

CA = CA0 – CB0.Xe = CB0 (M – Xe)

Diketahui bahwa perbandingan mol amonia : etilen oksida adalah 7,6 : 1, maka:

M = ^𝐶𝐴0

𝐶_𝐵0 = ^7,6

1 = 7,6 Data lain:

CC0 = 0 Cc = CB0.Xe

Pada saat reaksi setimbang, -rB = 0 -rB = k1 CA CB – k2 CC

0 =k1 CA CB – k2 CC

k1 CA CB = k2 CC k₁

k₂ = ^Cc

C_AC_B

Dimana, ^𝑘1

𝑘2 = K, maka:

K = ^CB0.Xe

(𝐶𝐵0 (1−𝑋𝑒))( CB0 (7,6 – Xe))

= ^𝑋𝑒

(1−𝑋𝑒)( CB0 (7,6 – Xe))

Dengan mengambil basis CB0 = 1 serta K merupakan K383 K maka:

7,8683 x 10¹⁰ = _(1-X ^Xe

e) (7,6 – Xe)

Sehingga didapat nilai konversi kesetimbangan (Xe) adalah hampir 100%.

Reaksi 2 : EO + MEA → DEA

Harga ΔH^of masing-masing komponen pada suhu 298 K dapat dilihat pada tabel 2.3

Tabel 2.3 Harga ΔH^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999) Komponen Harga ΔH^of (kJ/mol)

EO -52,63

MEA -210,19

DEA commit to user -396,88

25

EO + MEA → DEA

ΔH^of 298 K = ΔH^of produk – ΔH^of reaktan

ΔH^of 298 K = ΔH^of DEA – (ΔH^of MEA + ΔH^of EO)

= -396,88 – (-210,19 – 52,63)

= -134,06 kJ/mol

Karena harga ΔH^of 298 K negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

Tabel 2.4 Harga ΔG^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999) Komponen Harga ΔG^of (kJ/mol)

EO -13,10

MEA -116,44

DEA -214,08

ΔG^of = - RT ln K

ΔG^of = Σ(n ΔG^of)produk – Σ(n ΔG^of)reaktan

ΔG^of 298K = (ΔG^of DEA) – (ΔG^of EO + ΔG^of MEA)

= (-214,08) – (-16,4 – 116,44) kJ/mol

= -81,24 kJ/mol

Dari Smith Van Ness Equation (15.14) ln K₂₉₈ = [^{−𝛥𝐺𝑜𝑓}

𝑅𝑇 ] = − ⁸¹²⁴⁰

8,314 𝑥 298 ln K298 = 32,790167

Pada suhu 110 ^oC (383 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut :

ln^K298

K₃₀₃ = ^−ΔH298K

R [ ¹

T₃₈₃ − ¹

T₂₉₈] ln K₃₈₃− ln K₂₉₈ = 134060

8,314 x ( 1

383− 1 298) K383 K = 1,06 x 10⁹

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

commit to user

26 Menentukan konversi kesetimbangan (Xe) pada reaksi 2

Jika dimisalkan :

B = C2H4O (etilen oksida) C = C2H7NO (MEA) D = C4H11NO2 (DEA)

Berdasarkan reaksi pembentukan DEA, diperoleh persamaan reaksi sebagai berikut:

𝐶 + 𝐵 ⇄ 𝐷

-rB = k1 CC CB – k2 CC

Dimana:

CC = CC0 – CB0.Xe CB = CB0 (1-Xe) Dimana M merupakan:

M = ^𝐶𝐶0

𝐶𝐵0

Sehingga:

CC = CC0 – CB0.Xe = CB0 (M – Xe)

Diketahui bahwa perbandingan mol MEA : etilen oksida adalah 30,4 : 12 maka:

M = ^𝐶𝐶0

𝐶𝐵0 = ^30,4

12,0 = 2,53 Data lain:

CD0 = 0 CD = CB0.Xe

Pada saat reaksi setimbang, -rB = 0 -rB = k1 CC CB – k2 CD

0 =k1 CC CB – k2 CD

k1 CC CB = k2 CD k₁

k₂ = ^CD

C_CC_B

Dimana, ^𝑘1

𝑘₂ = K, maka:

K = ^𝐶𝐵0.Xe

(𝐶_𝐵0 (2,53−𝑋_𝑒))( 𝐶𝐵0 (1 – Xe))

commit to user

27

= ^𝑋𝑒

(2,53−𝑋_𝑒)(1 – 𝑋𝑒)

Dengan mengambil basis CB0 = 1 serta K merupakan K383 K maka:

1,06 x 10⁹ = ^Xe

(2,53 -X_e) (1 – Xe)

Sehingga didapat nilai konversi kesetimbangan (Xe) adalah hampir 100%.

Reaksi 3 : EO + DEA → TEA

Harga ΔH^of komponen pada suhu 298 K dapat dilihat di tabel 2.5 Tabel 2.5 Harga ΔH^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999)

Komponen Harga ΔH^of (kJ/mol)

EO -52,63

DEA -396,88

TEA -562,08

EO + DEA → TEA

ΔH^of 298 K = ΔH^of produk – ΔH^of reaktan

= ΔH^of TEA – (ΔH^of DEA + ΔH^of EO) ΔH^of 298 K = -562,08 – (-396,88 – 52,63)

= -112,57 kJ/mol

Karena harga ΔH^of 298 K negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

Tabel 2.6 Harga ΔG^of Masing-masing Komponen (Yaws, 1999) Komponen Harga ΔG^of (kJ/mol)

EO -13,10

DEA -214,08

TEA -299,93

G^of = - RT ln K

ΔG^of = Σ(nΔGf)produk – Σ(nΔGf)reaktan

ΔG^of 298K = (ΔG^of TEA) – (ΔG^of EO + ΔG^of DEA)

= (-299,.93) – (-16,4 – 214,08) kJ/mol commit to user

28

= -69,45 kJ/mol

Dari Smith Van Ness Equation (15.14) ln K₂₉₈ = [^−ΔGof

RT ] = ⁶⁹⁴⁵⁰

8,314 𝑥 298

ln K298 = 28,03148

Pada suhu 110 ^oC (383 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut :

ln^K298

K383 = ^−ΔH298K

R [ ¹

T383− ¹

T298] ln K₃₈₃− ln K₂₉₈ = 112570

8,314 x ( 1

383− 1 298) K383 K = 6,2324 x 10⁷

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

Menentukan konversi kesetimbangan (Xe) pada reaksi 3 Jika dimisalkan :

B = C2H4O (etilen oksida) D = C4H11NO2 (DEA) E = C6H15NO3 (TEA)

Berdasarkan reaksi pembentukan TEA, diperoleh persamaan reaksi sebagai berikut:

𝐷 + 𝐵 ⇄ 𝐸

-rB = k1 CD CB – k2 CE

Dimana:

CD = CD0 – CB0.Xe CB = CB0 (1-Xe) Dimana M merupakan:

M = ^𝐶𝐷0

𝐶𝐵0

Sehingga:

CD = CD0 – CB0.Xe = CB0 (M – Xe) CB = CB0 (1-Xe) commit to user

29 Diketahui bahwa perbandingan mol DEA : etilen oksida adalah 9,85 : 2,16 maka:

M = ^𝐶𝐷0

𝐶𝐵0 = ^9,85

2,16 = 4,55 Data lain:

CE0 = 0 CE = CB0.Xe

Pada saat reaksi setimbang, -rB = 0 -rB = k1 CD CB – k2 CE 0 =k1 CD CB – k2 CE

k1 CD CB = k2 CE k₁

k₂ = ^CE

C_DC_B

Dimana, ^𝑘1

𝑘₂ = K, maka:

K = ^CB0.Xe

(C_B0 (4,55 −X_e))( CB0 (1 – Xe))

= ^𝑋𝑒

(4,55 −X_e)(1 – Xe)

Dengan mengambil basis CB0 = 1 serta K merupakan K383 K maka:

6,2324 x 10⁷ = ^Xe

(4,55 - X_e) (1 – Xe)

Sehingga didapat nilai konversi kesetimbangan (Xe) adalah hampir 100%.

2.2.4 Tinjauan Kinetika

Persamaan konstanta kecepatan reaksi pembentukan etanolamin adalah sebagai berikut :

k1 = (4,1 + 4 [H2O]²).10².exp(-11000/RT) (2.4)

k2 = (7,2 – 0,042 [H2O]).k1 (2.5)

k3 = (16 – 0,22 [H2O]) .k1 (2.6)

Dengan :

k1, k2, k3 : konstanta kecepatan reaksi 1,2 dan 3, cm³/mol.menit [H2O] : konsentrasi Hcommit to user 2O, mol/cm³

30

T : suhu, K

R : konstanta gas ideal ( 82,06 cm³.atm/mol.K)

(Ruehl, et al.,1997) Persamaan di atas menunjukkan bahwa semakin besar suhu dan konsentrasi air yang digunakan maka reaksi akan berlangsung semakin cepat. Suhu reaksi untuk reaksi tersebut adalah pada 110-160 ^oC dengan konsentrasi amonia dalam air yang digunakan adalah 70-95% berat (US Patent US5545757). Secara kinetika, reaksi pembentukan etanolamin merupakan reaksi orde dua dengan persamaan kecepatan reaksi sebagai berikut :

r1 = k1 . [EO] . [NH3] (2.7)

r2 = k2. [EO] . [MEA] (2.8)

r3 = k3. [EO] . [DEA] (2.9)

Dengan:

𝑟 = Kecepatan reaksi

k1, k2, k3 = konstanta kecepatan reaksi 1,2 dan 3, cm³/mol.menit [ ] = Konsentrasi senyawa

2.2.5 Kondisi Operasi

Kondisi operasi sangat menentukan jalannya proses dan produk yang dihasilkan.

Pada perancangan ini dipilih kondisi operasi : Suhu : 110^oC

Tekanan : 68 atm Fase reaksi : cair – cair

Pada kondisi operasi ini diperoleh distribusi produk MEA, DEA dan TEA masing-masing 52,6 %, 33,9 % dan 13,5 % mol. Konversi total etilen oksida adalah 99,99%. Perbandingan mol reaktan yaitu amonia : etilen oksida adalah 7,6 : 1 (US Patent US5545757).

2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses 2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir ada dua macam, yaitu :

a. Diagram alir kualitatif dan kuantitatif (gambar 2.1) b. Diagram alir proses (gambar 2.2) commit to user

31

M-01

R-01

Arus 2

(CH2)2O = 3446,29 kg/jam H2O = 10,37 kg/jam P = 2,5 atm T = 35 ^oC

V-01

Arus 4

NH3 = 9166,16 kg/jam (CH2)2O = 0,34 kg/jam H2O = 1124,51 kg/jam C2H7NO = 2333,25 kg/jam C2H11NO2= 1491,84 kg/jam C2H15NO3= 594,10 kg/jam

P = 68 atm

T = 111 ^oC Arus 14

NH3 = 10120,58 kg/jam (CH2)2O = 0,34 kg/jam H2O = 1114,14 kg/jam C2H7NO = 18,48 kg/jam P = 12 atm T = -3,31 ^oC

T-01

Arus 6

NH3 = 341,53 kg/jam H2O = 942,79 kg/jam C2H7NO = 2318,32 kg/jam C2H11NO2= 1491,84 kg/jam C2H15NO3= 594,10 kg/jam P = 1,5 atm T = 132 ^oC Arus 5

NH3 = 8824,63 kg/jam (CH2)2O = 0,34 kg/jam H2O = 181,72 kg/jam C2H7NO = 14,93 kg/jam

P = 4 atm

T = 58,94 ^oC

T-02

Arus 9

H2O = 18,48 kg/jam C2H7NO = 2312,46 kg/jam C2H11NO2= 2,5 kg/jam P = 1,54 atm T = 192,15 ^oC

T-03

Arus 11 C2H7NO = 2,31 kg/jam C2H11NO2=1483,94 kg/jam C2H15NO3= 1,78 kg/jam P = 1,75 atm T = 292,49 ^oC

Arus 11

C2H7NO = 2,31 kg/jam C2H11NO2 = 1483,94 kg/jam C2H15NO3 = 1,78 kg/jam P = 1,61 atm T = 290 ^oC Arus 9

H2O = 18,48 kg/jam C2H7NO = 2312,46 kg/jam C2H11NO2= 2,5 kg/jam P = 1,36 atm T = 185 ^oC

TK-01

Arus 1

NH3 = 954,42 kg/jam H2O = 8,11 kg/jam P = 1 atm T = -35 ^oC

TK-02

TK-03

TK-04

TK-05

C2H7NO = 2,31 kg/jam C2H11NO2= 1483,94 kg/jam C2H15NO3= 1,78 kg/jam

P = 1 atm

T = 50 ^oC H2O = 18,48 kg/jam C2H7NO = 2312,46 kg/jam C2H11NO2= 2,5 kg/jam

P = 1 atm

T = 50 ^oC

C2H11NO2= 5,4 kg/jam C2H15NO3= 592,31 kg/jam

P = 1 atm

T = 50 ^oC Arus 3

NH3 = 10120,58 kg/jam (CH2)2O = 3446,64 kg/jam H2O = 1124,51 kg/jam C2H7NO = 18,48 kg/jam P = 12 atm T = 1,3 ^oC

Arus 4

NH3 = 9166,16 kg/jam (CH2)2O = 0,34 kg/jam H2O = 1124,51 kg/jam C2H7NO = 2333,25 kg/jam C2H11NO2= 1491,84 kg/jam C2H15NO3= 594,10 kg/jam

P = 4 atm

T = 58,94 ^oC

Arus 7

NH3 = 341,53 kg/jam H2O = 924,31 kg/jam C2H7NO = 3,55 kg/jam P = 1,42 atm T = 102,79 ^oC

Arus 12 C2H11NO2= 5,4 kg/jam C2H15NO3= 592,31 kg/jam P = 1,83 atm T = 362,5 ^oC Arus 13

NH3 = 9166,16 kg/jam (CH2)2O = 0,34 kg/jam H2O = 1106,03 kg/jam C2H7NO = 18,48 kg/jam

P = 12 atm

T = -0,34 ^oC

NH3 + C2H4O → C2H7NO C2H7NO + C2H4O → C4H11NO2 C4H11NO2 + C2H4O → C6H15NO3

Gambar 2.1 Diagram Alir Kualitatif dan Kuantitatif

commit to user

32

P-05 P-02 P-04

LIC

TC

V-01 LIC 4 58,94

4

EV-02 T-01

T-02 V-03

P-03 1 -35 1

P-01 LIC

TC 2

35 12

6 132 1,5

8 192,2 1,54 7 4,66 1,42

PRARANCANGAN PABRIK ETANOLAMIN DARI ETILEN OKSIDA DAN AMONIA KAPASITAS 35.000 TON/TAHUN

E-13 V-05

E-11 T-03

LIC

E-09 TC

10 292,5 1,75

V-04 TC

E-08

P-07 V-02

3 1,3 68 1 -35 12

6 58,94

4

P-11

P-17 P-14

P-12

P-13

P-10

TC P-15 2

35 2,5

FFC FC

P-06

EV-01 TC

Paratherm in

Paratherm out Steam in

Steam out

TC CW in CW out

TC

CW in CW out

LIC LIC

E-06 TC

P-09 LIC

LIC

E-12 TC

P-16 LIC E-02

R-01 E-01

LC

FFC

LC

FFC

LC

FFC

TK-01

TK-04 TK-03

TK-05 TC

E-04 4

111 68

11 50 1 TC

E-05

TC E-03

Steam in Steam out

Steam in

Steam out Steam in

Steam out

Steam in

Steam out

Steam in

Steam out 14

-3,31 12

3 1,3 12

3 110 68

7 101,2 1,42

9 185 1,36

11 287,4 1,61

12 362,5 1,83 P-08

CW in CW out

Amonia in Amonia out

Amonia in Amonia out

Dikerjakan Oleh :

AHMAD JIHAD I0517004 HAFID KHUSYAERI I0517035

Dosen Pembimbing,

Dr. Ir. Endah Retno Dyartanti M.T.

NIP. 196907192000032001

Aida Nur Ramadhani, S.T., M.T.

NIP. 199203072019032022

Arus 1 Arus 2 Arus 3 Arus 4 Arus 5 Arus 6 Arus 7 Arus 8 Arus 9 Arus 10 Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14

NH3 954.42 0.00 10120.58 9166.16 8824.63 341.53 341.53 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 9166.16 10120.58

EO 0.00 3446.29 3446.64 0.34 0.34 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.34 0.34

H2O 4.64 13.84 1124.51 1124.51 181.72 942.79 924.31 18.48 18.48 0.00 0.00 0.00 1106.03 1110.67

MEA 0.00 0.00 18.48 2333.25 14.93 2318.32 3.55 2314.77 2312.46 2.31 2.31 0.00 18.48 18.48

DEA 0.00 0.00 0.00 1491.84 0.00 1491.84 0.00 1491.84 2.50 1489.34 1483.94 5.40 0.00 0.00

TEA 0.00 0.00 0.00 594.10 0.00 594.10 0.00 594.10 0.00 594.10 1.78 592.31 0.00 0.00

Total 959.06 3460.13 14710.20 14710.20 9021.63 5688.58 1269.38 4419.19 2333.44 2085.75 1488.04 597.72 10291.01 11250.07

Laju alir (kg/jam) komponen

TK-02

1

13 10

M-01

1

23

42 22

14 1

9 50 1

12 50 1

KETERANGAN GAMBAR

E : HEAT EXCHANGER M-01 : MIXER P : POMPA R-01 : REAKTOR T : MENARA DISTILASI TK-01 : TANGKI AMONIA TK-02 : TANGKI ETILEN OKSIDA TK-03 : TANGKI MONOETANOLAMIN TK-04 : TANGKI DIETANOLAMIN TK-05 : TANGKI TRIETANOLAMIN V : VESSEL

CW : COOLING WATER FC : FLOW CONTROLER FFC : FLOW RATIO CONTROLLER LC : LEVEL CONTROLLER LIC : LEVEL INDICATOR CONTROLLER TC : TEMPERATURE CONTROLLER

: NOMOR ARUS : TEKANAN, atm : TEMPERATUR, ºC : GATE VALVE : ARUS PENGENDALI ELEKTRIK : ARUS PENGENDALI PNEUMATIK : ARUS UTAMA : ARUS PEMANAS : ARUS PENDINGIN 5

58,94 4

E-07

CW in CW out

TC E-10

CW in CW out 13

-0,34 12

9 175,51 1,36

11 286,5 1,62 5

-1,01 12 EU-01

VU-01 CU-01

Gambar 2.2 Diagram Alir Proses

commit to user

33 2.3.2 Tahapan Proses

Proses pembuatan etanolamin dapat dibagi dalam empat tahap yaitu:

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

2.3.2.1 Tahap penyimpanan bahan baku

Bahan baku etanolamin yaitu amonia disimpan pada tangki (TK-01) dalam fase cair pada kondisi suhu -35^oC dan tekanan atmosferis (1 atm) dan etilen oksida yang disimpan pada tangki (TK-02) dalam fase cair pada kondisi suhu 35 ^oC dan tekanan 2,5 atm dengan tujuan untuk menjaga agar fase kedua senyawa tersebut tetap pada fase cair.

2.3.2.2 Tahap penyiapan bahan baku

Amonia dari tangki penyimpanan (TK-01) dinaikkan tekanannya menjadi 12 atm oleh pompa (P-03) dan dicampur dengan arus recycle yang terdiri dari campuran hasil atas flash drum (V-01) dan hasil atas kolom distilasi 1 (T-01). Arus campuran dan arus etilen oksida dari tangki penyimpanan (TK-02) yang telah dipompa oleh pompa (P-04) hingga tekanan 12 atm dialirkan menuju tangki mixer (M-01). Tangki mixer (M-01) beroperasi pada tekanan 12 atm dan suhu 1,3 ^oC. Tangki mixer (M-01) diisolasi dengan polyurethane foam dengan tujuan untuk mempertahankan suhu tangki mixer (M-01) supaya tidak ada panas yang masuk dari lingkungan.

2.3.2.3 Tahap pembentukan produk

Arus keluar tangki mixer (M-01) dipompa menggunakan pompa (P-05) hingga 68 atm menuju heat exchanger (E-01) yang kemudian dialirkan menuju reaktor (R- 01). Pada heat exchanger (E-01) umpan reaktor dinaikkan suhunya menjadi 110^oC.

Reaktor (R-01) yang digunakan adalah jenis multitube plug flow reactor dengan kondisi non isothermal dan non adiabatic. Di dalam reaktor terjadi reaksi yang bersifat eksotermis dan irreversible dengan persamaan reaksi sebagai berikut :

commit to user

34

NH3 + C2H4O (EO) C2H7NO (2.10)

C2H7NO2 + C2H4O C4H11NO2 (2.11)

C4H11NO2 + C2H4O C6H15NO3 (2.12)

Reaksi terjadi pada fase cair - cair. Pada suhu sekitar 110^oC dan tekanan 68 atm. Amonia terpecah dan bereaksi dengan etilen oksida melalui reaksi amonolisis membentuk MEA, DEA, dan TEA dengan konversi etilen oksida mencapai 99,99%.

Dalam reaktor terjadi kenaikan temperatur akibat reaksi eksotermis, sehingga untuk mempertahankan kondisi operasi diperlukan pendingin reaktor yang berupa paratherm oil dengan suhu masuk 60^oC.

2.3.2.4 Tahap pemurnian produk

Produk reaktor (R-01) terdiri dari amonia sisa, etilen oksida yang belum bereaksi, air, MEA, DEA dan TEA. Campuran cairan keluar reaktor memiliki suhu 111^oC dengan tekanan 68 atm. Cairan dipompa menggunakan pompa (P-06) menuju heat exchanger (E-02) untuk disesuaikan dengan suhu masuk expansion valve.

Tekanan kemudian diturunkan menjadi 4 atm dengan menggnakan expansion valve sehingga terbentuk campuran 2 fase (vapour dan liquid) dengan suhu 58,94^oC.

Campuran dua fase dipisahkan dalam flash drum (V-01) dimana etilen oksida, sebagian amonia, dan sebagian air berada dalam fase uap dan terpisah sebagai hasil atas yang kemudian dikondensasi didalam kondenser (E-03). Kondensat yang terbentuk kemudian dialirkan menuju akumulator (V-02). Sedangkan, hasil bawah flash drum (V-01) kemudian dipompa menggunakan pompa (P-07) menuju heat exchanger (E-04) untuk mengkondisikan umpan masuk ke kolom distilasi (T-01) dalam kondisi dua fase.

Kolom distilasi (T-01) berfungsi untuk memisahkan amonia dan sebagian air dari produk. Sisa amonia, air dan sedikit MEA yang mempunyai titik didih lebih rendah dari DEA dan TEA akan diperoleh sebagai hasil atas kolom distilasi 1 (T-01).

Hasil atas dari kolom distilasi 1 (T-01) keluar pada tekanan 1,42 atm dan suhu 102,8

oC kemudian dikondensasi dalam condenser (E-05) sehingga berfase cair. Hasil atas flash drum (V-01) dan kolom distilasi 1 (T-01) yang telah dikondensasi dan dinaikkan tekanannya, dicampur sehingga suhu pencampurannya menjadi -0,34 commit to user ^oC dan tekanan

35 12 atm. Output Tee-01 dicampur dengan arus fresh feed amonia di Tee-02. Sebagian kecil air, sebagian besar MEA, DEA dan TEA yang mempunyai titik didih lebih tinggi, akan diperoleh sebagai hasil bawah kolom distilasi 1 (T-01). Hasil bawah kolom distilasi 1 (T-01) kemudian dipompa dengan pompa (P-09) pada kondisi suhu 192,8

oC dan tekanan 1,54 atm menuju kolom distilasi 2 (T-02) untuk mengambil monoetanolamin sebagai produk.

Hasil atas kolom distilasi 2 (T-02) keluar pada kondisi 185 °C dan tekanan 1,36 atm, yang terdiri dari air, monoetanolamin dan sedikit dietanolamin. Hasil atas kolom distilasi 2 (T-02) merupakan produk utama yang kemudian didinginkan oleh heat exchanger (E-08) sampai 50°C kemudian disimpan dalam tangki penyimpanan (TK- 03). Hasil bawah kolom distilasi 2 (T-02) terdiri dari sebagian kecil monoetanolamin, dietanolamin dan trietanolamin pada suhu 292,5 ^oC dan tekanan 1,75 atm kemudian dipompa dengan pompa (P-11) menuju kolom distilasi 3 (T-03).

Kolom distilasi 3 (T-03) berfungsi untuk memisahkan dietanolamin dengan trietanolamin. Hasil atas kolom distilasi 3 (T-03) yang terdiri dari dietanolamin dan sedikit trietanolamin keluar pada suhu 290 °C dan tekanan 1,61 atm. Dietanolamin didinginkan oleh heat exchanger (E-11) sampai 50°C kemudian disimpan dalam tangki penyimpanan (TK-04). Hasil bawah kolom distilasi 3 (T-03) yang terdiri dari trietanolamin dan sedikit dietanolamin keluar pada kondisi 362.5 °C dan 1,83 atm, selanjutnya didinginkan dengan heat exchanger (E-13) sampai 50°C kemudian disimpan dalam tangki penyimpanan (TK-05).

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : MEA, DEA dan TEA dengan minimal

kemurnian 99 % Kapasitas perancangan : 35.000 ton/tahun Waktu operasi selama 1 tahun : 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam

commit to user

36 2.4.1 Neraca Massa

Diagram alir neraca massa sistem tabel

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kg

2.4.1.1 Neraca Massa Overall

Tabel 2.7 Komponen dalam Tiap Arus

Komponen Arus

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

NH3 v v v v v v v v

(CH2)2O v v v v v v

H2O v v v v v v v v v v v

C2H7NO v v v v v v v v v v v

(C2H7)2NO2 v v v v v v v v

(C2H7)3NO3 v v v v v v v

Tabel 2.8 Neraca Massa Input Output Overall

Komponen Laju alir (kg/jam)

Arus 1 Arus 2 Arus 9 Arus 11 Arus 12

NH3 954,42 0,00 0,00 0,00 0,00

(CH2)2O 0,00 3.446,29 0,00 0,00 0,00

H2O 4,64 13,84 18,48 0,00 0,00

C2H7NO 0,00 0,00 2.312,46 2,31 0,00

(C2H7)2NO2 0,00 0,00 2,50 1.483,94 5,40

(C2H7)3NO3 0,00 0,00 0,00 1,78 592,31

total 959,06 3.460,13 2333,44 1.488,04 597,72

4.419,2 4.419,2

Berdasarkan perhitungan neraca massa pada Tabel 2.8 dapat dihitung kebutuhan bahan baku spesifik per kilogram produk. Pada pabrik etanolamin, produk commit to user

37 utamanya terdiri dari MEA, DEA, dan TEA. Sehingga produk utama dari pabrik ini berjumlah 4.419,2 kg/jam. Penentuan kebutuhan bahan baku spesifik dicari dengan cara berikut :

Kebutuhan NH3 spesifik = massa amonia fresh feed massa produk etanolamin

= ^{959,06 kg}

4419,2 kg

= 0,217 kg NH3/kg produk etanolamin

Kebutuhan C2H4O spesifik = massa EO fresh feed massa produk etanolamin

= ^{3460,1 kg}

4419,2 kg

= 0,783 kg C2H4O/kg produk etanolamin

Berdasarkan analisis kebutuhan bahan baku, jumlah etilen oksida yang dibutuhkan lebih banyak daripada amonia. Hal ini dikarenakan etilen oksida merupakan pereaksi pembatas pada reaksi pembuatan etanolamin.

Pada pabrik etanolamin tidak ada produk samping yang dihasilkan dan tidak ada arus purging sehingga tidak ada treatment bagi hasil samping produk maupun hasil arus purging.

2.4.2 Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kJ

2.4.2.1 Neraca panas total

Tabel 2.9 Neraca Panas Total

Komponen Input Output

Q arus 5 masuk Tee-01 -1.077.474,08 -

Q arus 7 masuk Tee-01 -111.520,74 -

Q arus 13 keluar Tee-01 - -1.188.994,82

Q arus 1 masuk Tee-02 -262.799,24 -

Q arus 13 masuk Tee-02 -1.188.994,82 -

Q arus 14 keluar Tee-02 commit to user - -1.451.794,05

38 Tabel 2.9 Neraca Panas Total (lanjutan)

Komponen Input Output

Q arus 14 masuk mixer -1.451.794,05 -

Q arus 2 masuk mixer 70.544,71 -

Q arus 3 keluar mixer - -1.381.249,34

Q arus 3 masuk reaktor 6.181.142,05 -

Q arus 4 keluar reaktor - 6.291.662,29

Q reaksi (eksotermis) 4.955.228,58 -

Q pendingin reaktor - 4.844.708,35

Q arus 4 masuk V-01 10.487.347,17 -

Q arus 5 keluar V-01 - 9.874.423,46

Q arus 6 keluar V-01 - 612.923,71

Q arus 5 pada E-03 11.555.014,42 -

Q pendingin E-03 - 11.555.014,42

Q arus 6 fase cair 1.533.346,4 -

Q arus 6 fase uap 1.616.150,9 -

Q condenser T-01 - 7.199.982,70

Q Distilat T-01 - -111.520,74

Q Cairan bottom T-01 - 2.312.411,88

Q reboiler 1 (steam) 6.251.376,5 -

Q arus 7 masuk T-02 3.408.366,46 -

Q condenser T-02 (air laut) - 816.536,95

Q Distilat T-02 - 1.308.601,55

Q Cairan bottom T-02 - 1.427.473,18

Q reboiler 2 (steam) 144.245,23 -

Q arus 9 masuk T-03 1.445.886,70 -

Q condenser T-03 (air laut) - 128.204,62

Q Distilat T-03 - 976.770,73

Q Cairan bottom T-03 - 597.533,88

Q reboiler 3 (steam) commit to user 256.622,53 -

39 Tabel 2.9 Neraca Panas Total (lanjutan)

Komponen Input Output

Q arus 3 pada E-01 - 7.562.391,40

Q pemanas E-01 (steam) 7.562.391,40 -

Q arus 4 pada E-02 - 10.843.987,60

Q pemanas E-02 (steam) 10.843.987,60 -

Q arus 6 pada E-04 - 7.782.690,87

Q Pemanas E-04 (steam) 7.782.690,87 -

Q arus 9 pada E-08 1.103.332,43 -

Q pendingin E-08 (air laut) - 1.103.332,43

Q arus 11 pada E-11 891.520,90 -

Q pendingin E-11 (air laut) - 891.520,90

Q arus 12 pada E-13 561.791,90 -

Q pendingin E-13 (air laut) - 561.791,90

Total 77.362.388,53 77.362.388,53

Pada perancangan pabrik etanolamin terdapat fluida pemanas dan pendingin yang terlibat dalam proses. Fluida pemanas dan pendingin memiliki fungsi untuk menaikkan atau menurunkan suhu fluida proses melalui alat penukar panas (heat exchanger). Mengacu pada Tabel 2.9 maka dapat diketahui besarnya energi yang terlibat di dalam pabrik secara detail. Selain itu, dapat juga dicari kebutuhan energi pemanas atau pendingin untuk menghasilkan 1 kg produk etanolamin. Perhitungan energi spesifik pada masing-masing pemanas ataupun pendingin dapat dicari dengan cara berikut:

• Energi steam spesifik

= Energi total steam massa produk etanolamin

= (6.251.376,5+144.245,23+256.622,53+ 7.652.391,4+ 10.843.987,6+ 7.782.690,87) kJ/jam 4.419,19 kg/jam

= 7.393,8 kJ/kg etanolamin commit to user

40

• Energi air laut spesifik

= Energi total air laut massa produk etanolamin

= (816.536,95 + 128.204,62+ 1.103.332,43+ 891.520,90+ 561.791,9) kJ/jam 4.419,19 kg/jam

= 792,3 kJ/kg etanolamin

2.5 Tata Letak Pabrik dan Peralatan 2.5.1 Tata letak peralatan

Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak peralatan proses pada pabrik etanolamin, antara lain :

1. Aliran bahan baku dan produk

Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan keamanan produksi.

2. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar area proses perlu diperhatikan kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

3. Cahaya

Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.

4. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan tata letak pabrik perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dangan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki.

Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga diprioritaskan.

5. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

commit to user

41 6. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalkan.

(Vilbrant, 1959) Tata letak alat-alat proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga :

- Kelancaran dan keamanan proses produksi dapat terjamin - Perawatan lebih mudah

- Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia

- Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan produktifitas kerja disamping keamanan yang terjadi

commit to user

42 Keterangan:

TK-01 = Tangki Amonia T-02 = Kolom Distilasi 2 TK-02 = Tangki Etilen Oksida T-03 = Kolom Distilasi 3 M-01 = Tangki Mixer TK-03 = Tangki MEA

R-01 = Reaktor TK-04 = Tangki DEA

V-01 = Separator Flash Drum TK-05 = Tangki TEA T-01 = Kolom Distilasi 1

Gambar 2.3 Tata Letak Peralatan Proses 2.5.2 Tata letak pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para pekerja serta keselamatan proses.

Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah :

1. Pabrik etanolamin ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan), sehingga penentuan tata letak tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan tata letak selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan panas, dan dari bahan yang mudah meledak, juga jauh dari asap atau gas beracun.

4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya bangunan dan gedung, dan juga karena iklim Indonesia memungkinkan konstruksi secara out door.

5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan pengaturan ruangan/lahan.

(Vilbrant, 1959)

commit to user

43 commit to user

44 Keterangan:

1 = Bengkel 10 = Kantin

2 = Garasi 11 = Klinik

3 = Gudang 12 = Laboratorium

4 = Area Utilitas 13 = Safety

5 = Area Perluasan 14 = Lahan Parkir

6 = Area Proses 15 = Taman

7 = Area Bongkar Muat 16 = Pos Keamanan

8 = Kantor 17 = Gerbang Utama

9 = Mushola 18 = Gerbang Dermaga

Gambar 2.4 Tata Letak Pabrik Etanolamin

Secara garis besar tata letak dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu:

a. Daerah administrasi / perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual b. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk.

Merupakan daerah untuk tangki bahan baku dan produk.

d. Daerah gudang, bengkel dan garasi.

Merupakan daerah untuk menampung bahan - bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

e. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan.

(Vilbrant, 1959)

commit to user