BAB II DISTILASI

II-14

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

II.1 Dasar TeoriOperasi pemisahan dapat dicapai dengan membuat dua atau lebih zona nyata yang berbeda dalam suhu, tekanan, komposisi, dan fase. Setiap jenis molekul dalam campuran, dipisahkan dengan cara yang unik dengan keadaan yang berbeda di setiap zona. Akibatnya, karena sistem bergerak ke arah kesetimbangan, setiap molekul memiliki konsentrasi yang berbeda di setiap zona, dan menghasilkan pemisahan antar molekul (Perry, 2008).

Operasi pemisahan tersebut disebut dengan distilasi, yaitu suatu pemisahan yang menggunakan uap dan fase cair yang berdasarkan suhu dan tekanan yang sama untuk zona yang sama. Berbagai macam perangkat seperti perangkat packing yang acak ataupun yang terstruktur, plate atau tray, digunakan untuk mempetermukan dua fase ke dalam kontak yang intim. Tray disusun dengan cara meletakkan tray yang satu di atas tray yang lain dan memasangnya menjadi silinder untuk membentuk kolom. Packing umumnya juga terdapat dalam shell silinder antara hold-down dan plate pendukung. Kolom dapat dioperasikan secara kontinyu atau dalam batch, tergantung pada beberapa faktor seperti skala, fleksibilitas operasi, dan kandungan padatan dalam feed. Tray tipe kontinyu pada kolom distilasi dengan perangkat eksternal ditampilkan di Gambar 2.1 (Perry, 2008).

Bahan feed yang akan dipisahkan menjadi fraksi-fraksi, dikontakkan di satu atau lebih titik sepanjang shell kolom. Karena perbedaan densitas antara fasa uap dan fasa cair, fase cair mengarah ke kolom bagian bawah, mengalir dari tray ke tray, sementara uap mengalir sampai ke bagian atas kolom, berkontak dengan fase cair yang menuju ke bagian bawah kolom di setiap tray (Perry, 2008).

Pola keseluruhan aliran di kolom distilasi adalah berlawanan arah, antara aliran fase uap dan aliran fase cair pada semua tray dalam kolom distilasi. Uap dan fasa cair pada tray dinyatakan dengan panas, tekanan, dan komposisi kesetimbangan tiap tingkat tergantung pada efisiensi tray yang digunakan (Perry, 2008).

Gambar 2.1 Diagram Skematik dan Nomenklatur untuk Kolom Distilasi Kontinyu Sederhana dengan Satu Feed, Kondensor Overhead Total, dan Reboiler ParsialFase cair menuju bagian bawah kolom dan sebagian diuapkan dalam reboiler untuk dipanaskan, yang kemudian dialirkan kembali ke kolom. Sisa cairan yang ada di kolom bagian bawah diambil sebagai bottom product. Fase uap mencapai puncak kolom lalu didinginkan dan terkondensasi menjadi cairan dalam kondensor yang terdapat di bagian atas kolom distilasi. Sebagian dari cairan ini dikembalikan ke kolom sebagai refluks untuk pemisahan lagi oleh uap. Sisa aliran yang bukan reflux diambil sebagai distilat, atau overhead produk. Dalam beberapa kasus hanya sebagian dari uap yang terkondensasi, sehingga uap yang tidak terkondensasi di kondensor dapat diambil sebagai distilat (Perry, 2008).

Komponen lighter (yang menguap pada suhu yang lebih rendah) cenderung terkosentrasi dalam fase uap, sedangkan komponen heavier (yang menguap pada suhu yang lebih tinggi) berkonsentrasi dalam fase cair. Hasilnya adalah fasa uap yang menjadi kaya akan komponen lighter keluar melewati bagian atas kolom, dan fasa cair yang kaya akan komponen heavier keluar di bagian bawah kolom. Keseluruhan pemisahan antara distilat dan bottom product tergantung pada volatilitas relatif komponen, rasio antara laju aliran fase cair dan laju aliran fase uap di setiap bagian kolom, dan jumlah tray yang kontak di setiap bagian kolom (Perry, 2008).Jika feed dimasukkan pada salah satu titik disepanjang shell kolom, maka kolom dapat dibedakan menjadi bagian atas, yang sering disebut bagian rectifying, dan bagian yang bawah, yang disebut sebagai bagian stripping. Pada kolom distilasi multi-feed (feed lebih dari satu) dan kolom dimana sidestream cairan atau uap diambil, ada lebih dari dua bagian kolom yang ada di antara aliran produk akhir. Konsep kolom distilasi ini merupakan konsep yang berguna untuk menemukan alternatif sistem kolom (atau urutan) untuk memisahkan campuran multikomponen, seperti dijelaskan di bawah dalam sub-bab Sistem Distilasi (Perry, 2008).

Semua operasi pemisahan membutuhkan masukan energi dalam bentuk panas atau kerja. Dalam operasi distilasi konvensional, seperti ditandai pada Gambar 2.1, energi yang dibutuhkan untuk memisahkan spesies ini ditambahkan dalam bentuk panas ke reboiler di bagian bawah kolompada saat suhu tertinggi. Hal ini sering mengakibatkan kebutuhan energi masukan yang besar dan efisiensi termodinamika keseluruhan yang rendah, terutama jika panas yang dibuang di kondensor terbuang. Operasi distilasi kompleks yang menawarkan efisiensi termodinamika yang lebih tinggi dan kebutuhan energi input yang lebih rendah telah dikembangkan dan juga dibahas dalam sub bab Sistem Distilasi (Perry, 2008).

Distilasi Batch lebih disukai untuk aliran umpan kecil atau produksi musiman yang dilakukan dalam waktu yang sebentar dengan menggunakan model "batch campaign". Dalam model ini, feed dimasukkan untuk disuling dengan uap yang tersedia di kolom dimana pemisahan terjadi. Uap yang meninggalkan bagian atas kolom akan dikondensasikan untuk direfluks kembali ke kolom dan juga diambil sebagai distilat yang mengandung produk. Dalam operasi normal, aliran distilat adalah satu-satunya aliran yang meninggalkan sistem distilasi. Dalam hal penambahan penyearah aliran, konfigurasi sistem distilasi batch lainnya dibahas dalam sub bab Batch Distillation. Banyak konsep dan metode yang dibahas untuk distilasi kontinyu yang berguna untuk mengembangkan model dan metode desain untuk distilasi batch (Perry, 2008).KONSEP EQUILIBRIUM DAN NONEQUILIBRIUM STAGE

Proses pemindahan yang berlangsung dalam kolom distilasi merupakan interaksi yang rumit antara fase kesetimbangan termodinamika dari campuran, tingkat intra-interfase massa dan transportasi energi, dan arus multifase. Penyederhanaan diperlukan untuk mengembangkan model yang mudah dikerjakan. Konsep model equilibrium stage ini dikembangkan oleh Sorel pada tahun 1893, di mana cairan dalam masing-masing tahap dianggap tercampur dengan sedemikian rupa, sehingga uap dan aliran cair yang meninggalkan stage berada dalam kesetimbangan termodinamika masing-masing. Hal ini diperlukan agar hubungan kesetimbangan termodinamika antar fasa dapat digunakan untuk menentukan suhu dan komposisi ekuilibrium aliran pada tekanan tertentu. Sebuah kolom hipotetis yang terdiri dari tahap kesetimbangan (bukan kontak tray aktual), dirancang untuk mencapai pemisahan yang diinginkan untuk kolom yang sebenarnya (Perry, 2008).

Penggunaan konsep distilasi stage ekuilibrium dipecah menjadi tiga langkah utama :

1. Data termodinamika dan metode yang diperlukan untuk memprediksi komposisi kesetimbangan fase dirakit.

2. Nomor stage ekuilibrium dan masukan energi yang diperlukan untuk mencapai pemisahan tertentu atau pemisahan yang ingin dicapai dalam suatu nomor stage ekuilibrium agar dapat diperhitungkan energi yang masuk.

3. Nomor stage ekuilibrium dikonversi ke nomor tray aktual yang digunakan untuk menghitung tinggi feed dan diameter kolom.OPERASI PEMISAHAN TERKAIT

Operasi distilasi sederhana dan kompleks yang baru saja dijelaskan semua memiliki dua hal yang sama :

1. Kedua bagian rectifying dan bagian stripping dibedakan, sehingga pemisahan dapat dicapai antara dua komponen yang berdekatan volatilitasnya.2. Proses pemisahan sangat dipengaruhi oleh penambahan dan penghilangan energi dan bukan dengan penambahan zat pemisah massa (MSA) seperti dalam ekstraksi cair-cair.

Terkadang, alternatif pemisahan uap-cair tunggal atau operasi multi-tahap, mungkin lebih cocok digunakan daripada distilasi (Perry, 2008).Sebuah distilasi flash tahap tunggal, seperti ditunjukkan pada Gambar 2.2a, tepat untuk digunakan jika :

1. Relative volatility antara dua komponen yang akan dipisahkan sangat besar

2. Pengambilan hanya satu komponen dalam dua aliran produk yang diinginkan dapat dicapai tanpa memperhatikan pemisahan komponen lain, atau

3. Hanya pemisahan parsial saja yang akan dibuat dan diterapkan.

Sebuah contoh umum adalah pemisahan gas ringan seperti hidrogen dan metana dari senyawa aromatik. Suhu yang diinginkan dan tekanan dari distilasi flash mungkin diperoleh dengan menggunakan penukar panas, katup, kompresor, atau pompa upstream untuk tangki, yang digunakan untuk memisahkan fase uap (produk) dan fase cair. Tergantung pada kondisi asli feed, sebagian dikondensasikan atau sebagian lagi diuapkan, maka sistem ini disebut flash operation (Perry, 2008).

Jika pengambilan hanya satu komponen yang diperlukan dan bukan pemisahan yang sangat detail antara dua komponen yang volatilitas yang berdekatan, dapat digunakan absorpsi dengan single-stripping. Jika feed adalah fase uap pada operasi pemisahan, dapat menggunakan menara absorbsi dengan menggunakan cairan MSA sebagai penyerap yang volatilitasnya relatif rendah, seperti pada Gambar 2.2b, atau dengan refluks yang dihasilkan oleh kondensor parsial seperti pada Gambar 2.2c. Pemilihan biasanya tergantung pada biaya operasi uap condensing overhead atau pemurnian dan daur ulang larutan penyerap (Perry, 2008).

Gambar 2.2 Operasi Pemisahan yang Berkaitan dengan Distilasi. (a) Flash atau penguapan kondensasi parsial. (b) Absorbsi. (c) Rectifier. (d) Stripping. (e) Reboiled stripping. (f) Reboiled penyerapan. (g) Refluks stripping. (h) Ekstraktif distilasi. (i) Distilasi Azeotropic.

Jika feed merupakan fase cair pada operasi pemisahan, dapat digunakan kolom pemisah dengan pemberian uap dari luar dengan volatilitas relatifnya yang tinggi, ditunjukkan pada Gambar 2.2d, atau dengan mendidihkan uap yang dihasilkan oleh reboiler parsial, seperti pada Gambar 2.2e. Pemilihan tergantung pada kemudahan daripada pendidihan parsial dari bottom product atau pemurnian dan daur ulang dari cairan stripping (Perry, 2008).

Jika pemisahan yang detail diperlukan antara dua komponen yang memiliki volatilitas yang berdekatan, tapi suhunya rendah, maka diperlukan untuk menghasilkan refluks pada tekanan operasi di kolom. Atau suhu yang tinggi diperlukan untuk menghasilkan pemanasan, kemudian direfluks ke area stripping, seperti ditunjukkan pada Gambar 2.2g, atau penggunaan reboiler, seperti ditunjukkan pada Gambar 2.2f, juga dapat diterapkan. Dalam kedua kasus, pilihan MSA memiliki pertimbangan yang sama, untuk pemilihan sistem absorbsi sederhana dan stripping (Perry, 2008).

Ketika perbedaan volatilitas antara dua komponen yang dipisahkan menjadi begitu kecil sehingga jumlah stage yang diperlukan sangat besar akan, maka distilasi ekstraktif dapat diterapkan, seperti ditunjukkan pada Gambar 2.2h. Di sini, MSA yang digunakan harus dapat meningkatkan perbedaan volatilitas yang cukup untuk mengurangi kebutuhan njumlah stage teoritis. Biasanya, MSA adalah senyawa polar yang volatilitas rendah yang tertinggal di bagian bawah, dimana MSA tersebut kembali dan didaur ulang. MSA kemudian dikontakkan ke nomor yang cukup dekat dengan stage bagian atas kolom sehingga dapat mempengaruhi perbedaan volatilitas dari sebagian besar stage. Beberapa refluks di bagian atas digunakan untuk meminimalkan kosentrasi MSA dalam distilat. Sebuah alternatif untuk distilasi ekstraktif adalah distilasi azeotropik, yang ditunjukkan pada Gambar 2.2i. Dalam kondisi umum, MSA membentuk titik didih azeotrop minimum yang heterogen dengan satu atau lebih komponen pada feed yang digunakan. Produk Azeotrop tersebut diambil dibagian atas kolom, dan fase MSA dialirkan dan dikembalikan ke kolom sebagai refluks (Perry, 2008).

Banyak konfigurasi multistage lain yang mungkin diterapkan. Satu variasi penting dari stripper, ditunjukkan pada Gambar 2.2d, adalah refluks stripper, di mana sebuah kondensor di overhead kolom ditambahkan. Konfigurasi seperti ini kadang-kadang digunakan untuk memisahkan uap air asam yang mengandung NH3, H2O, fenol, dan HCN (Perry, 2008).

DATA DAN MODEL TERMODINAMIKA

Data termodinamika sangat penting untuk desain yang akurat atau untuk analisis kolom distilasi. Kegagalan peralatan dalam bekerja ditentukan dari tingkat kecocokan perangkat pendukung, yang disebabkan oleh kurangnya data tersebut. Sub bagian ini merangkum dan menyajikan contoh data fase ekuilibrium yang saat ini tersedia untuk desainer kolom distilasi. Konsep termodinamika tersebut digunakan dan disajikan dalam subbagian dari Termodinamika Section 4 (Perry, 2008).DATA FASE EQUILIBRIUM

Untuk campuran biner, tekanan dan temperatur dapat memperbaiki kesetimbangan uap dan komposisi cairan. Dengan demikian, data eksperimen sering disajikan dalam bentuk tabel mol fraksi uap y dan fraksi mol cair x untuk satu konstituen pada rentang suhu T untuk tekanan tetap P atau rentang tekanan untuk suhu yang tetap. Sebuah pemilihan pada data tersebut, pada tekanan 101,3 kPa (1 atm; 1,012 bar), untuk empat sistem biner nonideal diberikan pada Tabel 2.1. Database ekstensif pengukuran fase ekuilibrium sudah tersedia dalam simulator proses, bersama dengan model kolom untuk menghubungkan, menginterpolasi, dan mengekstrapolasi data (perawatan yang dibutuhkan di sini). Banyak simulator juga menyediakan tampilan grafis dari data untuk visualisasi dan interpretasi (Perry, 2008).Untuk aplikasi distilasi (kondisi proses hampir isobarik), data campuran biner sering diplot pada tekanan tetap, seperti grafik y dan x, dengan garis kemiringan 45 (termasuk untuk referensi), dan grafik antara T, y, dan x, seperti yang ditunjukkan pada Gambar 2.3. Dalam beberapa sistem biner, salah satu komponen lebih stabil daripada komponen yang lain, dari seluruh komposisi total. Ini merupakan permasalahan yang diterangkan pada Gambar 2.3 dan Gambar 2.4 untuk sistem benzene-toluene pada tekanan 101,3 dan 202,6 kPa (1 dan 2 atm) dimana benzena lebih stabil daripada toluena (Perry, 2008). Untuk sistem biner lainnya, salah satu komponen lebih mudah menguap selama operasi berlangsung dari komposisi lainnya. Dua sistem jenis ini, etil asetat-etanol dan kloroform-aseton, ditunjukkan pada Gambar 2.5 sampai Gambar 2.7. Gambar 2.5 menunjukkan bahwa kloroform kurang volatil daripada aseton dengan konsentrasi dibawah 66% mol kloroform, dan etil asetat lebih volatil daripada etanol dengan konsentrasi dibawah 53% mol etil asetat. Di atas konsentrasi tersebut, volatilitas dibalik. Campuran tersebut dioperasikan sebagai campuran azeotropik, dengan komposisi tertentu pembalikan dapat terjadi, dimana komposisi uap dan komposisi cairan sama, yaitu komposisi azeotropik, atau azeotrop. Cairan azeotropik mungkin homogen atau heterogen (dua fasa bercampur cair). Dua dari campuran biner dari Tabel 2.1 merupakan bentuk dari yang azeotropes homogen. Campuran non-azeotrop contohnya seperti benzena dan toluene pada Gambar 2.3 dan Gambar 2.4 dapat dipisahkan dengan distilasi sederhana menjadi dua produk murni. Sebaliknya, distilasi sederhana campuran azeotropik terbaik menghasilkan azeotrop dan satunya adalah spesies murni (Perry, 2008). Distilat dan bottom product yang diperoleh tergantung pada komposisi feed dan titik didih minimum azeotrop seperti campuran etil asetat-etanol pada Gambar 2.6 atau titik didih maksimal azeotrop terbentuk sebagaimana dengan campuran kloroformaseton pada Gambar 2.7. Misalnya, jika campuran 30% mol kloroform dan 70% mol aseton diumpankan ke kolom distilasi sederhana, seperti yang ditunjukkan pada Gambar 2.1, yang beroperasi pada 101,3 kPa (1 atm), produk distilat adalah aseton yang mendekati murni dan bagian produk bawah bisa mendekati pemanasan maksimum yang azeotrop (Perry, 2008).Sebuah contoh dari formasi heterogen azeotrop - ditunjukkan pada Gambar 2.8 untuk sistem butanol-air normal pada 101,3 kPa. Pada cair komposisi antara 0 dan 3% mol butanol dan antara 40 dan 100 mol % butanol, pada fase cair bersifat homogen. Tahap memisah menjadi dua fasa cair yang terpisah (satu dengan 3% mol butanol dan lainnya dengan 40% mol butanol) terjadi untuk setiap komposisi cairan keseluruhan antara 3 dan 40 mol% butanol. Titik didih azeotrop minimum yang heterogen terjadi pada 92C (198F) ketika komposisi uap dan Komposisi keseluruhan dari dua fase cair adalah 25% mol butanol (Perry, 2008). Untuk campuran yang mengandung lebih dari dua spesies, derajat kebebasan tersedia untuk setiap komponen tambahan. Jadi, untuk sistem empat komponen, uap kesetimbangan dan komposisi cair akan tetap jika tekanan, temperatur, dan fraksi mol dari dua komponen ditetapkan. Representasi data kesetimbangan multikomponen uapcair, dalam bentuk tabel atau grafik dari jenis yang ditunjukkan sebelumnya, untuk sistem biner sangat sulit atau tidak mungkin. Sebaliknya, data tersebut, seperti data sistem biner, umumnya diwakili dalam hal nilai K (rasio kesetimbangan uap-cair), yang didefinisikan oleh:

(Perry, 2008)dan berkorelasi secara empiris atau secara teoritis dalam hal suhu, tekanan, dan komposisi fasa dalam bentuk tabel, grafik, dan persamaan. Nilai K yang banyak digunakan dalam perhitungan destilasi multikomponen, dan rasio nilai K dari dua spesies, disebut volatilitas relatif,

(Perry, 2008)Gambar 2.3 Kurva y-x Isobarik untuk benzena-toluena (Brian, 1972)

Gambar 2.4 Kurva kesetimbangan isobarik uap-cair untuk benzena-toluena. (Brian, 1972)adalah indeks yang sesuai dan relatif mudah untuk memisahkan komponen i dan j dengan distilasi. Jarang distilasi digunakan dalam skala besar jika volatilitas relatifnya kurang dari 1,05, dengan i lebih volatil daripada j (Perry, 2008).

Gambar 2.5 Kesetimbangan vapor-cair untuk etil asetat-etanol dan sistem kloroform-aseton pada 101,3 kPa (1 atm) (Brian, 1972).NILAI KORELASI GRAFIK K

Sebagaimana dijelaskan sebelumnya, nilai K dari spesies adalah fungsi kompleks suhu, tekanan, dan kesetimbangan uap-cair dan fase dari tiap komposisi. Namun, untuk campuran senyawa molekul yang sama struktur dan ukuran, nilai K tergantung terutama pada temperatur dan tekanan. Sebagai contoh, beberapa korelasi nilai grafis K utama tersedia untuk sistem light-hidrokarbon. Yang paling mudah untuk digunakan adalah grafik DePriester yang meliputi 12 hidrokarbon (metana, etilena, etana, propylene, propana, isobutana, isobutilena, n-butana, isopentana, n-pentana, n-heksana, dan n-heptana) (Perry, 2008).

Grafik ini adalah penyederhanaan grafik Kellogg (Liquid-Vapor Equilibria in Mixtures of Light Hydrocarbons, MWK Equilibrium Constants, Polyco Data, 1950) dan termasuk data eksperimen tambahan. Grafik Kellogg dan juga grafik DePriester, didasarkan pada persamaan keadaan Benedict-Webb-Rubin [Chem. Eng. Prog, 47, 419 (1951),. 47, 449 (1951)], yang dapat mewakili kedua fase cair dan fase uap dan dapat memprediksi nilai K cukup akurat ketika persamaan yang tersedia adalah konstanta untuk komponen tersebut (Perry, 2008).

Gambar 2.6 Cairan titik didih dan temperatur kondensasi uap untuk campuran azeotrop titik didih minimum etil asetat dan etanol pada 101,3 kPa (1-atm) tekanan total.

Gambar 2.7 Titik didih cairan dan temperatur kondensasi uap untuk campuran azeotrop titik didih maksimum kloroform dan aseton pada 101,3 kPa (1-atm) tekanan total.Sebuah prosedur trial dan error diperlukan untuk menentukan nilai korelasi K yang berpengaruh pada komposisi. Seseorang tidak dapat menghitung nilai K sampai komposisi fase diketahui, dan mereka tidak dapat diketahui sampai nilai-nilai K tersedia untuk menghitungnya. Untuk K sebagai fungsi T dan P saja, grafik DePriester memberikan nilai yang baik untuk iterasi. Nomograf ini ditunjukkan pada Gambar 2.9a dan Gambar b. Versi SI grafik ini telah dikembangkan oleh Dadyburjor [Chem. Eng. Prog., 74 (4), 85 (1978)].

Gambar 2.8 Data kesetimbangan uap-cair untuk sistem n-butanol-air 101,3 kPa (1 atm), fase pemisahan dan pembentukan azeotrop-heterogen

METODE GRAFIS UNTUK DISTILASI BINER

Distilasi Multistage yang continue, yaitu kondisi operasi yang steady-state banyak digunakan dalam praktek untuk memisahkan berbagai campuran. Tabel 2.5, diambil dari studi Mix, Dweck, Weinberg, dan Armstrong [AIChE gejala. Ser. 76, 192, 10 ( 1980)] daftar komponen key bersama dengan persyaratan stage, untuk melakukan pemisahan untuk 27 proses distilasi di industri. Desain kolom multistage dapat dilakukan dengan teknik grafis ketika campuran feed hanya mengandung dua komponen. Metode diagram x-y dikembangkan oleh McCabe dan Thiele [Ind Eng. Chem., 17, 605 (1925)] hanya menggunakan fase kesetimbangan dan hubungan kesetimbangan mol. Metode itu mengasumsikan kolom distilasi bersifat adiabatik (tidak ada panas hilang melalui kolom dinding) dan panas laten yang konstan untuk campuran biner pada semua komposisi (yang dianjurkan, diantara yang lain, memiliki panas laten yang sama untuk kedua komponen) (Perry, 2008).

TABEL 2.1 Key Component dan typical number (Real) untuk rekomendasi stage pemisahan proses distilasi dalam kepentingan industri

Key ComponenTypical Number of Tray

Hydrocarbon System

Ethylene-ethane73

Propylene-propane138

Propyne-1-3-butadiene40

1-3 Butadiene-vynil acetylene130

Benzene-toluene34, 53

Benzene-ethyl benzene20

Benzene-diethyl benzene50

Toluene-ethyl benzene28

Toluene-xylenes45

Ethyl benzene-styrene34

o-Xylene-m-xylene130

Organic System

Methanol-formaldehyde23

Dichloroethane-trichloroethane30

Acetic acid-acetic anhydride50

Acetic anhydride-ethylene diacetate32

Vinyl acetate-ethyl acetate90

Ethylene glycol-diethylene glycol16

Cumene-phenol38

Phenol-acetophenone39, 54

Aqueous System

HCN-water15

Acetic acid-water40

Methanol-water60

Ethanol-water60

Isopropanol-water12

Vinyl acetate-water35

Ethylene oxide-water50

Ethylene glycol-water16

Dengan kemampuan komputer, yang paling disukai adalah pendekatan desain berbasis persamaan karena memberikan jawaban cepat dan berulang kali dalam menggambar ulang grafik. Pendekatan seperti ini sangat berguna untuk analisis sensitivitas, yang memberikan wawasan tentang bagaimana perubahan desain dengan berbagai variasi atau variabel dalam parameter desain seperti sifat termodinamika, laju alir umpan, komposisi, suhu, dan tekanan, dan komposisi produk yang diinginkan. Namun demikian, diagram dapat digunakan untuk perkiraan secara cepat, untuk menafsirkan hasil metode berbasis persamaan, dan menunjukkan pengaruh berbagai variabel desain. Diagram x-y adalah yang paling baik untuk digunakan dalam hal ini, dan penggunaannya dikembangkan sangat detail di bagian ini. Penggunaan diagram komposisi entalpi diberikan oleh Smith (Design Equilibrium Processes Stage, McGraw-Hill, New York, 1963) dan Henley dan Seader (Equilibrium-Satge Separation Operation in Chemical Engineering, Wiley, New York, 1981). II.2 Aplikasi IndustriKajian Pemisahan Campuran Aseton - Butanol - Etanol Hasil Fermentasi dengan Distilasi Bertingkat (Fractional Distillation)

Persediaan minyak bumi sebagai sumber energi utaina dan bahan dasar berbagai bahan kimia semakiii berkurang. Sejalan dengan itu, maka perlu diupayakan untuk memanfaatkan sumber energi lain yang dapat diperbaharui, lebih mural1 dan aman terhadap lingkungan. Produksi aseton-butanol-etanol (ABE) melalui proses fermentasi merupakan salah satu alternatif yang perlu dikembangkan. Proses hilir fermentasi ABE mencakup penanganaii massa cairan (broth) ferrnentasi dan gas-gas produk samping fermentasi (CO2 dan H3). Penangallan massa cairan fermentasi ABE terdiri dari pemisahan dan pemurnian pelarut organik aseton, butanol dan etanol, serta peinisahan biomassa (sel mikrobial). Penelitian ini dilakukan dalam tiga tahap, yaitu persiapaii balian, penelitian pendahuluan dan penelitian utama. Persiapan balian ditujukan untuk mendapatkan massa cairan (brotlr) ferinentasi ABE yang akan dipisahkan pelarut organiknya. Kegiata~i - persiapan bahan adalali pengaktifan mi kroorganisme (bakteri Closrridiun, aceroburvlicut-P262), penyiapan kultur propagasi. ferinentasi curah ABE, peinanenan dan analisis sampel inassa cairaii fermentasi. Massa cairan ferinentasi ABE yang dihasilkan mengandung asetoli 5.68, butanol 17.97, etanol 2.39, asam asetat 0.13 dan asam butirat 0.02 g/l.Suhu fraksionasi aseton terbaik adalah 45C-65C menghasilkan fraksi aseton dengan kosentrasi 705,05 g/l dan kemurnian 89,26% dari kosentrasi aseton hasil pemekatan sebesar 44,63 g/l. Suhu fraksionasi etanol terbaik adalah 78C-81C menghasilkan fraksi etanol dengan kosentrasi 330,94 g/l dan kemurnian 41,93% dari kosentrasi etanol hasil pemekatan sebesar 16,70 g/l. Suhu fraksionasi butanol yang terbaik adalah 85C-95C menghasilkan fraksi butanol dengan kosentrasi 533,08 g/l dan kemurnian 65,83% dari kosentrasi butanol hasil pemekatan sebesar 114,45 g/l.Pers. (2.1)

Pers. (2.2)

II-1