Equipe 02 Marialucia Relatorio 2

8/16/2019 Equipe 02 Marialucia Relatorio 2

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UNIVERSIDADE FEDERAL DO PARANÁ

ANA MONIQUE FACCINI

JESSICA DE FÁTIMA SANTOS

JOSÉ AUGUSTO ESTEPHANI

JULIA TRANCOSO

PRODUÇÃO DE CLOROMETANO

CURITIBA

2015


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ANA MONIQUE FACCINI

JESSICA DE FÁTIMA SANTOS

JOSÉ AUGUSTO ESTEPHANI

JULIA TRANCOSO

PRODUÇÃO DE CLOROMETANO

Trabalho apresentado como requisitopara a obtenção de nota na disciplinade Integração II (TQ 074) no curso de

graduação em Engenharia Química,Setor de Desenvolvimento e Tecnologiada Universidade Federal do Paraná.

Orientadora: Profª.Maria Lúcia Masson.

CURITIBA

2015


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RESUMO

O conhecimento de processos químicos e termodinâmica é imprescindível nos

projetos relacionados à Indústria Química. O presente trabalho visa demonstrar como

através destes fundamentos é possível, com base em uma planta de produção,

determinar os balanços mássico e energético do sistema, bem como avaliar as

vantagens e desvantagens do processo em questão. A partir da meta de produção de

10000 kg/h de CH3Cl calcularam-se as vazões mássicas e volumétricas das correntes,

além das entalpias envolvidas e as cargas térmicas nos trocadores de calor 1 e 2, no

reator e na destiladora 2. Os problemas operacionais da planta demandaram

estimativas e simplificações que exigiram criatividade e pesquisa de projetos já

realizados anteriormente.

Palavras chaves: clorometano, cloração, purga, balanço, massa, energia


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SUMÁRIO

1INTRODUÇÃO………………………………………………………………………………8

2ESTADO-DA-ARTE…………………..……………………………………………………10

2.1 HISTÓRICO DO PROCESSO……………………......…….…………………...10

2.1.1 Produção do clorometano a partir da cloração do metano…….......11

2.1.2 Produção do clorometano a partir da oxicloração do metano……..15

2.2ROTAS ALTERNATIVAS E INOVAÇÕES………………...…………………..19

3PROPRIEDADES FÍSICO QUÍMICAS…………………………………………………...24

4MEMORIAL DESCRITIVO…………………….…………………………………………..27

4.1BALANÇO DE MASSA……………………………………………………....…..27 4.2DENSIDADES E VAZÕES VOLUMÉTRICAS……………………...…….…...33

5MEMORIAL DE CÁLCULO……………………………………………………………….36

5.1BALANÇO DE MASSA…………………………………………………………..36

5.1.1Reator………………...………………………………………………....36

5.1.2Unidade de separação de clorados…………………………………..37

5.1.3Lavadoras……………………………………………………………….38

5.1.4Destiladora 1……………………………………………………………39

5.1.5Destiladora 2……………………………………………………………40

5.1.6Fator de divisão da purga……………..………...……………….……41

5.1.7Correntes internas das lavadoras……….……………………...……45

5.1.8Purga…………………………………………………………………..47

5.1.9Tanque 1………………………………………………………………...49

5.1.10 Adsorvedora………………………………………………………....49

5.1.11Composição final das correntes………………………………….....50

5.2CÁLCULO DAS DENSIDADES E VAZÕES VOLUMÉTRICAS……………..52

5.3BALANÇO DE ENERGIA

6CONCLUSÃO..................………………………………………………………………….54


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1 INTRODUÇÃO

Clorometanos são hidrocarbonetos nos quais átomos de hidrogênio são

substituídos por átomos de cloro formando cloretos de alquilas, através de reações

radicalares. Quando ocorre apenas uma destas substituições é formado o clorometano,

também conhecido como monoclorometano ou cloreto de metila. Este composto

químico de fórmula estrutural CH3Cl é incolor, possui odor levemente doce, é tóxico e

altamente inflamável. (Wikipedia, 2015).

O cloreto de metila foi sintetizado pela primeira vez em 1895 pelos químicos

franceses Jean-Baptiste Dumas e Eugene Peligot, ao ferver uma mistura de metanol,

ácido sulfúrico e cloreto de sódio. (SCONCE, 1972). Utilizado como refrigerantedurante décadas, devido as suas favoráveis propriedades químicas, este produto foi

desconsiderado para talaplicação devido a sua inflamabilidade e seus efeitos tóxicos,

comprovadamente prejudiciais à saúde e ao meio ambiente. Atualmente, o clorometano

é aproveitado em diversas áreas como, por exemplo, metilante, propelente, agente de

expansão, anestésico local e herbicida, mas seu principal emprego industrial é como

intermediário químico na produção de silicone, e em menor escala na fabricação de

borracha butílica. (SCONCE, 1972).

A importância deste produto pôde ser observada pela grande produção mundial

do mesmo, com destaque para os Estados Unidos, Europa Ocidental e Japão que

juntos colaboraram com 82% da produção mundial no ano de 1994 (TABELA 1). Os

Estados Unidos continuaram na liderança do mercado de compostos clorados com

capacidade de produção de 180.000 toneladas por ano, seguido do Japão com uma

capacidade de 30.000 toneladas anuais somente de clorometano. (WEISSERMEL;

ARPE, 1997). É grande a dificuldade para estimar as produções específicas de cada

planta, pois muitos produtores utilizam o clorometano produzido como matéria-prima

para outros compostos químicos em suas próprias instalações. Entretanto, a fabricação

do cloreto de metila não tendeu a crescer significativamente na década de 1990-2000

devido aos problemas ambientais envolvidos à sua produção e/ou emissão. (ATSDR,

1998, p. 153).


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TABELA 1 - CAPACIDADE DE PRODUÇÃO DE CLORADOS NO ANO DE 1994, EM 1000 TONELADAS

CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4

Mundial 862 738 626 710

EUA 327 277 232 70 Europa Ocid. 307 340 288 321

Japão 73 70 78 69

FONTE: WEISSERMEL E ARPE (1997)

Os objetivos deste trabalho foram avaliar a tecnologia envolvida no processo de

cloração do metano para obtenção do cloreto de metila, bem como a determinação das

vazões mássicas e molares de todas as corrente envolvidas na planta de produção(APÊNDICE 1) para que fosse obtido 10.000 kg/h do composto desejado. Além disso,

foram determinados os balanços energéticos para cinco equipamentos do processo, de

modo a serem definidas suas capacidades térmicas. A aplicação dosconteúdos já

aprendidos no curso, como termodinâmica e processos químicos foram de grande

importância para a resolução dos problemas de engenharia que a planta propôs.


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2 ESTADO-DA-ARTE

2.1 HISTÓRICO DO PROCESSO

Jean-Baptiste André Dumas foi um químico francês fascinado por experimentos

em laboratório. Após se formar na universidade de Genebra e conseguir notável

destaque devido as suas descobertas, foi convidado para ser professor na

ÉcolePolytechnique, em Paris, onde conheceu Eugene-Melchior Peligot. (Aspirações

Químicas, 2013). Peligot foi aluno de Dumas na École, e foi admitido pelo professor em

seu recém-fundado laboratório. (WISNIAK, 1990). Em 1834, Peligot descobriu amolécula de metanol, e em 1935 os dois químicos juntos sintetizaram pela primeira vez

o cloreto de metila, após ferver uma mistura de metanol, ácido sulfúrico e cloreto de

sódio. (Wikipedia, 2015).

Entretanto, foi apenas em 1874 que os alemães iniciaram a produção do

clorometano em larga escala, utilizando-o nas indústrias de corantes e derivados

orgânicos. (SCONCE, 1972). Em 1884, quando os franceses Crespim e Marteau

construíram a primeira máquina, o cloreto de metila começou a ser empregado como

agente refrigerante, uma vez que, suas propriedades termodinâmicas e físicas são

altamente favoráveis a esta aplicação. Em 1900, o clorometano já era utilizado para

refrigeração em toda a Europa. Sua produção tinha como matéria-prima os resíduos da

produção de açúcar a partir da beterraba. (SCONCE, 1972). Trimetilaminaera destilada

e seca da betaína presente nos resíduos, a amina produzia cloreto de metila e cloreto

de amônio quando tratada com cloreto de hidrogênio.


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Em 1920, com o surgimento da Roessler & Hasslacher Chemical Company na

América, considerada a primeira indústria do mundo, o clorometano começa a ser

produzido através de novos processos químicos. (SCONCE, 1972). Pode-se dividir a

produção industrial do clorometano em duas rotas principais:

● Cloração térmica ou oxicloração catalisada da molécula de metano para a

produção de uma mistura dos quatro derivados clorados: clorometano (CH3Cl),

diclorometano (CH2Cl2), triclorometano (CHCl3) e tetracloreto de carbono (CCl4).

(WEISSERMEL; ARPE, 1997, p. 51).

● Rotas alternativas com diferentes materiais precursores, utilização de

catalisadores e modificações nos equipamentos industriais visando maior

rendimento de produção. (WEISSERMEL; ARPE, 1997, p. 51).

2.1.1 Produção do clorometano a partir da cloração do metano.

Em 1923, a indústria química alemã Hoechst AG deu início a produção de

cloreto de metila a partir da cloração do metano em fase gasosa. (WEISSERMEL;

ARPE, 1997). A reação radicalar decorrente se inicia com a homólise da molécula de

cloro, o que pode ocorrer termicamente, fotoquimicamente ou com um agente iniciador.

O radical cloro promove a clivagem homolítica do metano, dando origem a um radical

metila e uma molécula de HCl. Por fim, o radical metila induz uma clivagem homolítica

na molécula de Cl2, recomeçando a reação. (BRUICE, 1998).


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No total, a cloração do metano é exotérmica, dispensando aquecimento externo

e usualmente, conduzido sem a presença de catalisadores. A temperatura dentro do

reator fica em torno de 400-450ºC e a pressão é mantida levemente elevada.

(WEISSERMEL; APER, 1997). Em uma alimentação equimolar dos dois reagentes são

produzidos todos os quatro compostos clorados nas seguintes porcentagens em

números de mols:

CH4 Cl2 → CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl

37 41 19 3

Para a maior produção de clorometano é necessário excesso, em cerca de 10

vezes, de metano no sistema, uma vez que, a cloração ocorre com baixa energia de

ativação. (WEISSERMEL; APER, 1997). A mistura obtida é tratada, sendo o HCl

retirado do processo ao entrar em contato com água ou ácido clorídrico. Os clorados

são então condensados em um sistema de condensadores a baixa temperatura,

separando-se o metano, e isolando as formas puras por destilação sob pressão. Os

subprodutos obtidos neste processo são hexacloroetano (C2Cl6) e pequenas

quantidades de tricloroetileno (C2HCl3). (WEISSERMEL; APER, 1997). Como exemplo deste procedimento utilizaremos a criação de Luigi Forlano que

consiste na cloração do metano a temperaturas entre 200ºC e 500ºC e na recuperação

do ácido clorídrico.

No fluxograma do processo (FIGURA 1) há dois reatores trabalhando

paralelamente. No reator A são alimentados metano e cloro, e no reator A’ a

alimentação é de clorometano e cloro. A pressão nos reatores é mantida entre 1 e 2

atmosferas. Os produtos obtidos nos dois reatores são basicamente os mesmos

(cloreto de metila, diclorometano, tricloromentano, tetracloreto de carbono, ácido

clorídrico e água) exceto pelo fato de que no primeiro há também metano não reagido

na corrente de saída. Os gases efluentes de cada reator passam por um trocador de

calor B e B’ onde são resfriados, e depois são condensados por arrefecimento ou

através de compressão nos condensadores C e C’, respectivamente. A pressão


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absoluta dentro dos condensadores é de até 15 atmosferas, e a temperatura é mantida

entre -15ºC e -50ºC. As duas correntes resultantes são direcionadas a um tanque D. A

parte da corrente provinda do tanque que ainda se encontra em fase gasosa é lavada

na torre E por um líquido composto por metanos clorados reciclados das colunas F, G e

H ocorrendo então a total condensação dos haletos de alquila e separação do vapor de

metano que é retirado na corrente E1, e reciclado para o reator A. A operação de

lavagem pode ser realizada adiabaticamente, numa coluna de enchimento, ou

isotermicamente, por exemplo, com a película arrefecida ninho de tubos. (GOOGLE

PATENTES, 1974). A pressão pode ser de até 15 atmosferas, e a temperatura é

vantajosa entre -10 e -50 C. As correntes E2 e D2 contendo os produtos da reação em

fase líquida são alimentadas à coluna F onde ocorre separação de produtos. O ácido

clorídrico é recuperado no topo (linha F1), enquanto que os clorados são retirados nofundo da coluna (linha F2). Esta nova corrente é alimentada à coluna de separação G,

onde o clorometano é retirado no topo (linha G1) e os clorados mais pesados saem no

fundo (linha G2). Na coluna H há separação do diclorometano (linha H1) dos demais

compostos (linha H2). (GOOGLE PATENTES, 1974).


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FIGURA 1 - PRODUÇÃO DE CLOROMETANO PELA CLORAÇÃO DO METANO FONTE: GOOGLE PATENTES (1974)


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2.1.2 Produção do clorometano a partir da oxicloração do metano.

A oxicloração indireta do metano foi desenvolvida pela empresa americana The

LummusCompany e colocada em funcionamento no ano de 1975, em uma indústria

localizada em Shinetsu, Japão. Este processo consiste em um composto fundido de

CuCl2 e KCl que atua simultaneamente como catalisador e fonte de cloro. Após a

formação dos compostos clorados estes seguem para um reator de oxidação, onde

ocorre uma reclorificação em oxicloração, também conhecida como oxihidrocloração,

reagindo com cloreto de hidrogênio/ácido clorídrico e ar.

A oxicloração é utilizada como segunda rota devido a baixa seletividade do

metano, o que resulta em uma alta produção de óxidos e dímeros de carbono. Além

disso, este processo gera grande quantidade de produtos indesejados como, por

exemplo, o tetracloreto de carbono. Tomaremos como exemplo a criação de Morgan

C.Sze, Herbert Riegel e Harvey D. Schindler que propõe a maior produção declorometano pela inibição da formação do tetracloreto de carbono, dímeros e óxidos de

carbono.

No fluxograma deste procedimento (FIGURA 2 e FIGURA 3) uma mistura

fundida de cloreto de cobre I, cloreto de cobre II, cobre e um sal de metal é alimentada

(linha 10) no topo de um recipiente (11). Ar comprimido é alimentado no fundo deste

tanque (linha 12) passando em contra corrente ao sal, o que resulta na oxidação da

mistura para a formação de oxicloreto de cobre que é retirado no fundo do tanque(linha 31). Um gás elevador (linha 25) leva o sal fundido até um equipamento de

separação (32) onde ocorre o isolamento do sal devido a retirada do gás (linha 35).

(GOOGLE PATENTES, 1980). No reator (33) há alimentação fresca de metano (linha

44) e cloro (linha 43), além do reciclo de metano e metano clorado (linha 46) no fundo

do recipiente. O sal fundido (linha 34) entra descendentemente no reator causando a


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cloração do metano até o produto desejado. Um líquido de arrefecimento é introduzido

no equipamento (linha 53) para esfriar os gases resultantes da reação e eliminar os

sais que ainda se encontram no sistema. O gás efluente (linha 54) é composto por

metanos clorados (cloreto de metilo, cloreto de metileno, clorofórmio e tetracloreto de

carbono) metano não convertido, vapor de água, algum cloreto de hidrogênio (que

corresponde geralmente ao equilíbrio quantidades de hidrogênio), os óxidos de

carbono e o líquido de arrefecimento vaporizado. (GOOGLE PATENTES,1980). Esta

corrente é introduzida a uma unidade de separação e recuperação (101), onde ocorre

separação do produto desejado (linha 102) e reciclo do restante dos produtos (linha

46). O produto obtido é direcionado a um trocador de calor (110) onde ocorre a

condensação dos clorados e da água contendo ácido clorídrico que posteriormente são

separados em uma unidade específica (111). Os hidrocarbonetos clorados (linha 113)passam por um secador (120) e são introduzidos a uma coluna de destilação (121) que

tem por objetivo separar na corrente de topo composto mais leves que os clorados que

são retirados na corrente de fundo (linha 122), e redirecionados a uma nova coluna de

destilação fracionada (123). Esta segunda unidade de destilação possui pressão e

temperatura determinadas de modo que o produto de topo seja o clorometano. As

unidades de destilação seguintes têm por objetivo separar os outros três clorados

(diclorometano, triclorometano e tetracloreto de carbono) dos dímeros de carbono

(linha 132) que podem ser então alimentados a uma unidade de combustão (133) para

a recuperação do cloro. (GOOGLE PATENTES, 1980).

As correntes não mencionadas nesta breve descrição são relativas a processos

de recuperação de subprodutos e purificação de compostos nocivos obtidos durante o

processo.


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FIGURA 2 - FLUXOGRAMA DO PROCESSO DE OXICLORAÇÃO DO METANO FONTE: GOOGLE PATENTES (1980)


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FIGURA 3 - FLUXOGRAMA DO PROCESSO DE OXICLORAÇÃO DO METANO FONTE: GOOGLE PATENTES (1980)


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2.2 ROTAS ALTERNATIVAS E INOVAÇÕES

Várias modificações no processo de cloração do metano foram desenvolvidas

devidas, principalmente, aos problemas com a temperatura gerada pela reação

exotérmica. O processo se inicia por volta dos 250-270ºC, entretanto, em temperaturas

acima de 350ºC o sistema é delicado, sendo alta a chance de explosão.

(WEISSERMEL; APER, 1997). Outro fator que demandou melhorias foi a produção de

ácido clorídrico como subproduto, sendo este um composto altamente corrosivo, os

gastos com material para a construção dos equipamentos eram demasiado alto.

No livro Química Orgânica Industrial de Weissermel e Arpe (1997, p. 52) no

tópico de produtos básicos sintetizados industrialmente, os autores citam algumas daspropostas de diferentes estudiosos e grandes empresas:

As soluções encontradas foram a construção de reatores com características de

retromistura e removedor de calor (do tipo circuito coluna de bolhas, Hoechst; reator de

leito fluidizado, Asahi Glass; reator tubular, F. C. Braun), alta relação CH4/Cl2 ou adição

de um gás inerte (N2, Montecatini), modificação na temperatura de reação (a iniciação

térmica nas cadeias de radicais para a maioria dos fabricantes é a iniciação fotoquímica

via UV irradiação a Dow), e o processamento dos produtos de reação (remoção de HCl,

seguida de destilação sob pressão Hoechst e Huls; ou extração dos CH3CI / CCl4 nos

gases da reação, depois remoção do HCl por lavagem, Dow).

(WEISSERMEL E APER, 1997, p.52).

No caso da oxicloracão do metano o melhor rendimento é obtido devido a três

fatores principais: baixa conversão do metano, utilização do cloro como agente de

cloração e baixa produção dos outros clorados. Todas as especificações do sistema

como temperaturas, pressões e alimentação dos reagentes são determinadas de modo

a atender os fatores citados acima.

O clorometano também pode ser obtido como produto secundário em indústrias

maiores como, por exemplo, na produção de olefinas. Na planta criada por John E.

Stauffer (FIGURA 4) pode-se observar a produção de olefinas, incluindo etileno,

https://www.google.com/search?tbo=p&tbm=pts&hl=en&q=ininventor:%22John+E.+Stauffer%22https://www.google.com/search?tbo=p&tbm=pts&hl=en&q=ininventor:%22John+E.+Stauffer%22https://www.google.com/search?tbo=p&tbm=pts&hl=en&q=ininventor:%22John+E.+Stauffer%22https://www.google.com/search?tbo=p&tbm=pts&hl=en&q=ininventor:%22John+E.+Stauffer%22


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propileno e buteno a partir do metano. No primeiro passo da reação, cloreto de

hidrogênio, percloroetileno e oxigênio reagem na presença de um catalisador,

utilizando o metano como um diluente, para produzir o hexacloroetano e água. O

catalisador utilizado compreende cloreto de cobre ou uma mistura de cloreto de cobre e

cloreto de um metal selecionado a partir do grupo de cloreto de potássio, cloreto de

ferro, cloreto de chumbo e cloreto de césio. Este pode ser depositado sobre um suporte

inerte para utilização num reator de concha e tubo (R1), como mostrado no fluxograma,

ou um reator de leito fluidizado. Alternativamente, o catalisador pode estar na forma de

um sal fundido. A temperatura durante este primeiro passo da reação está no intervalo

de 200°C a aproximadamente 375 °C.

Em seguida, o hexacloroetano obtido anteriormente reage com metano para

produzir cloreto de metilo, cloreto de hidrogênio e percloroetileno. Este segundo passoé realizado num reator térmico (R2) em cerca de 400°C a aproximadamente 700°C. O

cloreto de metilo obtido é recuperado por lavagem dos gases efluentes arrefecidos a

partir do reator térmico com percloroetileno em uma coluna de absorção (A1). O

composto absorvido é então separado da solução de lavagem de percloroetileno em

uma coluna de destilação (D) e segue para a terceira etapa de reação.

Finalmente, o clorometano é feito reagir para dar as olefinas desejadas e cloreto

de hidrogênio. Esta reação é conduzida em um reator de concha e tubo (R3), a uma

temperatura entre 350°C e 500°C. O efluente do reator é arrefecido e, em seguida,

passado para uma torre de absorção (A2) onde o cloreto de hidrogênio é separado a

partir do produto olefinas. Através da reciclagem do percloroetileno e do cloreto de

hidrogênio um processo de equilíbrio é alcançado que é autossuficiente em valores de

cloro.


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FIGURA 4 - PRODUÇÃO DE CLOROMETANO COMO PRODUTO SECUNDÁRIO NAFABRICAÇÃO DE OLEFINAS. FONTE: GOOGLE PATENTES (2006)


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Entretanto, o maior desenvolvimento na produção de cloreto de etila provém dos

estudos com catalisadores. Simon G. Podkolzin, Eric E. Stangland, Mark E. Jones,

Elvira Peringer e Johannes A. Lercher estudaram a oxicloração do metano em

presença de diferentes metais, utilizando como matéria prima o gás natural. Após

experiências o grupo descobriu que compostos irredutíveis e termicamente estáveis de

lantânio aumentam a seletividade do metano à clorometano. Eles propuseram então

um mecanismo de reação que envolve um ciclo de oxidação-redução catalítica com

superfície em espécies de cloro, sem a alteração do estado de oxidação do metal.

Neste procedimento o ácido clorídrico mostrou-se desnecessário, e a sua função

parece ser limitada a manter o grau de cloração catalisador. Em contraste, a presença

de O2 na fase gasosa é essencial para a atividade catalítica.

Como resultado o grupo obteve reações catalisadas 100% seletivas para CH3Cl.Nas conversões mais elevadas CH3Cl sempre foi o produto principal, mas CH2Cl2, CO

e CO2 foram também observados. Sugere-se que os óxidos de carbono são formados

devido a decomposição de compostos clorados. Clorometanos mais pesados, como o

tetracloreto de carbono e o triclorometano, são produzidos em quantidades

desprezíveis. A relação entre a seletividade à cloreto de metila e a conversão do

metano podem ser observadas na figura abaixo. (FIGURA 5).

FIGURA 5 - RELAÇÃO ENTRE CONVERSÃO DO METANO E SELETIVIDADE ÀCLOROMETANO FONTE: PODKOLZIN, STANGLAND, JONES, PERINGER E LERCHER. (2006)


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A rota alternativa melhor desenvolvida e com uso crescente no campo industrial,

principalmente nos Estados Unidos, é a produção de clorometano através da

esterificação do metanol pelo ácido clorídrico. Esta reação pode ocorrer em fase

líquida, a uma temperatura entre 100ºC e 150ºC e pressão levemente elevada, ou,

preferencialmente, em fase gasosa a 300ºC-380ºC e pressão entre 3 e 6 bar.

(WEISSERMEL; ARPE).

Para a reação a fase gás é necessária uma caldeira de fundição com agitador e

serpentina para resfriamento. A solução obtida se satura posteriormente a frio, e com

leve aquecimento é possível separar o clorometano. O produto passa então por uma

série de lavadoras de purificação contendo água fria, alvejante de NaOH e SO4H2

concentrado. De 100kg de metanol é possível produzir 111kg de CH3Cl. (LACA;

GRACIA,1957).

O uso de catalisadores na esterificação do metanol alcançou grandes resultados

sendo que os mais comuns são ZnCl2 ou FeCI3 nas reações em fase líquida, e ZnCl2,

CuCl2, ou H3PO4 em um suporte como SiO2, ou ainda Al2O3 em um leito fluidizado em

reações gasosas. (WEISSERMEL; APER, 1997).

A alta seletividade desta reação (em torno de 98%), o baixo custo do metanol e

o grande excedente de ácido clorídrico em processos de cloração, tornam esta a rota

comercial mais importante para a produção do cloreto de metila.

Outros catalisadores estão sendo estudados nos diversos tipos de rota de

produção, entretanto os resultados não têm sido satisfatórios. Por exemplo, ao utilizar

sílica como suporte obteve-se grande conversão e seletividade à clorometano, porém,

a estabilidade do composto era demasiada frágil; zircônio e alumina como baseresultou no aumento da combustão de reagente e produtos devido a acidez dos

primeiros. (JARVIS, 2005). Os demais estudos relacionados a mudança nos materiais

precursores, equipamento utilizados, entre outros, são barrados pelo alto custo das

tecnologias necessárias, sendo economicamente desfavorável. (JARVIS, 2005).


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3 PROPRIEDADES FÍSICO QUÍMICAS

Propriedade físico química é toda e qualquer qualidade inerente ao material que

é mensurável e que descreve uma característica quantitativa da matéria. Estas

particularidades de cada substância são essenciais nos cálculos de balanço mássico e

energético, pois através delas é possível determinar, por exemplo, o estado físico do

composto, o volume ocupado por este, a energia contida ou necessária para transferí-

lo, entre outros aspectos fundamentais para a operação e/ou projeto de uma indústria.

É possível calcular cada uma destas propriedades teórica ou experimentalmente,

entretanto, para o presente trabalho, utilizaremos os valores tabelados no livro The

Propertiesof Gases andLiquids. (TABELA 2).

TABELA 2 – PROPRIEDADES FÍSICO QUÍMICAS DAS SUBSTÂNCIAS PRESENTES NO PROCESSO.

CH4 N2 Cl2

Massa Molar (g/mol) 16,043 28,013 70,906

Ponto de Fusão (K) 90,7 63,3 172,2

Ponto de Ebulição (K) 111,6 77,4 239,2

Pressão Crítica (bar) 46 33,9 79,8

Temperatura Critica (K) 190,4 126,2 416,9

Volume Crítico (cm³/mol) 99,2 89,8 123,8

Fator de Comp. Crítico 0,288 0,290 0,285

Entalpia1 (J/mol) -7,490*10^4 0 0

Energia Livre de Gibbs2

(J/mol)

-5,087*10^4 0 0

Densidade (g/cm³) 0,425 0,804 1,563

1 Entalpia de formação para o gás ideal a 298K. 2 Energia de formação para o gás ideal a 298K e 1atm. 3 Densidade calculada no ponto de fusão do composto.


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CO2 HCl H2O

Massa Molar (g/mol) 44,010 36,461 18,015

Ponto de Fusão (K) 216,6 159,0 273,2

Ponto de Ebulição (K) 188,1 373,2

Pressão Crítica (bar) 73,8 83,1 221,2

Temperatura Critica (K) 304,1 324,7 647,3



Entalpia¹ (J/mol) -3,938*10^5 -9,236 *10^4 -2,420*10^5

Energia Livre de Gibbs²(J/mol)

-3,946*10^5 -9,533 * 10^4 -2,288*10^5

Densidade³ (g/cm³) 1,193 0,998

CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4

Massa Molar (g/mol) 50,488 84,933 119,378 153,823

Ponto de Fusão (K) 175,4 178,1 209,6 250

Ponto de Ebulição (K) 249,1 313,0 334,3 349,9

Pressão Crítica (bar) 67 63 53,7 45,6

Temperatura Critica (K) 416,3 510,0 536,4 556,4



Entalpia¹ (J/mol) -8,637*10^4 -9,456 *10^4 -1,013*10^5 -1,005*10^5

Energia Livre de Gibbs²(J/mol)

-6,293*10^4 -6,891 * 10^4 -6,858*10^4 -5,828*10^4

Densidade³ (g/cm³) 0,915 1,317 1,489 1,584


23/74

4 MEMORIAL DESCRITIVO

A planta de produção estudada se baseia no processo fundado pela indústria

química alemã Hoechst AG que consiste na cloração do metano em fase gasosa para a

produção de uma mistura de compostos clorados. A meta estabelecida é de 10.000kg/h

de clorometano não incluindo as impurezas.

4.1 BALANÇO DE MASSA

Para determinar as vazões em cada corrente do sistema utilizamos a equação

geral do balanço de massa para cada uma das substâncias em cada equipamento.

Determinando-se que o sistema se encontra em estado estacionário, isto é, que

não há acúmulo de nenhum dos componentes com a variação do tempo a equação (1)

é simplificada.

Com exceção do reator em nenhum dos outros equipamentos ocorre reação e,

portanto, os termos de geração e consumo são nulos.


24/74

Utilizamos, primeiramente, vazões molares transformando a produção desejada

de cloreto de metila para mols do composto através da relação entre a massa

requerida e a massa molar do clorometano.

Uma vez determinadas as vazões molares de todas as correntes do processo

encontramos as vazões mássicas utilizando uma variação da equação 4.

[ ]

Sendo i o número de substâncias na corrente em questão.

Determinamos então que para atingir a produção desejada 9539,43 kg/h é o

valor correspondente a alimentação na corrente 1, composta por metano e nitrogênio,

este na concentração de 1% em massa da corrente, que está a uma temperatura de

20ºC. Integrando também a alimentação principal do processo está a corrente 2, tal que

19024,98 kg/h de cloro líquido e gás carbônico são adicionados ao sistema a pressão

de 7,8 bar, sendo que a concentração mássica de gás equivale a 1% do total. A

corrente 2 impulsionada por uma bomba chega ao vaporizador, que eleva a pressão do

conjunto até 28 bar, esta saída é a corrente 3 (19024,98 kg/h).

O processo conta com uma fração de reciclo, para o reaproveitamento dometano que não reagiu. Trata-se da corrente 20 (4371,42 kg/h) que se une aos

9539,43 kg/h da corrente 1 formando a corrente 4 (13910,85 kg/h). Esta por sua vez

combina-se a corrente 3 em um ponto de mistura compondo 32935,83 kg/h da corrente

5 que é aquecida por dois trocadores de calor. O trocador de calor 1 reaproveita parte


25/74

do calor da corrente de saída do reator, pré aquecendo a mistura e diminuindo a

energia despendida no trocador de calor 2 que prepara os gases para a entrada no

reator a uma temperatura de 360ºC.

No reator ocorrem 4 reações em paralelo que levam a formação dos quatro

compostos clorados possíveis:

Todas as reações são exotérmicas, o que causa aumento da temperatura dentro

do equipamento. Para manter o calor constante durante a operação ocorre passagem

de água, através de um encamisamento do reator, proveniente da corrente 12. A

pressão no equipamento também deve ser constante e mantida em 2 bar. Para a maior

produção de clorometano é necessário excesso do hidrocarboneto no sistema, uma

vez que, a cloração ocorre facilmente. Uma maior quantidade de metano e tempolimitado no reator evita a produção desnecessária dos outros clorados. Esta razão é

dada por 3,2 mol de metano por mol de cloro.

A corrente de saída do reator, nomeada como corrente 6, tem uma vazão de

32935,83 kg/h e é composta pelo metano que não reagiu, clorometano, diclorometano,

triclorometano, tetracloreto de carbono, ácido clorídrico, nitrogênio e gás carbônico. A

produção de cada composto clorado pode ser definida através dos rendimentos pré

estabelecidos de cada reação (TABELA 3) em conjunto a estequiometria dada pelas

equações (6), (7), (8) e (9). Todo cloro alimentado ao reator é consumido, pois sua

conversão foi estabelecida como 100%. Nitrogênio e gás carbônico são gases inertes

e, portanto, as massas de saída destes dois componentes são iguais as massas de

entrada no reator.


26/74

TABELA 3 – RENDIMENTOS DAS REAÇÕES QUE OCORREM NO REATOR

Reação Rendimento (%)

6 75,4

7 17,2

8 6,9

9 0,5

Esta corrente, como já mencionado anteriormente, tem uma temperatura de 400º

e é utilizada para pré aquecer a alimentação do reator ao passar pelo trocador de calor

1. Posteriormente ela é resfriada no trocador de calor 3 até uma temperatura de -30º e

sua pressão é estabelecida como 0,8 bar. Após passar por um compressor, a correnteque tem uma temperatura final de -30º e uma pressão de 1,5 bar é alimentada a uma

unidade de separação, onde serão retirados os compostos clorados na corrente de

fundo da unidade, e os gases serão destinados a corrente de topo.

A corrente 7, ou corrente de fundo, com uma vazão de 12820,38 kg/h é

impulsionada por uma bomba até a destiladora 1 a uma temperatura de 15ºC. Na

destiladora ocorre separação dos compostos por diferença de volatilidade: os

compostos mais voláteis são removidos na corrente de topo e os menos voláteis são

retirados na corrente de fundo. A corrente 22 (corrente de topo) com uma vazão de

10343,50 kg/h é composta pelos dois clorados mais leves, clorometano e

diclorometano, sendo que este último está presente em uma concentração de 2%

molar e o primeiro é o nosso produto de interesse.

A corrente 21 (corrente de fundo) com uma vazão de 2476,88 kg/h e todos os

clorados em sua composição é então alimentada a uma segunda destiladora, nomeada

destiladora 2, onde mais uma vez ocorre separação dos compostos para um melhor

aproveitamento do material. A corrente 24 (corrente de topo), tem uma vazão de

1689,82 kg/h e contém o clorometano que não foi retirado na destiladora 1, 95% molar

do diclorometano e 10% molar do triclorometano alimentado na corrente 21. A corrente

23 (corrente de fundo), tem uma vazão de 787,06 kg/h e é composta por todo


27/74

diclorometano, triclorometano e tetracloreto de carbono que não foram separados nos

processos anteriores.

Nas saídas, tanto de topo como de fundo, de cada uma das destiladoras é

acoplado um trocador de calor (5, 6, 7 e 8) para condensar os componentes e

realimentá-los ao equipamento para que o rendimento destas operações seja o máximo

possível.

A corrente de topo composta pelos gases na saída da unidade de separação,

nomeada como corrente 8, possui uma vazão de 20115,45 kg/h e é direcionada a

lavadora 1 a uma temperatura de 5ºC e uma pressão de 1,5 bar. Ao entrar no

equipamento os gases encontram uma alimentação de 11436,25 kg/h proveniente da

corrente 14, composta por água e ácido clorídrico em concentração de 8% molar.

Neste ponto há separação entre gases e líquidos, sendo que nitrogênio, gás carbônico,metano e ácido clorídrico em uma concentração de 7% molar são retirados na corrente

9 (12174,31kg/h), no topo da lavadora 1. A água líquida contendo parte do ácido

clorídrico é retirada na corrente 10, no fundo da lavadora 1. Esta corrente é impelida

por uma bomba para fora do sistema, a corrente de saída (corrente 11) que tem uma

vazão de 19377,39 kg/h de uma solução aquosa de ácido clorídrico em 33% molar de

concentração.

A corrente 9 é alimentada a uma segunda lavadora, denominada lavadora 2, a

uma temperatura de 25ºC. Este equipamento recebe ainda uma alimentação de

9918,03 kg/h de água pura vinda na corrente 15 a uma temperatura de 20ºC. Dentro da

lavadora ocorre mais uma vez uma separação de fases, e todo o ácido clorídrico é

condensado pela água. A solução aquosa de ácido formada é removida através da

corrente 14, no fundo da lavadora (11436,25 kg/h). Todos os incondensáveis são

recuperados na corrente 13 (10656,09 kg/h), no topo da lavadora 2 a uma temperatura

de 32ºC.

Para a determinação da fração molar de água presente na corrente 13

utilizamos a Lei de Raoult que afirma que a pressão parcial de cada componente em

uma solução ideal é dependente da pressão de vapor dos componentes individuais e

da fração molar dos mesmos componentes.

http://pt.wikipedia.org/wiki/Press%C3%A3o_parcialhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Solu%C3%A7%C3%A3o_idealhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Press%C3%A3o_de_vaporhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Fra%C3%A7%C3%A3o_molarhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Fra%C3%A7%C3%A3o_molarhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Press%C3%A3o_de_vaporhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Solu%C3%A7%C3%A3o_idealhttp://pt.wikipedia.org/wiki/Press%C3%A3o_parcial


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Para facilitar os cálculos consideramos apenas duas parcelas na equação

acima, sendo a primeira relacionada a água e a segunda como uma soma de todos os

outros componentes da corrente.

A pressão total manométrica da corrente foi considerada como 1,5 bar, últimapressão definida do sistema, e a pressão da água pura foi definida utilizando-se tabelas

de pressão de vapor, uma vez que determinou-se que a água está saturada na

temperatura da corrente.

Sabendo a fração molar de água e que todos os incondensáveis são

recuperados nesta corrente, é possível determinar a vazão da mesma. Os gases

passam então por um processo de purga que tem como objetivo recuperar o máximo

de metano disponível de modo a não acumular impurezas (neste caso N 2 e CO2) no

sistema. Para o cálculo desse fator de divisão utilizamos um método iterativo com o

auxílio da ferramenta “atingir metas” do excel e, como resultado, obtivemos um valor de

0,419007678 para o estado estacionário. Isto quer dizer que aproximadamente 42% da

corrente 13 é reciclada, e 58% é retirada do processo.

A corrente purgada (corrente 16), com uma vazão de 6191,11 kg/h, é retirada do

processo. A corrente reciclada, denominada corrente 17 com uma vazão de 4464,99

kg/h é impulsionada por uma bomba até um tanque a uma temperatura de 10ºC. Neste


29/74

equipamento 95% molar da água alimentada é retirada na corrente 19 (88,89 kg/h). Na

corrente 18 todos os demais compostos, a uma vazão de 4376,09 kg/h, são

comprimidos e encaminhados à uma adsorvedora que retira 99,99% molar da água na

vazão de entrada. A corrente de saída (corrente 20) desta unidade (4371,42 kg/h)

composta por nitrogênio, gás carbônico e metano é combinada, a uma temperatura de

20ºC, à corrente de alimentação de metano virgem (corrente 1) para compor a corrente

4 que é alimentada ao reator.

4.2 DENSIDADES E VAZÕES VOLUMÉTRICAS

Além do balanço mássico foram calculadas as densidades molares e mássicas e

as vazões volumétricas das correntes de entrada e saída no trocador de calor 1 (TC 1),

trocador de calor 2 (TC 2), no reator e na destiladora 2. Para isso foi necessário o uso

da equação de Peng-Robinson para os gases e a equação de Rackett Modificado para

os líquidos.

A equação de Peng-Robinson exige que saibamos a pressão crítica (Pc),

temperatura crítica (Tc) e o fator acêntrico (w) de cada componente da mistura o que

pode ser obtido ao consultar a TABELA 2 do presente trabalho.


30/74

Como as correntes citadas acima não são compostas por apenas uma

substância pura, as equações são modificadas para que seja possível o cálculo de

misturas. Esta modificação se dá através da utilização da Regra da Mistura Clássica

que consiste em calcular um novo “a” e um novo “b” que represente a composição real

das correntes.

Sendo b um termo relacionado a estrutura da substância, esta nova constante é

dada através da soma das contribuições de cada componente presente na corrente.

Onde yi é a fração molar do componente i na corrente, e bi o “b” calculado paraesta substância pura nas condições determinadas pelo sistema.

A constante a relaciona as interações energéticas entre as substâncias e,

portanto, seu novo valor é calculado por uma combinação dois a dois dos “as” das

substâncias puras nas condições da corrente.

Sendo yi e yj as frações molares dos componentes i e j, e aij um termo de ajuste

calculado pela relação abaixo.


31/74


32/74

pressão dada, T a incógnita da equação e a, b e c constantes tabeladas. Os valores

pertinentes ao clorometano compõe a TABELA 4. O valor obtido foi de 20,4 ºC.

A temperatura para a destiladora 2 já estava definida como 18ºC na planta, de

modo que calculou-se a pressão de operação necessária para que o diclorometano

entrasse em ebulição a esta temperatura. Mais uma vez, foi necessária a utilização da

equação (23), desta vez para o CH2Cl2 e tendo como incógnita o “Psat”. A pressãoobtida para atender a estas condições foi de 0,44 bar.

TABELA 4 - CONSTANTES PARA A EQUAÇÃO DE ANTOINE PARA O CLORETO DE METILA E

DICLOROMETANO.

Psat = 5 bar A B C

CH3Cl 14,0902 2077,97 -29,55

CH2Cl2 14,2879 2622,44 -41,70

Estes procedimentos são possíveis devido ao fato de que os pontos de ebulição

dos componentes clorados presentes na mistura diferem grandemente entre si (mais

de 50ºC) nas condições dadas e, portanto, é possível separar efetivamente o produto

de interesse do restante da mistura.

Dividindo-se as vazões molares e mássicas de cada corrente, já calculadas

anteriormente através do balanço mássico, pelos seus respectivos volumes calculados

na secção determinamos as densidades molares e mássicas das correntes gasosas

(TABELA 15) e líquidas (TABELA 16).


33/74

4.3 BALANÇO DE ENERGIA

Balanços energéticos baseiam-se no postulado teórico de conservação de

energia, também conhecido como a Primeira Lei da Termodinâmica. Este princípio

afirma que energia não pode ser criada nem destruída sendo, portanto, transformada

dentro de um sistema. Estas transformações foram relacionadas através da um

equacionamento que considera as energias pertinentes ao sistema (cinética, potencial

e interna) e as transferências que podem ocorrer no mesmo (calor e trabalho),

construindo a equação (24).

Esta expressão pode ser modificada de modo a utilizarmos as entalpias do

sistema ao invés das energias internas, uma vez que as primeiras são de uso mais

imediato do que as últimas. Para isso decompõe-se o fator de trabalho em trabalho de

pressão e de eixo, e por uma reorganização de termos, obtemos:

Considerando que o processo se encontra em estado estacionário; as energias

cinética e potencial desprezíveis, uma vez que não há mudança da geometria da

tubulação, nem elevações/depressões consideráveis; e sabendo que não há trabalho

de eixo no processo, a relação se resume a:


34/74

O termo à direita da equação acima representa o calor adicionado ou retirado do

processo e só ocorre em alguns equipamentos específicos da planta. Para as demais

correntes, podemos simplificar, mais uma vez, a expressão obtida:

4.3.1 Cálculo de Entalpias Absolutas

A equação (27) utiliza a variação das entalpias absolutas do processo para obalanço de energia. Estes valores são definidos como a somatória dos seguintes

fatores: aquecimento ou resfriamento das correntes, mudanças de fase dos

componentes e um fato de correção chamado de residual. Para tanto, necessita-se de

um ponto de referencial (Hº) para que os cálculos sejam compatíveis o qual foi

estabelecido como zero para todas as substâncias nas condições de 25ºC e 1 atm.

O aquecimento/resfriamento das correntes é obtido através da integração das

capacidades caloríficas (Cp) das substâncias, considerando-as gás ideal, em suasformas polinomiais. Estas integrações são realizadas do ponto de referência citado

acima até as determinações da corrente. A equação polinomial para integração

utilizada é dada abaixo.

As letras a, b, c e d são constantes tabelas para cada substância (TABELA 5),

enquanto T representa a temperatura.


35/74

Já as mudanças de fase possuem equações teóricas próprias. Visto que, na

planta em questão, há somente transformações gás/líquido serão utilizadas apenas as

equações de Riedel (equação 29) e Watson (equação 30).

*

Finalmente, o fator de correção é dado através das correlações de Lee-Kesler ese deve ao fato de que todos os cálculos teóricos utilizam de situações ideias e ao se

trabalhar em sistemas reais há necessidade de um pequeno ajuste.

Sendo R a constante dos gases, Tc a temperatura crítica, w o fator acêntrico do

composto e e valores tabelados nas cartas de Lee-Kesler. Os valores obtidosnas cartas necessitam da determinação da pressão e temperatura reduzida do

composto.

As contribuições explicitadas acima podem ser equacionadas do seguinte modo:


36/74

TABELA 5 – VALORES PARA AS CONSTANTES DAS CAPACIDADES CALORÍFICAS DE CADACOMPONENTE DO SISTEMA.

a b c dCH4 (kJ/molK) 19,87 * 10

-3 5,021 * 10-5 1,268 * 10-8 -11 * 10-12

N2 (kJ/molºC) 29 * 10- 0,2199 * 10- 0,5723 * 10- -2,871 * 10-

Cl2(kJ/molºC) 33,60 * 10- 1,367 * 10- -1,607 * 10- 6,473 * 10-

CO2(kJ/molºC) 36,11 * 10-3 4,233 * 10-5 2,887 * 10-8 7,464 * 10-12 HCl(kJ/molK) 29,13 * 10

-3 -0,1341 * 10-5 0,9715 * 10-8 -4,335 * 10-12 CH3Cl 3,6747 2,3555 * 10

- -0,098 * 10- 0,001411 * 10-

CH2Cl2 6,5265 2,5607 * 10- -2,4154 * 10- 0,003148 * 10-

CHCl3 5,6748 4,0524* 10-2 -0,32* 10-4 0,008843

CCl4 93,39*10-3 12,98*10-5

4.3.2 Cálculo das Entalpias para sistemas com mais de um componente

As equações da secção 4.3.1 são referentes a sistemas monofásicos. Quando

tem-se mais de uma substância no fluido em questão a entalpia total da corrente é

dada pela soma das contribuições de cada um destes ponderadas por suas respectivas

frações molares na corrente requerida.

Sendo a entalpia do composto “n” definida pela equação 32 e a fração domesmo na corrente em questão.


37/74

4.3.3 Cálculo das Entalpias do processo

Primeiramente, calculou-se as entalpias absolutas das correntes 1 e 20 pela

expressão (33) partindo-se das condições padrão até as especificações das vazões: na

primeira a temperatura é de 20ºC e na segunda, 15ºC; a pressão absoluta em ambas é

dada como 2 bar. Os valores obtidos foram de e -123008,67 kJ e -101835,02 kJ,

respectivamente.

Na corrente 4 não é possível o cálculo direto da entalpia absoluta, pois não se

sabe a temperatura da linha em questão. Para definição deste valor, considerou-se

que, como não há troca de calor da tubulação com o ambiente, o balanço de energia

neste ponto de mistura é dado pela equação (27):

Sendo a entalpia de entrada dada como a soma das entalpias dos componentes

das correntes 1 e 20, ponderadas por suas respectivas frações molares; e a entalpia desaída igual ao valor desta propriedade na corrente 4.

O valor resultante foi de -224843,69 kJ e, utilizando a equação (28) , foi possível

utilizar um método iterativo para obtenção da temperatura da linha 4 (17,6 ºC).

Somente com esta temperatura determinada é possível calcular a entalpia residual da

corrente (-17367,98 kJ), a qual será somada ao valor anteriormente considerado para

definição da entalpia absoluta da linha 4 (-242211,68 kJ).


38/74

De modo análogo, não se sabe a temperatura da corrente 5, sendo necessário o

cálculo da sua entalpia, dada pela somadas entalpias das correntes 4 (-242211,68 kJ)

e 3, para posterior definição dos termos em falta. Para isto calculou-se, primeiramente,

a temperatura da corrente 3 por Antoine (equação 23), considerando que a mistura se

encontra saturada na pressão dada (28 bar manométrico). A temperatura encontrada

foi de 85,6 ºC e a entalpia foi determinada como -676355,23 kJ, sendo -1238233,53 kJ

pertinentes a entalpia residual. Este último valor é bastante considerável em razão da

alta pressão desta corrente.

TABELA 6 – CONSTANTES DE ANTOINE PARA Cl2.

=29 bar A B C

Cl2 13,946 1978,32 -27,01

Utilizando, mais uma vez, o método iterativo determinou-se que a corrente 5 se

encontra a uma temperatura de 1,6 ºC resultando em um residual de -25330,02 kJ

e uma entalpia total igual a -943896,93 kJ. Nota-se que nesta etapa a corrente

resultante (linha 5) sofre uma queda brusca de temperatura devido, principalmente, a

elevada diminuição na pressão do sistema (de 29 bar para 2 bar). Cineticamente essefato é justificado pelo maior afastamento das moléculas em pressão menor, o que

dificulta o choque entre elas e, consequentemente, diminui a temperatura do fluido.

Posteriormente, a entalpia da corrente 5a é dada sabendo-se que a temperatura

nesta linha é de 180,8 ºC. Esta temperatura está relacionada a capacidade térmica do

trocador de calor 1 (TC 1) e será em outra secção. O valor obtido, mais uma vez

utilizando a equação (33), foi de 6797028,47 kJ. Já para a corrente 5b o uso desta

equação, a uma temperatura final de 360ºC, resultou em uma entalpia absoluta de16104600,6 kJ e para a corrente de saída do reator (corrente 6) a entalpia encontrada

para a 400ºC foi de 13657061,1 kJ.

Finalmente, na destiladora 2 aplicou-se a equação (33) nas linhas 21, 23 e 24,

sendo que as temperaturas destas são 20,4 ºC e 18 ºC respectivamente. Os valores


39/74

encontrados foram de -1363735,2 kJ para a primeira, -465315,28 kJ para a segunda e

36027,53 kJ para a última.

4.3.4 Entalpias de Reação

No reator a entalpia é calculada de forma diferente ao método utilizado até o

momento. Visto que neste equipamento ocorrem reações químicas, não é possível

apenas somar o calor adicionado ou retirado do sistema, mas sim determinar a energia

necessária para a quebra e formação das novas ligações química durante o processo

em questão. Para isto, foram necessárias as entalpias de formação referentes asquatro reações em curso. Estes valores são tabelados e compõe a TABELA 7.

TABELA 7 – ENTALPIAS PADRÃO DE FORMAÇÃO DOS COMPONENTES DO SISTEMA.

Componente (kJ/mol) Estado físico de formaçãoCl2 0 Gás

CH4 -74,85 Gás

N2 0 GásCO2 -393,5 Gás

CH3Cl -81,92 Gás

CH2Cl2 -95,52 Gás

CHCl3 -100,4 Gás

CCl4 -106,69 Gás

HCl -92,31 Gás

Nota-se que o gás carbônico não participa das reações e, portanto, sua entalpia

de formação será considerada como zero para os cálculos posteriores. Além disso,

como estas equações são definidas para as condições padrão, isto é, 25ºC e 1 atm, foi

necessário alterar o valor obtido através da equação:


40/74

Uma vez que as entalpias dos produtos e reagentes foram determinadas para os

estados físicos em que os componentes se encontram no equipamento (gás), não é

necessária a adição de calores latentes. Para o cálculo da entalpia total ainda é

necessário, entretanto, ponderar os valores obtidos pelos rendimentos das reações

(TABELA 3) além de se ajustar os coeficientes, definidos como negativos para

reagentes e positivos para produtos.

[ ]

Sendo o coeficiente estequiométrico do componente “i” da mistura, aentalpia de formação dada na TABELA 7 somada ao ajuste realizado pela equação 35,

e o o rendimento da reação “j”, já definido anteriormente. A entalpia de reação total, por mol de metano, obtida foi de -158,34 kJ. Este

valor é então somado a variação das entalpias das correntes de entrada e saída do

equipamento.


41/74

4.3.5 Carga Térmica dos equipamentos

A carga térmica de um equipamento é definida como a quantidade de energia

despendida por este para aquecer ou resfriar a vazão requerida. Matematicamente esta

expressão é dada por:

Sabendo que a temperatura na corrente 5 (1,6 ºC) deve ser aquecida até 360ºCpara alimentar o reator, determinou-se as cargas térmicas dos trocares de calor TC1 e

TC2 de modo a equilibrar o rendimento dos equipamentos e os custos energéticos e de

fabricação para ambos. Assim, estimou-se que o primeiro aquece a mistura de 1,6 ºC

até 180,8 ºC, e o segundo desta última temperatura até os 360ºC desejados. Para

tanto, calculou-se as entalpias absolutas das correntes de entrada/saída de cada

equipamento e através desta variação e das vazões mássicas determinadas na secção

obteve-se uma capacidade térmica de 7740925,4 kJ para o primeiro trocador de calor ede 9307572,16 kJ para o segundo.

A capacidade do reator foi determinada através da variação de entalpia das

correntes 5b e 6, somada a entalpia de reação calculada na secção 4.3.4. Utilizando a

equação (38) obtivemos uma capacidade térmica de -2447539,56 kJ para este

equipamento. Nesta etapa, foi também definida a vazão de água de resfriamento

necessária para se manter a temperatura do reator constante e igual a 400ºC. Sendo

as reações exotérmicas, é preciso retirar calor do sistema, o que é realizado pela

corrente 12, que entra no sistema a 25ºC e sai a 40ºC. Deste modo, a vazão de

arrefecimento pode ser equacionada como:


42/74

Sendo H a entalpia total do equipamento, a vazão de água necessária e a variação de entalpia da água saturada ao entrar e sair do sistema nascondições já citadas, o valor encontrado foi de 784,31 kg/h para a água de resfriamento

no reator.

Também foram determinadas as cargas térmicas dos trocadores de calor

acoplados a destiladora 2 (TC7 e TC8). As especificações destas correntes já foram

definidas anteriormente. Nota-se que o primeiro equipamento atua como um

condensador que liquidifica parte dos gases da mistura presente na corrente 24 para

que retornem ao processo de destilação; enquanto que o segundo é um vaporizador,

que em um processo inverso ao anterior, torna vapor parte da mistura presente na

correte 23 retornando os gases obtidos à destiladora 2. Ambos os procedimentos tem

como objetivo maior rendimento na operação de destilação.Para este cálculo considerou-se o balanço de energia global no equipamento, de

forma que obtemos a seguinte equação:

As entalpias das correntes 21, 23 e 24 já foram definidas anteriormente,

deixando a equação (38) com duas incógnitas. Sabendo-se que o condensador retira

energia do sistema através de uma troca de fase no topo da destiladora, calculou-se a

carga térmica do TC7 como a entalpia de condensação necessária para tornar a

mistura da corrente 23 de gás para líquido. Nota-se que a entalpia de fusão é igual a

entalpia de evaporação a menos do sinal negativo.

Utilizou-se a equação de Riedel (equação 29) para cálculo da entalpia de

vaporização na temperatura padrão e, posteriormente, a equação de Watson (equação30) para definir a entalpia de vaporização na temperatura especificada na planta. O

valor obtido para esta entalpia foi de kJ, gerando uma carga térmica para este

equipamento de -684818,78 kJ. Substituindo o valor encontrado na equação (38)

obtém-se a carga térmica do trocador de calor 8, sendo esta de 1619268,26 kJ. A

vazão de vapor de aquecimento nesta etapa é de 748,31 kg.


43/74

5 MEMORIAL DE CÁLCULO

5.1 BALANÇO DE MASSA

5.1.1 Reator

Tendo em vista que 1% em massa do CH4 virgem é N2 e que 1% do Cl2

alimentado é CO2 e respeitando a razão de entrada de CH4 e Cl2 no reator de 3,2 mols

temos que a composição da corrente de entrada no reator é:

Onde é a quantidade de matéria de CH4 virgem alimentado.

Dentro do reator só ocorrem as quatro reações já mencionadas anteriormente:

Sabendo que todo cloro que entra no reator é consumido e os rendimentos das

reações encontrados na TABELA 3, temos que a composição da corrente de saída do

reator é:


44/74

5.1.2 Unidade de separação de clorados

Todo CO2 , N2 , HCl e CH4 que entram na unidade de separação de clorados

proveniente da corrente 6 são recuperados na corrente de topo 8. Os demais

componentes saem pela corrente 7:


45/74

5.1.3 Lavadoras

Para as lavadoras faremos, inicialmente, um balanço de massa global, pois aquantidade de água que entra nestes equipamentos é baseada na quantidade de

matéria que sai na corrente 13. Todo o HCl que entra nas lavadoras é recuperado na

corrente 10 a uma concentração de 33% molar em água.

Os demais componentes que entram pela corrente 5 saem todos na corrente 13 juntamente ao restante da água adicionada através da corrente 15.

Em que é a quantidade de matéria de água alimentada pela corrente 15.


46/74

5.1.4 Destiladora 1

99% do CH3Cl alimentado na corrente 7 é recuperado na corrente 22 em uma

concentração de 98% sendo que os 2% restantes são de CH2Cl2. Os demais

componentes saem na corrente 21.

5.1.5 Destiladora 2

95% do CH2Cl2 é recuperado na corrente 24, junto com todo o CH3Cl que não foi

retirado no primeiro processo de destilação e 10% do CHCl3 proveniente da corrente

21. Os demais compostos são recuperados na corrente 23.


47/74

5.1.6 Fator de divisão da purga

A corrente que contém o produto de interesse é a corrente 22, sabemos que a

produção dessa planta deve ser de 10.000 kg/h de CH3Cl, sendo assim podemos

calcular a quantidade de CH4 que deve estar presente na corrente 5 ( ), a partir da

relação apresentada na secção 5.1.4 deste trabalho:

A partir desse dado obtemos que as composições da corrente 13 é:

Nosso objetivo com a purga é reciclar o máximo possível de CH 4da corrente 13

de modo a diminuir a quantidade de CH4 virgem que deve ser adicionado ao sistema

para produzir os 10000 kg/h do produto desejado sem que o N2 e o CO2 acumulem no

processo. Para isso recorremos a um processo iterativo em que a quantidade de


48/74

nitrogênio circulando no processo é fixada fazendo um fator de purga inicial e alterando

o fator da purga a cada iteração, de modo a manter a quantidade de nitrogênio

reciclado constante, até que esse fator convergisse para um valor fixo, definindo o

estado estacionário do processo. Sabemos que na corrente 5 é necessária uma vazão

de 848891,255 mol/h de CH4, a concentração mássica máxima de N2 é de 1% e a

concentração mássica máxima de CO2 é de 1%. Inicialmente reciclamos 100% da

corrente 13. (TABELA 8).

TABELA 8 - DETERMINAÇÃO DA PURGA PARA UM RECICLO INICIAL DE 100%.


49/74

Obtivemos um estado estacionário onde a quantidade de CO2 na corrente 5

excedeu o limite pré estabelecido de 1%, foi então utilizado a ferramenta “atingir metas”

do excel para alterar o fator de purga inicial de modo a obedecer a limitação do

processo. (TABELA 9).

TABELA 9 - DETERMINAÇÃO DA PURGA PARA O ESTADO ESTACIONÁRIO.


50/74

Portanto, o fator de reciclo no estado estacionário deve ser de 0,419007678 e a

quantidade de N2 e CO2 na corrente 5 e, consequentemente, na corrente 13 é de

191500,0382 g/h e 327457,425 g/h, respectivamente. Como a quantidade de Cl2 e CH4

na corrente 5 foram mantidas constantes, a quantidade dos componentes provenientes

das reações da secção 5.1.1 permanecem as mesmas no estado estacionário.

5.1.7 Correntes internas das lavadoras

Retomando os cálculos iniciados na secção 5.1.3, agora cientes da quantidade

de N2 e CO2 na corrente 13, podemos então determinar a quantidade de água nestacorrente, e assim calcular as correntes 9 e 14.

Utilizando a equação (12), temos:

Sabendo que a temperatura da corrente 13 é 32 oC e que a água está saturada

nesta corrente, é possível obter a pressão parcial deste componente com o auxilio de

uma tabela de dados termodinâmicos. A pressão parcial da água obtida é 4,79886 kPa.

A pressão absoluta da corrente 13 é 2,5 bar, portanto temos que a fração molar da

água é:

Assim, temos que:


51/74

Da secção 5.1.3 e sabendo que :

Efetuando um balanço de massa nas lavadoras:

Sendo a corrente 9 composta por 7% de HCl e assumindo que não há água na

corrente 9, determinamos o seguinte balaço interno.


52/74

● Lavadora 1:

● Lavadora 2:

5.1.8 Purga

A Corrente 13 é dividida de modo a evitar o acúmulo de CO2 e N2 no processo,

essa divisão é feita seguindo o fator já calculado na secção 5.1.6. de 0,419007678.


53/74

5.1.9 Tanque 1

95% da água que entra pela corrente 17 sai na corrente 19, o restante dos

componentes seguem pela corrente 18.

5.1.10 Adsorvedora

Toda a água proveniente da corrente 18 é adsorvida, o restante da corrente

segue pela corrente 15 onde será misturada à corrente 1.


54/74

5.1.11 Composição final das correntes

Com a composição de todas as correntes no estado estacionário (TABELA 10) é

possível determinar as vazões molares (TABELA 11) e, posteriormente, as vazões

mássicas de todas as correntes do sistema. (TABELA 12). Sendo que a primeira é

apenas a soma das composições dadas na TABELA 10, e a segunda é calculada a

partir da equação (5).

TABELA 10 - COMPOSIÇÃO MOLAR DAS CORRENTES DO SISTEMA.


55/74

TABELA 11 - VAZÕES MOLARES E MÁSSICAS DAS CORRENTES DO SISTEMA.

CORRENTE VAZ O MOLAR (kmol/h) VAZ O M SSICA (kg/h)

1 593,23565 9539,43116

2 269,60141 19024,98188

3 269,60141 19024,98188

4 858,84501 13910,84732

5 1128,4464 32935,82877

6 1128,4464 32935,82877

7 229,26696 12820,38018

8 899,17944 20115,44859

9 681,61389 12174,30617

10 803,87429 19377,38987

11 803,87429 19377,38987

12 0 0

13 646,30708 10656,09341

14 586,30875 11436,2474

15 551,0019 9918,0342

16 375,499458 6191,108762

17 270,80763 4464,985136

18 265,86927 4376,094685

19 4,938358 88,890444

20 265,60936 4371,41624

21 27,205936 2476,876443

22 202,06102 10343,5037423 6,7615001 787,0564299

24 20,444436 1689,820013


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TABELA 12 - FRAÇÕES MOLARES DAS CORRENTES DO SISTEMA.

CORRENTE CH4 N2 Cl2 CO2 H2O HCl CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4

1 0,993 0,007 - - - - - - - -

2 - - 0,984 0,016 - - - - - -

3 - - 0,984 0,016 - - - - - -

4 0,988 0,008 - 0,004 - - - - - -

5 0,752 0,006 0,235 0,007 - - - - - -

6 0,549 0,006 - 0,007 - 0,235 0,177 0,020 0,005 0,001

7 - - - - - - 0,872 0,099 0,027 0,002

8 0,689 0,008 - 0,008 - 0,295 - - - -

9 0,909 0,010 - 0,011 - 0,07 - - - -

10 - - - - 0,67 0,33 - - - -

11 - - - - 0,67 0,33 - - - -

13 0,946 0,010 - 0,011 0,033 - - - - -

14 - - - - 0,919 0,081 - - - -

15 - - - - 1 - - - - -

16 0,959 0,01 - 0,012 0,019 - - - - -

17 0,959 0,01 - 0,012 0,019 - - - - -

18 0,977 0,01 - 0,012 0,001 - - - - -

19 - - - 0,00 1 - - - - -

20 0,978 0,010 - 0,012 0,00 - - - - -

21 - - - - - - 0,074 0,690 0,224 0,012

22 - - - - - - 0,98 0,02 - -

23 - - - - - - - 0,139 0,812 0,049

24 - - - - - - 0,098 0,872 0,030 -


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TABELA 13 - FRAÇÕES MÁSSICAS DAS CORRENTES DO SISTEMA.

CORRENTE CH4 N2 Cl2 CO2 H2O HCl CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4

1 0,988 0,012 - - - - - - - -

2 - - 0,99 0,01 - - - - - -

3 - - 0,99 0,01 - - - - - -

4 0,976 0,014 0,00 0,01 - - - - - -

5 0,412 0,006 0,572 0,01 - - - - - -

6 0,301 0,006 0,00 0,009 - 0,294 0,307 0,059 0,022 0,002

7 - - - - - - 0,788 0,151 0,057 0,004

8 0,493 0,010 - 0,016 - 0,481 - - - -

9 0,814 0,016 - 0,027 - 0,143 - - - -

10 - - - - 0,501 0,499 - - - -

11 - - - - 0,501 0,499 - - - -

13 0,930 0,018 - 0,031 0,021 - - - - -

14 - - - - 0,848 0,152 - - - -

15 - - - - 1 - - - - -

16 0,930 0,018 - 0,031 0,021 - - - - -

17 0,930 0,018 - 0,031 0,021 - - - - -

18 0,949 0,018 - 0,031 0,002 - - - - -

19 - - - - 1 - - - - -

20 0,950 0,018 - 0,032 - - - - - -

21 - - - - - - 0,041 0,644 0,294 0,021

22 - - - - - - 0,967 0,033 - -

23 - - - - - - - 0,101 0,834 0,06524 - - - - - - 0,06 0,897 0,043 -


58/74

5.2 CÁLCULO DAS DENSIDADES E VAZÕES VOLUMÉTRICAS

5.2.1 Correntes gasosas

Para determinar as vazões volumétricas das correntes 5 e 6 utilizamos a

equação de Peng-Robinson.

Uma vez que estas correntes são compostas por uma mistura de gases,

modificou-se as constantes a e b através da Regra da Mistura de Van der Walls.

( ) √


59/74

Foi necessário, entretanto, determinar a temperatura de operação da destiladora

1 e, posteriormente, a pressão em que trabalha a destiladora 2. Em ambos os casos

utilizamos da equação de Antoine (equação 23).

5.2.1.1 Determinação da temperatura de operação da destiladora 1

A temperatura para esta unidade foi estimada como a temperatura necessária

para que o clorometano, produto de interesse, entrasse em ebulição na pressão dada

(5 bar).

5.2.1.2 Determinação da pressão de operação da destiladora 2

A pressão, neste caso, foi considerada como a pressão necessária para que o

diclorometano entrasse em ebulição na temperatura dada (18 ºC).


60/74


61/74

Sabendo os dados tabelados de Tc ,Pc e w de cada componente e substituindo

as temperaturas para cada corrente, determinamos suas vazões volumétricas.

(TABELA 16).

TABELA 16 - VAZÕES VOLUMÉTRICAS E DENSIDADES MOLARES E MÁSSICAS DAS CORRENTES

LÍQUIDAS.

5.3 BALANÇO DE ENERGIA

5.3.1 Entalpia Absoluta da corrente 1

Pela equação 27 a entalpia é dada através da integração da capacidade

calorífica do composto da temperatura padrão (25ºC) até a temperatura da corrente,

neste caso, 20ºC, somada a correlação de Lee-Kesler para as condições da corrente. `

Além disso, como trata-se de uma mistura, as entalpias de cada substância são

ponderadas por suas respectivas frações molares como demonstra a equação (22).Deste modo, para o cálculo da entalpia absoluta da corrente 1 utiliza-se:

Corrente R T ZRA Tcm V(L) mol/L g/L

21 8,314 293,39 0,27339 509,597341 0,0711234 14,0600693 1279,01982

23 8,314 291,15 0,27184 537,881704 0,08141643 12,2825337 1429,7193

24 8,314 291,15 0,2739 501,620653 0,06819067 14,664763 1210,6706


62/74

{[ ] [ ] }

Sendo as capacidades caloríficas formas polinomiais conforme dado na TABELA

4, e dada pela correlação da equação (31). As temperaturas foram transformadaspara grau Kelvin para ficar de acordo com as unidades das capacidades caloríficas

utilizadas. As frações molares da corrente foram definidas anteriormente (TABELA 11).


A corrente 20 é dada de forma análoga a anterior, alterando-se apenas a adição

de mais um componente à mistura (CO2) e a condição final: temperatura de 15ºC.

{[ ] [ ] ] [ ] ] }

5.3.3 Determinação da temperatura da corrente 4

A temperatura da corrente 4 foi determinada por um balanço de energia simples

definido pela equação (19).


63/74

Com este resultado em mãos, é possível aplicar o método iterativo de Newton

Raphson para determinar a temperatura final da corrente 4.

{ ] ] }

Sabendo a temperatura da corrente, pode-se calcular o valor residual da entalpia

nestas condições (=-17367,98 kJ) através das correlações de Lee-Kesler dada pelaequação (31). A entalpia absoluta da corrente 4 é, portanto:


Considerando-se que a mistura da corrente 2, composta por cloro e gás

carbônico, sai do evaporador saturada a 29 bar absoluto, pode-se calcular a


64/74

temperatura de saída desta através da equação de Antoine (equação 25) para o cloro.

Esta aproximação é válida, uma vez que a concentração de gás carbônico é

desprezível (1,6%).

85,6 ºC

Com este valor definido é possível utilizar a mesma lógica do tópico anterior,

alterando-se apenas as condições de operação para as definições da corrente 3.

{[ ] [ ] }

4.3.5 Determinação da temperatura da corrente 5

A temperatura da corrente 5 foi determinada por um balanço de energia simples

definido pela seguinte equação.


65/74

Aplicando-se, mais uma vez, o método iterativo já mencionado.

{ ] ] }

Com a temperatura determinada calculou-se o valor residual pertinente a esta

corrente (=-25330,02 kJ) e somou-se ao valor considerado anteriormente para seobter a entalpia total de valor igual a -943896,93 kJ.

5.3.6 Determinação da entalpia da corrente 5a

Para melhor equilíbrio entre os gastos energéticos entre os dois trocadores de

calor presentes na corrente 5 (TC 1 e TC 2), determinou-se que o primeiro deve

aquecer a mistura de 1,6 ºC até 180,8 ºC. Desta forma, de forma análoga aos cálculos

efetuados anteriormente, temos:

{[ ]

[ ]

[ ] ] [ ] ] }


66/74

A carga térmica do equipamento pode ser obtida através da equação (26).

5.3.7 Determinação da entalpia da corrente 5b

Sabendo que a alimentação do reator deve estar a uma temperatura de 360ºC, a

entalpia nesta corrente será dada por:

{[ ] [ ] [ ] ] [ ] ] }

A capacidade térmica deste segundo equipamento é definida por:


67/74


68/74

Somando-se as entalpias das correntes de entrada e saída do equipamento, já

calculadas anteriormente, obtemos uma variação de entalpia final no reator de:

A carga térmica (Q) deste equipamento também dada pela equação (38).

Observando as entalpias para a água líquida nas temperaturas de entrada e

saída na pressão dada (TABELA 17), é possível determinar a vazão de água(540209,61 kg) para resfriar o sistema através da equação (39).

TABELA 17 – ENTALPIAS PARA A ÁGUA NAS CONDIÇÕES DE ENTRADA E SAÍDA DO REATOR.

T (ºC) H (kJ/kg)

25 104.87

40 167,54

delta 62,67


69/74

5.3.9 Entalpias na Destiladora 2

As entalpias nas correntes 21, 23 e 24 são determinadas seguindo a mesma

lógica dos cálculos anteriores. A diferença se dá ao se verificar que os componentes

apresentam-se nas correntes na fase líquida. Como as capacidades caloríficas

utilizadas no presente trabalho são determinadas para gases é necessária

transformação de estado físico dos componentes.

A contribuição destas transformações de fase é dada, mais uma vez, através

das equações de Riedel e Watson, sendo calculada a vaporização de cada substância

nas condições padrão e, posteriormente, a condensação da mesma do estado final até

as especificações da corrente.

{[ ] [ ]

[ ] ]

[ ] ] }

{[ ]

[

] ] [ ] ] }


70/74

{[ ] [

]

[

] ] [ ] ] }

A capacidade térmica dos trocadores de calor é dada pelo balanço de energia

global do equipamento (equação 40)

Inicialmente, calculou-se a energia retirada pelo trocador de calor 7 ao

transformar a mistura de gás para líquido através da equação de Riedel.

|

Substituindo este valor na equação 38, temos a carga térmica do trocador de

calor 8.


71/74

A vazão de vapor de aquecimento é dada pela variação de entalpia da água nascorrentes de entrada e saída do equipamento, conforme equação (39).

TABELA 18 – ENTALPIAS PARA A ÁGUA NAS CONDIÇÕES DE ENTRADA E SAÍDA DO

EVAPORADOR.

Água (3 bar) H (kJ/kg)

Líquido Saturado 561.45

Vapor Saurado 2725,3

delta 2163,9


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6 CONCLUSÃO

O clorometano foi sintetizado pela primeira vez em 1895, sendo a partir dai

largamente utilizado como refrigerante até meados do século XX, quando percebeu-se

a sua grande inflamabilidade e efeitos tóxicos. Embora seja utilizado em diversas áreas

sua maior aplicação atualmente é como intermediário na produção de silicone .

O processo detalhado no presente trabalho segue o modelo da planta de

produção desenvolvida pela indústria química alemã Hoechst AG que consiste na

cloração do metano em fase gasosa para a produção de uma mistura de compostos

clorados. Com a finalidade de evitar a produção excessiva dos demais produtos

clorados o metano deve chegar ao reator em maior quantidade estequiométrica comrelação ao cloro. Após a reação, o inconveniente vem com o cloreto de hidrogênio que

altamente corrosivo requer equipamentos mais caros.

Ao longo do desenvolvimento do trabalho calcularam-se as vazões de todas as

correntes da planta de processo através de balanços de massa para regimes

estacionários. De forma que para um correto entrelaçamento de todas elas, precisou-se

alterar a concentração molar de HCl na corrente 14 de 5% para 8%. Foi possível

determinar uma taxa de reaproveitamento de metano alimentado no sistema através de

um fator de purga, calculado com a ajuda de ferramentas computacionais. Além disso,

calculou-se as densidades e vazões volumétricas de cinco correntes do sistema

através de equações termodinâmicas já estudadas e de um novo conteúdo, a Regra da

Mistura Clássica, uma vez que nenhuma das correntes possui um único componente.

O balanço energético necessitou de fundamentos de termodinâmica para que

pudesse ser realizado. Através da simplificação da Primeira Lei da Termodinâmica foi

possível calcular as entalpias das correntes requeridas e, posteriormente, a carga

térmica de quatro unidades do processo. Determinou-se também a necessidade de

resfriamento no reator, bem como as taxas de vaporização e condensação nos

trocadores de calor acoplados à destiladora. Apesar das simplificações realizadas

durante os procedimentos, o projeto foi finalizado com bases consistentes nos

conhecimentos de Engenharia Química já apendidos.


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Productionofmethylenechloride. Disponível em:

. Acesso em 10 de abril 2015.
http://www.google.com/patents/US4207268http://www.amazon.com/Bruce-E.-Poling/e/B001IXRXMG/ref=dp_byline_cont_book_1http://www.amazon.com/s/ref=dp_byline_sr_book_2?ie=UTF8&field-author=John+M.+Prausnitz&search-alias=books&text=John+M.+Prausnitz&sort=relevancerankhttp://www.amazon.com/s/ref=dp_byline_sr_book_3?ie=UTF8&field-author=John+P.+O%27Connell&search-alias=books&text=John+P.+O%27Connell&sort=relevancerankhttp://www.amazon.com/s/ref=dp_byline_sr_book_3?ie=UTF8&field-author=John+P.+O%27Connell&search-alias=books&text=John+P.+O%27Connell&sort=relevancerankhttps://www.google.com/patents/US3848007https://www.google.com/patents/US3848007http://www.amazon.com/s/ref=dp_byline_sr_book_3?ie=UTF8&field-author=John+P.+O%27Connell&search-alias=books&text=John+P.+O%27Connell&sort=relevancerankhttp://www.amazon.com/s/ref=dp_byline_sr_book_2?ie=UTF8&field-author=John+M.+Prausnitz&search-alias=books&text=John+M.+Prausnitz&sort=relevancerankhttp://www.amazon.com/Bruce-E.-Poling/e/B001IXRXMG/ref=dp_byline_cont_book_1http://www.google.com/patents/US4207268

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Equipe 02 Marialucia Relatorio 2