Aliran Energi CO2 Removal 3 [PDF]

Citation preview

EFISIENSI ENERGI



ALUR DASAR ALIRAN ENERGI DALAM PROSES CO2 REMOVAL UNIT DI PT. PEROKIMIA GRESIK PLANT AMONIAK Dosen Pengampu: Ir. Wisnu Broto, MSi



Disusun oleh: Dzikriyah Ikrima Shabria Aprilia Larasati Dewi Dwi Kristanto Donny August Sapdono



PROGRAM STUDI SARJANA TERAPAN TEKNOLOGI REKAYASA INDUSTRI FAKULTAS SEKOLAH VOKASI UNIVERSITAS DIPONEGORO SEMARANG 2019 1



KATA PENGANTAR Assalamu’alaikum warahmatullahi wabarakatuh Puji syukur penulis panjatkan kepada Allah SWT, karena atas Rahmat dan HidayahNya makalah ini dapat diselesaikan dengan tepat waktu. Dalam makalah ini akan dibahas tentang alur dasar aliran energi dalam proses CO2 removal unit. Penulis menyadari bahwa  makalah ini masih terdapat banyak kekurangan. Tentunya, kritik, saran dan masukan sangat penulis butuhkan untuk dijadikan pedoman dalam penulisan ke arah yang lebih baik lagi. Serta terima kasih penulis ucapkan kepada berbagai pihak yang telah membantu melengkapi isi dari makalah ini. Semoga makalah ini dapat berguna dan bermanfaat bagi kita semua. Wassalamu’alaikum warahmatullahi wabarakatuh Semarang, 18 September 2019



Penulis



2



DAFTAR ISI Halaman Judul.............................................................................................. Kata Pengantar............................................................................................. Daftar Isi...................................................................................................... BAB I PENDAHULUAN A. Latar Belakang Masalah................................................................... B. Rumusan Masalah............................................................................ C. Tujuan Penulisan.............................................................................. BAB II ISI A. Pengertian Energi............................................................................. B. CO2 Removal Plant……………………………………………...... C. Aliran Energi (Panas) CO2 Removal Plant....................................... BAB III PENUTUP A. Kesimpulan...................................................................................... B. Saran……………………………………………………………… Daftar Pustaka..............................................................................................



BAB I PENDAHULUAN 3



1 2 3 4 5 5 6 6 16 27 27 28



I.1 Latar Belakang Gas alam merupakan senyawa hidrokarbon yang terdiri dari campuran beberapa macam gas hidrokarbon yang mudah terbakar dan non hidrokarbon (impuritas) seperti Hg, CO2, dan H2S (M. Faisol Haq, 2012)[1]. Gas alam menjadi salah satu bahan baku dalam pembuatan amoniak di Petrokimia Gresik. Untuk menghilangkan kadar CO 2 maka dilakukan proses pemurnian atau biasa disebut CO2 removal. Proses CO2 removal merupakan tahap pemurnian gas dari kandungan CO2. Salah satu industri yaitu Pt. Petrokimia Gresik menggunakan CO2 yang sudah dipisahkan dari gas untuk dijadikan bahan baku pembuatan urea. Sedangkan gas yang sudah murni akan digunakan sebagai bahan baku sintesa amoniak. Menurut Irfan Javed dkk (2010) dalam jurnalnya, salah satu proses dalam CO 2 removal adalah proses absorbsi CO2 dimana gas akan dikondensasi pada suhu rendah dan tekanan tinggi agar dapat terserap oleh larutan Benfield[2]. Proses CO2 removal tersebut membutuhkan energi panas dengan jumlah yang besar. Menurut Rochelle G. dan Oyenekan B. (2006), kinerja proses CO2 removal tersebut dapat dilihat dari spesifikasi produk, kuantitas produk, maupun efisiensi energi [3]. Proses CO2 removal pada kolom absorber menggunakan energi yang cukup banyak karena harus beroperasi pada suhu rendah. Energi diambil dari pemanasan maupun pendinginan yang bekerja pada sistem dan energi dari produk atau energi recovery. Energi recovery sangat bergantung terhadap efisiensi pembakaran pada heat exchanger. Padahal efisiensi heat exchanger bisa menurun sepanjang waktu operasi. Kondisi operasi menurun disebabkan oleh kualitas dan kuantitas bahan baku saat plant beroperasi sehingga pemodelan desain awal set up tidak lagi optimal.



I.2 Rumusan Masalah 1. Apa yang dimaksud dengan energi ? 4



2. Bagaimanakah proses CO2 removal di PT. Petrokimia Gresik? 3. Bagaimana dasar aliran energi pada proses CO2 removal di PT. Petrokimia Gresik? 4. Bagaimana cara perhitungan energi pada proses CO 2 removal di PT. Petrokimia Gresik? I.3 Tujuan 1. Dapat mengetahui apa yang dimaksud dengan energi 2. Dapat mengetahui proses CO2 removal di PT. Petrokimia Gresik 3. Dapat mengetahui dasar aliran energi pada proses CO2 removal di PT. Petrokimia Gresik 4. Dapat mengetahui cara perhitungan energi pada proses CO2 removal di PT. Petrokimia Gresik



BAB II ISI 5



A. Pengertian Energi Neraca energi menunjukan kesetimbangan antara energi yang dibutuhkan dan energi yang dihasilkan selama berjalannya proses produksi. Selain untuk menegetahui kebutuhan energi pada suatu proses , perhitungan neraca energi ini juga sangat penting untuk memperoleh nilai efisiensi sehingga dapat dilakukan evaluasi untuk mencapai efisiensi energi optimum dan meminimalkan kehilangan energi . Dalam neraca energi terdapat enam bentuk energi yang diperhitungkan: -



Energy kinetic (Ek) : energy yang dimiliki suatu system yang bergerak



-



Energy potensil (Ep) : energy yang dimiliki oleh suatu system posisinya



-



Energy dalam (U) : jumlah dari seluruh energy molekkuler , atomatik dan subatomic yang terdapat dalam suatu materi



-



Energy panas/kalor (Q) : energy yang mengalir karena perbedaan temperatur



-



Kerja (W) : energy yang ditransfer oleh suatu tenaga penggerak tertentu selain beda temperature



-



Entalpi (H) : Jumlah dari dua energy dimana E = U + PV



B. CO2 Removal Plant CO2 removal plant merupakan salah satu plant pada pabrik amoniak di PT. Petrokimia Gresik. CO2 removal plant mempunyai fungsi untuk menghilangkan gas-gas impuritas seperti CO2 agar tidak mengganggu proses sintesa amoniak. Pada plant tersebut terdapat dua kolom besar yang berfungsi untuk menyerap CO2 yaitu kolom absorber dan memisahkan CO2 yaitu kolom stripper. Iqlima Fuqoha (2012) menjelaskan bahwa kolom CO2 absorber merupakan suatu tabung atau vessel yang bekerja untuk menyerap CO2 dengan mengkontak syngas dengan larutan Benfield[10]. Larutan Benfield menyerap CO2 dan mengalir ke kolom stripper dimana kolom stripper bekerja untuk memisahkan CO2 dari larutan Benfield. CO2 yang terpisah dari larutan Benfield dibuang dan dijadikan produk atau bahan baku pembuatan pupuk urea.



6



Sedangkan larutan Benfield yang telah murni dan tidak mengandung CO 2 dikembalikan ke dalam kolom absorber untuk melakukan proses penyerapan lagi. Untuk memurnikan syngas dari kandungan CO2 selain menggunakan larutan Benfield, juga menggunakan tekanan yang tinggi. Tekanan yang tinggi ini bertujuan untuk mencairkan CO2 agar cepat larut ke larutan Benfield dengan suhu yang rendah. Setelah itu larutan Benfield yang menyerap CO2 dialirkan ke kolom stripper. Kolom stripper sendiri akan bekerja untuk memisahkan CO2 dari larutan Benfield. Dimana larutan Benfield yang telah terpisah dari CO2 menjadi bottom product dan dikembalikan ke kolom absorber untuk melakukan penyerapan lagi. Sedangkan CO2 menjadi top product untuk digunakan sebagai bahan baku pembuatan pupuk urea. Kondisi operasi pada kolom stripper berkebalikan dengan kolom absorber, dimana untuk memisahkan kandungan CO2 dari gas membutuhkan tekanan rendah dan suhu tinggi.



2.2.1 CO2 Absorption 7



Proses pemisahan CO2 dari gas proses dilakukan dengan menggunakan proses absorbsi dimana larutan penyerap yang digunakan adalah potassium carbonate. Larutan potassium carbonate yang mengandung DEA dan korosi inhibitor tersebut biasa disebut dengan Benfield. Larutan Benfield terdiri dari komponen – komponen sebagai berikut : o Potassium Karbonat (K2CO3 25 – 30 % berat) o Diethanolamine (DEA) 3 – 5 % o Corrosion inhibitor 0,5 – 0,6 % (Vanadium Pentoxida) Komponen – komponen utama dalam tahap ini adalah: 1.



Lean Solution Benfield



Larutan ini mempunyai kadar potassium carbonate yang paling tinggi. Digunakan untuk melakukan penyerapan CO2 terakhir yang berada di packing bed 1 kolom absorber. 2.



Semi Lean Solution Benfield



Larutan yang sudah teregenerasi dan sebagian masih mengandung potassium bicarbonate. Larutan ini digunakan untuk menyerap CO2 pada kolom absorber. 3.



Rich Solution Benfield



Larutan yang mengandung CO2 tinggi dan merupakan bottom output dari kolom absorber. Larutan ini akan diregenerasi didalam kolom stripper. 4.



CO2 Absorber



Merupakan tower atau kolom yang terdiri dari 3 bed packing metalic yang berfungsi untuk mengkontak raw synthesis gas dengan larutan lean Benfield maupun semi-lean Benfield.



Teori Operasi Raw synthesis gas yang mengalir masuk ke kolom absorber mempunyai suhu 70° C dimana gas tersebut akan menuju keatas melalui internal distributor. Setelah melewati internal distributor, raw synthesis gas akan terus naik keatas melalui dua bed terbawah. Dalam bed tersebut raw synthesis gas akan kontak dengan larutan semi-lean Benfield yang sudah teregenerasi. Gas yang sudah sebagian diserap oleh semi-lean, akan diteruskan keatas 8



menuju top tray dan dikontak dengan lean Benfield. Gas yang dikontak dengan lean Benfield menjadi murni dari kadar karbondioksida. Setelah gas dikontak dengan lean Benfield dan sebagian besar kadar karbondioksida telah hilang, selanjutnya diteruskan menuju absorber knock out drum yang berfungsi untuk memisahkan larutan Benfield yang terikut oleh aliran uap. Larutan tersebut dikeluarkan secara blowdown dan dikumpulkan ke sewer pengumpul larutan Benfield. Berikut merupakan reaksi kimia proses penyerapan CO2 dengan larutan potassium carbonate: H2O + K2CO3 + CO2



2KHCO3



Reaksi yang terjadi pada kolom absorber mempunyai kondisi operasi 70 0C dan tekanan 28 – 32 kg/cm2. Raw synthesis gas keluar LTS sebelum masuk CO2 absorber mempunyai komposisi sebagai berikut : - CO2 = 18,87 %



- CH4



= 0,29 %



- CO



= 0,3%



- N2



= 20,54 %



- Ar



= 0,26 %



- H2



Dan komposisi gas yang = 59,74 % keluar dari kolom absorber adalah sebagai berikut :



- CO2 = 0,06 – 0,10 %



- CH4



= 0,36 %



- CO



= 0,37 %



- N2



= 25,30 %



- Ar



= 0,32 %



- H2



= 73,59 %



2.2.2 CO2 Stripping Dalam proses stripping larutan CO2 akan dilepaskan dengan suhu yang tinggi agar fasa vapor bisa naik top column. Dalam prosesnya, CO2 stripper bekerja dengan melakukan 9



pemisahan CO2, penambahan panas dan penurunan tekanan. Hal itu bertujuan agar proses pelepasan CO2 bekerja cepat. Proses regenerasi larutan Benfield sangat dibutuhkan karena larutan yang teregenerasi tersebut digunakan untuk menyerap kembali karbondioksida yang tersisa pada top section kolom absorber. Berikut merupakan reaksi kimia proses regenerasi: 2 KHCO3



K2CO3 + CO2 + H2O



Stripping CO2 dilakukan pada suhu  100 – 130 0C dan tekanan 0,5 – 1 kg/cm2. Komponen – komponen utama dalam tahap ini adalah: 1. CO2 Stripper (102-E) Kolom ini merupakan kolom pelepasan dari karbondioksida. Kolom ini terdiri dari 4 packing bed dimana bahan dari tiap packing bed terdiri dari carbon steel dan stainless slot ring. Selain itu di setiap tray pada kolom terdapat distributor cairan atau vapor di bagian atas dan bawahnya. 2. Stripper Feed Flash Drum (133-F) Vessel yang berfungsi sebagai pemisah gas impuritas dengan rich Benfield. Dimana gas seperti CH2 dan H2 diikat dan digunakan untuk fuel dari primary reformer 3. Semi Lean Solution Flash Tank (132-F) Drum yang mempunyai empat internal compartment dan dihubungkan dengan injector steam pada sisi outlet. Injector steam akan mengembalikan semi-lean Benfield kembali masuk ke CO2 stripper. 4. Lean Solution/LP BFW Exchanger (109-C) Exchanger ini mengalirkan lean Benfield solution dari CO2 stripper menuju CO2 absorber. Pada alat ini terjadi proses pertukaran panas dengan aliran demineralized water. 5. CO2 Stripper Condensate Reboiler (111-C) Alat ini berfungsi untuk melakukan pemanasan kembali kolom stripper dengan pertukaran panas dari aliran CO2 condensate water di sisi shell dan aliran process gas di sisi tube. 10



6. CO2 Stripper Reboiler (105-C) Berfungsi untuk reboiler dari kolom stripper dimana lean solution pada sisi shell akan bertukar panas dengan process gas dari tube side. Vapor atau steam output dari alat ini menjadi sumber steam kolom stripper.



Teori Operasi Setelah mengikat kandungan gas-gas impuritas yang masuk ke kolom absorber, selanjutnya larutan Benfield akan dialirkan menuju stripper flash drum dengan menurunkan tekanan menggunakan expander. Aliran larutan yang kaya akan CO2 tersebut akan dihilangkan gas impuritasnya seperti metana, hidrogen dan hidrokarbon lainnya di stripper flash drum 133-F Gas-gas seperti metana, hidrogen dan hidrokarbon lainnya tersebut akan digunakan untuk fuel di primary reformer. Sedangkan Benfield yang masih kaya akan CO2 diteruskan ke kolom stripper bagian flash zone diatas middle bed . Aliran tersebut akan mengalir kebawah menuju dua top bed dan bertemu uap panas dari bottom section. Cairan yang sudah teregenerasi sebagian oleh uap panas, terkumpul di intermediate liquid trap out pan . Sejumlah 90% dari cairan tersebut ditarik dari pan dan dikirim ke semi lean solution flash tank. Sebagian larutan yang melalui intermediate pan akan disitribusikan kembali melalui bed bottom yang naik dari bottom section tower. Uap panas akan melepaskan CO2 (stripping) dari larutan. Lean solution akan terkumpul pada bagian lower trap out dan akan mengalir secara gravitasi ke sisi shell dari CO2 stripper reboiler. Dari reboiler tersebut, sebagian lean solution akan diuapkan oleh panas dari aliran LTS effluent dan kemudian masuk kembali ke kolom stripper. Larutan yang masuk melalui lower trap out tersebut ditarik melalui sisi shell lean solution atau LP BFW exchanger oleh pompa 108-J. Lean solution dari pompa 108-J akan masuk ke kolom absorber. Sebagian larutan semi-lean Benfield akan masuk ke 132-F dan akan dipisahkan dari liquid ke fase vapor dan dikirim ke ejector. Ejector tersebut akan menarik uap hasil flashing dari tiap compartment dan mengembalikannya ke kolom stripper bagian intermediate draw off pan. Sedangkan sisi 11



lain dari 132-F akan ditarik oleh pompa 107-J untuk dialirkan masuk kembali ke kolom absorber. Produk CO2 Stripper : - CH4 = 0 %



- CO2 = 99,71 % - CO



=0%



- N2



= 0,02 %



- Ar



=0%



- H2



= 0,27 %



Secara ringkas, reaksi yang terjadi baik pada CO2 absorber maupun CO2 stripper adalah:  Absorbsi: K2CO3 + CO2 + H2O



2 KHCO3



T = 70 0C, P = 33 kg/cm2 (kadar CO2 dalam gas 0,06%)  Stripper:



2 KHCO3



K2CO3 + CO2 + H2O



T = 135 0C, P = 1,9 kg/cm2 (kadar CO2 yang dihasilkan kemurniannya 99,71 %) 2.2.3 Heat Exchanger Menurut Incropera dan Dewitt (1981), efektivitas suatu heat exchanger didefinisikan sebagai perbandingan antara perpindahan panas yang diharapkan (nyata) dengan perpindahan panas maksimum yang mungkin terjadi dalam heat exchanger tersebut[12]. Secara umum pengertian alat penukar panas atau heat exchanger (HE), adalah suatu alat yang digunakan untuk pemanas atau pendingin dengan menggunakan prinsip perpindahan panas. Medium pemanas yang dipakai adalah uap lewat panas (super heated steam) dan air biasa sebagai air pendingin ( cooling water). Heat exchanger dirancang sedemikian rupa agar tingkat perpindahan panas berlangsung dengan optimal dan efisien. Pertukaran panas pada heat exchanger tersebut terjadi karena adanya kontak antar fluida panas dan dingin, baik dengan dinding pemisah maupun dengan bercampur langsung begitu saja. Pada industri Petrokimia maupun industri minyak dan gas, heat exchanger digunakan hampir pada setiap proses baik itu proses pemanasan maupun pendinginan. Dean A. Barlett (1996) dalam jurnalnya menyatakan bahwa penukar panas dapat diklasifikasikan menjadi 3 tipe, berdasarkan jenis dan ukuran yaitu coil heat exchanger, plate 12



heat exchanger, dan shell-and-tube heat exchanger. Dari beberapa tipe penukar panas tersebut, setiap jenisnya mempunyai kelebihan dan kekurangan serta penggunaannya tergantung metode perpindahan panas yang ditentukan. Dari ketiga tipe penukar panas tersebut, tipe shell-and-tube memiliki kemampuan tekanan yang lebih baik dari penukar panas plate dan memiliki kemampuan tekanan lebih rendah dari coil heat exchanger[13].



Gambar 2.3 Shell-and-Tube Heat Exchanger[14]



Kinerja dari penukar panas dapat ditentukan oleh laju perpindahan panas dari penukar panas tersebut. Untuk menentukan tingkat perpindahan panas dapat dihitung menggunakan persamaan 2.1. Tingkat perpindahan panas penukar panas dipengaruhi oleh koefisien perpindahan panas keseluruhan, luas area perpindahan panas, dan Log Mean Temperature Difference (LMTD).



Q = U A ΔTLM ………………..…………(2.1)



Keterangan: Q



= Heat Duty (kcal/hr)



U = Koefisien perpindahan panas keseluruhan (kcal/hr m2 °C) A = Heat Transfer Area 2 (m ) ΔTLM = Log Mean Temperature Difference (oC) 13



Menurut Totok Ruki (2012), koefisien perpindahan panas keseluruhan (U) ditentukan dengan menggunakan hubungan empiris dari koefisien perpindahan panas film masingmasing sisi dan resistansi fouling[18]. Persamaan sebagai berikut:



Dimana: Rfi = Resistansi fouling dalam Rfo = Resistansi fouling luar hi = Koefisien perpindahan panas film sisi tube ho = Koefisien perpindahan panas film sisi shell U = Koefisien perpindahan panas keseluruhan kw = Konduktivitas termal pada dinding tube do = Diameter luar dari tube di = Diameter dalam dari tube



Totok Ruki (2012) menjelaskan bahwa pada umumnya analisis kinerja alat penukar panas dilakukan berdasarkan kesetimbangan energi steady-state[18]. Jika koefisien perpindahan panas keseluruhan konstan, perubahan energi kinetik diabaikan, dan permukaan penukar panas diisolasi, maka persamaan 2.1 mudah diintegrasikan untuk aliran co-current atau counter current. Sehingga didapatkan kesetimbangan dengan persamaan berikut: Qc = Qh…………………………………………..(2.5) Dimana : Qc = Jumlah panas yang diterima dari fluida dingin Qh = Jumlah panas yang diterima dari fluida panas 14



Jumlah panas yang diterima dari fluida dingin Qc, dapat dihitung dengan persamaan sebagai berikut: Qc = mc Cpc ΔTc ……………..…………………....(2.6) Keterangan : Q



= Heat Duty (kcal/hr)



mc



= Laju aliran massa fluida dingin (kg/hr)



Cpc



= Panas spesifik dari fluida dingin (kcal/kg-oC)



ΔTc



= Perbedaan suhu fluida dingin inlet dan outlet (oC)



Jumlah panas yang diterima dari fluida panas Qh, diberikan sebagai berikut: Qh = mh Cph ΔTh ……………..…………………....(2.7) Keterangan : Q



= Heat Duty (kcal/hr)



mh



= Laju aliran massa fluida panas (kg/hr)



Cph



= Panas spesifik dari fluida panas (kcal/kg-oC)



ΔTh



= Perbedaan suhu fluida panas inlet dan outlet (oC)



C. Aliran Energi (Panas) CO2 Removal



CO2 Stripper



CO2 Absorber



15



LP/ BFW Exchanger



1. CO2 Absorber



N



M



O1



CO2 Absorber



16



Q



P



Keterangan : M = Aliran dari Raw Gas Separator N = Aliran larutan benfield dari 132 oF O1 = Aliran larutan lean solution dari 109 oC P = Aliran rich benfield Q = Aliran produk a. Aliran Dari Raw Gas Separator (Aliran M) TA 1430 PV



= 76,60C + 273 = 349,6oK



T Referensi



= 25OC + 273 = 298 K



QM



= 3.976.693,071 kkal



b. Aliran Larutan Benfield dari 132-F (Aliran N) TI 1410 PV



= 107,5oC + 273 = 380,5 K



T referensi



= 25oC + 273 K = 298 K



380,5



H2O = ∫ 33,933 - 8,4186.10-3T + 2,9906. 10-5 T2 -1,7825. 10-8 T3 + 3,6934 10-12 T4 298



= 33,933 (380,5 – 298) -



(380,53 –



2983) -



8,4186 x 10−3 2,9906 x 10−5 (380,52 – 2982) + 2 3



1,7825 x 10−8 3,6934 x 10−12 (380,54 – 2984) + (380,55 – 4 5



2985) Cp.dT = 2.776,22 kJ/mol = 666,293 kkal/mol Q = n x Cp x dT = 57.433,2 mol x 666,293 kkal/mol = 38.267.327,64 kkal 380,5



K2CO3 = ∫ 26,523 - 4,4242.10-2T + 3,415. 10-6 T2 298



17



= 26,523 (380,5 – 298) -



4,4242 x 10−2 3,415 x 10−6 (380,52 – 2982) + (380,53 2 3



2983)



–



Cp.dT = 2.338,07 kJ/mol = 561,137 kkal/mol Q = n x Cp x dT = 1.595,669 mol x 561,137 kkal/mol = 895.388,597 kkal Q larutan Benfield dari 132 F = 39.162.716,24 kkal c. Aliran larutan lean solution dari 109-C (aliran O1) TI 1408 PV = 74,9oC + 273 K = 347,9 K T referensi = 25oC + 273 K = 298 K 380,5



H2O = ∫ 33,933 - 8,4186.10-3T + 2,9906. 10-5 T2 – 1,7825. 10-8 T3 + 3,6934. 10-12 T4 298



= 33,933 (347,9 – 298) -



2983) -



–



8,4186 x 10−3 2,990 x 10−5 (347,92 – 2982) + (347,93 2 3



1,7825 x 10−3 3,6934 x 10−12 (347,94 – 2984) + (347,95 – 4 5



CpdT = 1.683,987 KJ/mol = 404,157 Kkal/mol Q



= n x Cp x dT = 9.686,478 mol x 404,157 kkal/mol = 3.914.856,727 kkal



340,889



K2CO3 =



∫



26,523 - 4,4242.10-2T + 3,415. 10-6 T2



298



18



2985)



= 26,523 (340,889 – 298) -



4,4242 x 10−2 (340,8892 – 2982) + 2



3,415 x 10−6 (340,53 – 2983) 3 CpdT = 1.378,439 Kj/mol = 330,825 kkal/mol Q



= n x Cp x dT = 370,604 kgmol x 330,825 kkal/mol = 122.605,202 kkal



Q Aliran larutan lean solution dari 109-C = 4.037.461,929 kkal



d. Perhitungan ∆ H 298 CO2(g) + K2CO3(l) +H2O(l)



ΔH298



2KHCO3(g)



= ΔH produk – ΔH reaktan



= 2 (ΔHf KHCO3) – ΔHf CO2 + ΔHf K2CO3 + ΔHf H2O ΔHf CO2



= -94.442,4 kJ/mol x 658,378 mol = -62.178.798,43 kkal



ΔHf K2CO3



= -274.010 kcal/gmol = -1.146.485,356 kJ/kgmol = -275.156,485 kkal/mol x 658,378 mol = -181.156.976,6 kkal



ΔHf H2O



= -58.036,8 kkal/mol x 658,378 mol = -38.210.152,31 kkal



ΔHf KHCO3 = -229.800 kcal/gmol = -961.506,276 kJ/kgmol = 2 x -230.761,506 kkal/mol x 1.316,756 mol = -607.713.195,2 kkal ΔH298



= (-607.713.195,2) – ((-62.178.798,43) + (-181.156.976,6) +



(-38.210.152,31)) Panas reaksi 298 K = -326.167.267,9 kkal e. Aliran Rich BenField (aliran P) TI 1354 PV = 113,5oC + 273 = 386,5 K T referensi = 25oC + 273 = 298 K



19



386,5



H2O = ∫ 33,933 - 8,4186.10-3T + 2,9906. 10-5 T2 – 1,7825. 10-8 T3 +



3,6934. 10-12



298



T4 = 33,933 (386,5 – 298) -



2983) -



–



8,4186 x 10−3 2,990 x 10−5 (386,52 – 2982) + (386,53 2 3



1,7825 x 10−3 3,6934 x 10−12 (386,54 – 2984) + (386,55 – 4 5



2985)



CpdT = 2.976,744 kJ/mol = 714,419 kkal/mol Q



= n x Cp x dT = 66.461,3 mol x 714,419 kkal/mol = 47.481.186,24 kkal



Tabel Perhitungan Q pada Aliran Rich BienfieldKomponen K2CO3 H 2O KHCO3 Total



Mol



Cp.dT



1.307,895 66.461,3 1.316,756 69.085,951



(kkal/mol) 622,021 714,419 622,021 1.958,41



QP (kkal) 813.538,103 47.481.186,24 819.049,831 49.114.374,17



f. Aliran Produk (aliran Q) TI 1353 PV = 82oC + 273 K = 355 K T referensi = 25oC + 273 K = 298 K 355



N2 =∫ 29,342 – 3,5395.10-3T + 1,0076.10-5 T2 – 4,3116. 10-9 T3 + 2,5935. 10298



13



T4



= 29,342 (355 – 298) -



2983) -



3,5395 x 10−3 1,0076 x 10−5 (3552 – 2982) + (3553 – 2 3



4,3116 x 10−9 2,5935 x 10−13 (3554 – 2984) + (3555 – 4 5



20



2985)



CpdT = 1.667,355 kJ/mol = 400,165 kkal/mol Q



= n x Cp x dT = 2.884,432 mol x 400,165 kkal/mol = 1.154.249,308 kkal



Tabel Perhitungan Q pada Aliran Produk



Komponen N2 CH4 CO2 Ar H2 CO Total



Mol 2.884,432 160,757 6,65 40,84 7.414,71 662,82 11.170,209



Cp.dT (kkal/mol) 400,165 465,174 389,219 284,352 354,774 402,051 2.295,735



QQ (kkal) 1.154.249,308 74.780,054 2.588,303 11.612,955 2.630.546,326 266.487,523 4.140.264,469



Tabel Neraca Massa Pada CO2 Absorber



Kode M N O1 P Q



Komponen Dari Raw Gas Separator Larutan Benfield dari 132-F Larutan Lean Solution dari 109-C Rich Benfield Produk Panas 298 K Panas Reaksi Total



Panas Masuk (KKal) 3.976.693,071 39.162.176,24 4.037.461,929 332.245.035,3 379.421.906,5



1. CO2 Striper 2. CO2 Striper 21



QQ (kkal) 49.114.374,17 4.140.264,469 326.167.267,9 379.421.906,5



P



R



N



O2



Keterangan : N = Larutan Benfield menuju 109-C O2 = Larutan Lean Solution menuju 109-C P = Larutan Rich Benfields dari CO2 absorber R= Aliran CO2 Produk a.



Larutan Rich Benfields dari CO2 Absorber (Aliran P) TA = 113,5o C + 273 = 386,5 k T referensi = 25o C + 273 k = 298 K RP = 49.114.374,17



b. Perhitungan Perhitungan ∆ H 298 2KHCO3(l) ΔH298



CO2 + K2CO3(l) + H2O(l) = ΔH produk – ΔH reaktan



= (ΔHf CO2) – ΔHf K2CO3 + ΔHf H2O + 2(ΔHf KHCO3) ΔHf CO2



= -94.442,4 kJ/mol x 658,378 mol = -62.178.798,43 kkal



ΔHf K2CO3



= -274.010 kcal/gmol = -1.146.485,356 kJ/kgmol = -275.156,485 kkal/mol x 658,378 mol = -181.156.976,6 kkal



ΔHf H2O



= -58.036,8 kkal/mol x 658,378 mol = -38.210.152,31 kkal



ΔHf KHCO3 = -229.800 kcal/gmol = -961.506,276 kJ/kgmol = 2 x -230.761,506 kkal/mol x 1.316,756 mol = -607.713.195,2 kkal ΔH298



= (-62.178.798,43) + ((-181.156.976,6) + (-38.210.152,31) +



(-607.713.195,2)) Panas reaksi 298 K = 326.167.267,9 kkal c. Larutan Benfield Menuju 132-F (aliran N) 22



TI 1409 PV = 119,4 °C + 273 = 392,4 K T referensi = 25 °C + 273 K = 298 K 392,4



H2O



= ∫ 33,933 - 8,4186.10-3T + 2,9906. 10-5 T2 – 1,7825. 10-8 T3 + 298



3,6934. 10-12 T4 = 33,933 (392,4 – 298) -



(392,43 – (392,45 –



298 3) -



8,4186 x 10−3 2,990 x 10−5 (392,42 – 2982) + 2 3



1,7825 x 10−3 3,6934 x 10−12 (392,44 – 2984) + 4 5



2985)



CpdT (H2O) = 3.173,802 Kj/mol = 761,712 kKal/mol Q = n × Cp × dT = 57.433,2 mol × 761,712 kKal/mol 392,4



K2CO3 = ∫ 26,523 - 4,4242.10-2T + 3,415. 10-6 T2 298



= 26,523 (392,4 – 298) -



4,4242 x 10−2 3,415 x 10−6 (392,42 – 2982) + 2 3



(392,43 – 2983) CpdT (K2CO3)



= 2.699,941 kJ/mol = 647,986 kKal/mol



Q = n × Cp × dT = 1.595,669 mol × 647,986 kKal/mol = 1.033.970,917 kKal Q Larutan Benfield Menuju 132-F = 44.781.556,13 kKal d. Larutan Lean Solution Menuju 109-C (aliran O2) TI 1407 PV = 124,3 °C + 273 = 397,3 K T referensi = 25 °C + 273 K = 298 K



23



397,3



= ∫ 33,933 - 8,4186.10-3T + 2,9906. 10-5 T2 – 1,7825. 10-8 T3 + 3,6934.



H2O



298



-12



10 T4 = 33,933 (397,3 – 298) -



(397,33 (397,35 – CpdT (H2O)



298 3) -



–



8,4186 x 10−3 2,990 x 10−5 (397,32 – 2982) + 2 3



1,7825 x 10−3 3,6934 x 10−12 (397,34 – 2984) + 4 5



2985) = 3.337,376 Kj/mol = 800,970 kKal/mol



Q = n × Cp × dT = 9.686,478 mol × 800,970 kKal/mol = 7.758.550,608 kKal 397,3



K2CO3 = ∫ 26,523 - 4,4242.10-2T + 3,415. 10-6 T2 298



4,4242 x 10−2 3,415 x 10−6 2 2 = 26,523 (397,3 – 298) (397,3 – 298 ) + 2 3 (397,33 – 2983) CpdT (K2CO3)



= 2.850,743 Kj/mol = 684,178 kKal/mol



Q = n × Cp × dT = 370,604 mol × 684,178 kKal/mol = 253.559,222 kKal Q Larutan Lean Solution menuju 109-C = 8.012.139,83 kKal e. Aliran CO2 Produk (aliran R) TI 1407 PV = 32,4 °C + 273 = 305,4 K T referensi = 25 °C + 273 K = 298 K 305,4



CO2 =



∫



27,437 - 4,2315.10-2T – 1,9555.10-9 T 3 + 3,9968. 10-9 T3 – 2,9872.10-13 T4



298



24



= 27,437 (305,4 – 298) -



4,2315 x 10−2 1,9555 x 10−5 (305,42 – 2982) + 2 3



3,9968 x 10−9 2,9872 x 10−13 4 4 (305,4 – 298 ) + (305,4 – 298 ) (305,45 2 2 3



3



– 2985) CpdT (CO2)



= 204,190 Kj/mol = 49,005 kKal/mol



Q = n × Cp × dT = 658,378 mol × 49,005 kKal/mol = 32.264,209 kKal Tabel Neraca Massa Pada CO2 Stripper



Kode P O2 N R



Komponen Larutan rich Benfield dari O2 Absorber Larutan Lean solution menuju 109-F Larutan Benfield menuju 132-F Aliran CO2 Produk Panas 298 K Panas Reaksi Total



Panas Masuk (KKal) 49.114.374,17



QQ (kkal) -



-



8.012.139,83



326.167.267,9 375.281.642,1



44.781.556,13 32.264,209 322.455.681,9 375.281.642,1



3. Lean Solution / LP BWF Exchanger (109-C)



O2



O1 Lean Solution/LP BWF Exchanger (109-C)



Keterangan : Q2 = Larutan Lean Solution dari CO2 stripper Q1 = Larutan Lean Solution menuju ke CO2 Absorber a. Larutan lean solution dari CO2 stripper (aliran O2) 25



TI 1407 PV = 124,3 0C + 273 = 397,3 K T Referensi = 25 0C + 273 = 298 K Q O2 = 8.012.139,83 Kkal b. Larutan lean solution menuju ke CO2 absorber (aliran O1) TI 1408 PV = 74,9 0C + 273 = 347,9 K T Referensi = 25 0C + 273 = 298 K Q O1 = 4.037.461,929 Kkal Tabel Neraca panas pada lean solution / LP BFW Exchanger Kode



Komponen



O2



Larutan lean solution dari CO2 stripper Larutan lean solution menuju ke CO2 Absorber Panas Total



O1



26



Panas masuk (kKal) 8.012.139,83



Panas Keluar (kKal) -



-



4.037.461,929



8.012.139,83



3.974.677.901 8.012.139,83



BAB III PENUTUP



A. Kesimpulan B. Saran Semoga dengan adanya makalah ini dapat membantu semua kalangan dalam mempelajari kinetika pertumbuhan mikroba serta perhitungan dalam kinetika tersebut.



27



DAFTAR PUSTAKA



28