Operações Unitárias na Industria Quimica

ARMIN FRANZ ISENMANN

OPERAÇÕES UNITÁRIAS

NA INDÚSTRIA QUÍMICA

1a edição

Timóteo, MG

Edição do Autor

2012

A. Isenmann Operações Unitárias

2

Os direitos neste texto são exclusivamente com o autor.

Isenmann, Armin Franz

Operações unitárias na indústria química / Armin Franz Isenmann - Timóteo, MG :

2012. 1a Edição

Bibliografia

ISBN 978-85-913050-2-5

CENTRO FEDERAL DE EDUCAÇÃO TECNOLÓGICA DE MINAS GERAIS

CAMPUS TIMÓTEO

Disciplina: Operações Unitárias

Turma: QUI 3

Prof. Armin Isenmann

Traduzido com permissão e completado,

de uma apostila de Prof. Peter Hugo, Universidade Técnica de Berlim

1 O que são Operações Unitárias?......................................................................................... 6

2 Fluxo de matéria................................................................................................................. 7

2.1 Dados dos materiais, grandezas e unidades ............................................................... 7

2.2 Propriedades dos Fluidos ........................................................................................... 9

2.3 A viscosidade ........................................................................................................... 10

2.3.1 Viscosidade em gases....................................................................................... 13

2.3.2 Viscosidade de líquidos.................................................................................... 14

2.4 Fluxo tubular e perda de pressão em peças .............................................................. 15

2.4.1 Fluxo laminar em tubos.................................................................................... 16

2.4.2 Perda de pressão e números adimensionais...................................................... 21

2.4.3 Fluxo turbulento dentro do tubo....................................................................... 23

2.4.4 Perda de pressão em peças e sistemas tubulares .............................................. 28

2.5 Balanço do transporte do fluido ............................................................................... 30

2.5.1 Equações de balanço ........................................................................................ 30

2.5.2 Medição da vazão............................................................................................. 33

2.5.3 Transporte de líquidos via bombas................................................................... 42

2.6 Bombas..................................................................................................................... 45

2.6.1 Bombas de deslocamento ................................................................................. 46

2.6.2 Bombas centrífugas .......................................................................................... 48

2.7 Transporte de gases .................................................................................................. 50

2.8 Fluxo em leitos fixos ................................................................................................ 54

2.8.1 Exemplos e definições...................................................................................... 54

2.8.2 Cálculo da perda de pressão em leitos fixos - considerações gerais ................ 57

2.8.3 Perda de pressão em leitos fixos - o caminho. ................................................. 58

2.9 Fluxo em leitos fluidizados ...................................................................................... 60


4

2.10 Agitação mecânica ................................................................................................... 65

2.10.1 Apresentação dos tipos de agitadores............................................................... 66

2.11 Métodos mecânicos de separação ............................................................................ 78

2.11.1 Sedimentação e centrifugação .......................................................................... 79

2.11.2 Centrifugação ................................................................................................... 83

2.11.3 Filtração............................................................................................................ 86

2.11.4 Princípios da filtração....................................................................................... 86

3 Números adimensionais e análise dimensional ................................................................ 94

3.1 Objetivo dos cálculos e balanços em processos industriais ..................................... 94

3.2 Teoria do modelo e semelhança física ..................................................................... 95

3.3 Análise dimensional ................................................................................................. 97

4 Fluxo de calor................................................................................................................. 101

4.1 Importância técnica ................................................................................................ 101

4.2 Unidades, valores específicos, equações de transporte .......................................... 103

4.2.1 Condução de calor .......................................................................................... 104

4.2.2 Transporte de calor por convecção................................................................. 106

4.2.3 Transporte de calor por radiação .................................................................... 106

4.3 Transferência de calor e transmissão de calor........................................................ 109

4.3.1 Convecção livre e forçada .............................................................................. 109

4.3.2 Definições de transferência e transmissão de calor........................................ 111

4.3.3 Análise dimensional e números adimensionais da transição de calor............ 115

4.3.4 Transição de calor envolvendo os processos de evaporação e condensação . 119

4.4 Trocadores de calor ................................................................................................ 123

4.5 Transição de calor e Scale-up de bateladas com temperatura controlada .............. 130

5 Métodos térmicos de separação...................................................................................... 134

5.1 Destilação e retificação, no contexto dos métodos térmicos de separação ............ 134

5.2 Fundamentos da termodinâmica............................................................................. 135

5.2.1 Dependência da temperatura de ebulição da pressão externa ........................ 135

5.2.2 Misturas binárias ideais .................................................................................. 137

5.2.3 Misturas binárias não ideais ........................................................................... 142

5.3 Destilação simples.................................................................................................. 145

5.4 Retificação.............................................................................................................. 146

5.5 Balanço de uma coluna de retificação em operação contínua................................ 148

5.5.1 Determinação do número de pratos teóricos, segundo o método de McCabe-Thiele 154

5.5.2 Número mínimo de pratos e taxa mínima de refluxo..................................... 155


5

5.5.3 Pratos reais e o fator de eficácia..................................................................... 158

5.6 Equipamentos de retificação .................................................................................. 159

5.7 Operações destilativas especiais............................................................................. 161

5.7.1 Separação de misturas multi-componentes .................................................... 161

5.7.2 Método de duas pressões................................................................................ 161

5.7.3 Retificação extrativa....................................................................................... 162

5.7.4 Destilação azeotrópica.................................................................................... 163

5.8 Lavagem de gases em colunas de corpos de recheio ............................................. 164

5.9 Transferência e transmissão de massa.................................................................... 164

5.9.1 Transferência de massa .................................................................................. 164

5.9.2 Transferência de massa .................................................................................. 167

5.10 Lavagem de gases................................................................................................... 171

5.10.1 Princípio e pontos comuns na lavagem de gases............................................ 171

5.10.2 Velocidade da transferência de massa............................................................ 172

5.10.3 Balanceamento de uma coluna de absorção com troca de massa contínua.... 174

5.10.4 Cálculo do NTU (lei de distribuição uniforme) ............................................. 177

5.11 Outras operações unitárias térmicas ....................................................................... 183

5.11.1 Adsorção (= secagem).................................................................................... 183

5.11.2 Equipamento de adsorção............................................................................... 186

5.11.3 Secagem ......................................................................................................... 187

5.11.4 Extração.......................................................................................................... 189

5.11.5 Cristalização ................................................................................................... 194

5.11.6 Técnicas com membranas .............................................................................. 197

6 Representações das operações unitárias ......................................................................... 202

6.1.1 Diagrama de operações básicos...................................................................... 202

6.1.2 Diagrama de fluxo de processo ...................................................................... 203

6.1.3 Diagrama de tubulação e instrumentação....................................................... 206

7 Anexos............................................................................................................................ 209

7.1.1 Vista geral sobre os números adimensionais mais importantes na engenharia química 209

7.1.2 Números adimensionais, organizados por campo de aplicação: .................... 212

7.1.3 Tabela de pressão de vapor sobre os líquidos, em função da temperatura..... 213

7.2 Índice dos símbolos usados neste texto e suas unidades (onde se aplicam) .......... 216


6

1 O que são Operações Unitárias? Antigamente, as diferentes indústrias químicas eram consideradas diferentes processos industriais e com princípios diferentes. Em 1915, o engenheiro químico americano Arthur Dehon Little, empresário e professor universitário do MIT, estabeleceu o conceito de "operação unitária", segundo o qual um processo químico seria dividido em uma série de etapas básicas que podem incluir: transferência de massa, transporte de sólidos e líquidos, destilação, filtração, cristalização, evaporação, secagem, etc. Cada uma das etapas seqüenciais numa linha de produção industrial é, portanto, uma operação unitária. O conjunto de todas as etapas, compõem um processo unitário. Portanto, Operações Unitárias são seqüências de operações físicas necessárias à viabilização econômica de um processo químico.

Vamos fixar isso num exemplo: o processamento de leite inclui as operações unitárias de homogenização, pasteurização, resfriamento, e empacotamento. A linha de produção integral, necessária para obter-se o produto comercializável a partir da matéria prima, se dá pelo sequenciamento e interligação destas operações.

"Os Princípios da Engenharia Química" de W. H Walker, W.K. Lewis e W.H. McAdams, (título no original: "The Principles of Chemical Engineering", do ano 1923) é considerada por muitos engenheiros sendo a monografia pioneira do abordamento da química industrial. Nesta são tratadas as indústrias químicas de maneira uniforme e generalizada, seguindo as mesmas leis da física, independente do insumo a ser produzido. Cada operação unitária por si pode ser calculada e dimensionada - a base deste cálculo são as leis estabelecidas da física e o caminho do cálculo geralmente são equações diferenciais. Este procedimento então tem caráter universal e pode ser aplicado em qualquer indústria. Sendo assim, as operações unitárias certamente formam os pilares da Engenharia Química.

As técnicas de projeto de operações unitárias são baseadas em princípios, teóricos e empíricos, de:

Transferência de massa, Transferência de calor, Transferência de quantidade de movimento, Termodinâmica, Biotecnologia e Cinética química.

Desta forma, os processos podem ser estudados de maneira unificada. Uma operação unitária sempre tem o mesmo objetivo, independente da natureza química dos componentes envolvidos. Por exemplo, a transferência de calor é a mesma operação, quer em um processo petroquímico, quer em uma indústria de alimentos.

As operações unitárias dividem-se em 5 classes:

1. Processos de Escoamento de Fluidos, como transporte de fluido, filtração, fluidização sólida

2. Transferência de Calor, como evaporação, condensação. 3. Transferência de Massa, como o transporte em tubos, mas também absorção gasosa,

destilação, extração, adsorção, secagem. 4. Processos Termodinâmicos, como liquefação gasosa, refrigeração.


7

5. Processos Mecânicos, como transporte de sólidos, triturar, peneiramento e separação.

As operações unitárias aplicadas especialmente na Engenharia Química também se encaixam nas seguintes categorias:

• Combinação (misturar) • Separação (destilação) • Reacão (reação química)

O dimensionamento das operações unitárias é a base para as técnicas e os equipamentos utilizados; mais do que isso: também determina os fluxos dentro da fábrica e até o design de inteiras plantas químicas!

2 Fluxo de matéria Na indústria química o transporte e o processamento de reagentes, produtos e materiais de modo geral se dá principalmente em meios fluidos (gases, líquidos, géis, pastas, etc), enquanto o uso de sólidos geralmente é evitado onde for possível, devido ao atrito durante o transporte. Este capítulo trata então de problemas acerca do transporte que o engenheiro químico tem que resolver para assegurar uma produção contínua.

A base do cálculo de tarefas de transporte e o dimensionamento de bombas é a teoria do fluxo. Essa teoria é apresentada de forma resumida, tratando do essencial para o entendimento das aplicações mais importantes na química técnica. Não é o objetivo a derivação exata das equações que deve ser reservada à literatura especial 1.

Os focos aqui são:

Conhecimento dos caminhos e das formulações de equações que resolvem problemas acerca das operações unitárias - inclusive o uso de números adimensionais, características para o fluxo da matéria.

Aplicação das leis em exemplos concretos e o cálculo do resultado.

2.1 Dados dos materiais, grandezas e unidades Na teoria do fluxo se destacam as seguintes grandezas e características de matéria:

Tab. 1. Grandezas e unidades importantes na teoria do fluxo

Grandeza Unidade SI e suas conversões

1 Disponíveis nas bibliotecas do CEFET-MG:

W.L. McCabe, Unit Operation of Chemical Engineering, McGraw Hill 1967; No. de chamada: 660 M121u.

A.S. Foust, Princípios das operações unitárias, LTC 1982; No. de chamada: 66.021 F782p.

D.A. Blackadder, Manual das operações unitárias, Ed. Hemus 2004; No. de chamada: 660 B628m.

Disponível em CD:

J.H. Perry, Chemical Engineer´s Handbook, McGraw Hill 2002.


8

Pressão: p, ∆p Pa = N . m-2 = Kg . m-1 . s-2

1 MPa = 106 Pa = 10 bar

Velocidade linear: u m . s-1

Velocidade do volume: V m³ . s-1

Velocidade da massa: m Kg . s-1

Energia: E, ∆E N . m = J = W . s = Kg . m² . s-2

Aceleração gravitacional: g g = 9,81 m . s-2, ao nível do mar.

Densidade: ρ Kg . m-3

Viscosidade dinâmica: η Pa . s = N . s . m² = Kg . m-1 . s-1

Nas tabelas antigas ainda Poise:

1 Poise = 0,1 Pa . s

Viscosidade cinemática: ν = η . ρ−1

(= "Momento da difusividade")

m² . s-1

Nas tabelas antigas ainda Stokes:

1 Stokes = 10-4 m² . s-1

Note: As grandezas expressas como X , representam a derivada temporal da variável X com o tempo (dX/dt).

As grandezas físicas devem então ser indicadas através das unidades do Sistema Internacional (SI), conforme nas tabelas a seguir:

Tab. 2. Grandezas fundamentais e suas unidades (definidas pela sociedade científica)

Grandeza Unidade Símbolo

Comprimento metro m

Massa quilograma Kg, também kg

Tempo segundo s

Corrente elétrica Ampère A

Temperatura termodinâmica

Kelvin K

Quantidade de matéria mol mol

Clareza da luz Candela cd

Tab. 3. Grandezas derivadas e suas unidades

Grandeza Expressão básica Unidade Símbolo

Força umamF ⋅=⋅= Newton N

Pressão

dA

dFp =

Pascal Pa


9

Energia (energia química, trabalho mecânico ou calor)

dWdQdE −=

dTcmdQ p ⋅⋅=

dLFdW ⋅=

Joule J

Potência (= desempenho) EP = Watt W

Viscosidade dinâmica

ϕ

τη =

Pascalsegundo Pa s

Frequência

T

1=ω

Hertz Hz ou s-1

Tensão elétrica (= potencial) dIRdU ⋅= Volt V

Resistência elétrica

A

LR

⋅=

ρ

Ohm Ω

Carga elétrica dtIdQ ⋅= Coulomb C

Condutividade elétrica 1−=⋅

= RL

Ak

ρ

Siemens S

Tab. 4. Relação entre as unidades derivadas e as unidades fundamentais:

1 Pa = 1 N m-2 = 1 Kg m-1 s-2 1 N = 1 Kg m s-2

1 Pa s = 1 N s m-2 = 1 Kg m-1 s-1 1 Ω = 1 V A-1 = 1 N m A-2 s-1

1 J = 1 W s = 1 N m = 1 Kg m2 s-2 1 C = 1 A s

1 W = 1 J s-1 = 1 N m s-1 = 1 Kg m2 s-3 1 S = 1 Ω-1

1 V = 1 W A-1 = 1 J A-1 s-1 = 1 J C-1= 1 Ω A = 1 N m A-1 s-1 = 1 kg m2 A-1 s-3

1 bar = 105 N m-2

2.2 Propriedades dos Fluidos Fluidos são substâncias que se deformam constantemente quando submetidas a uma força tangencial, não importanto o quão pequena seja esta. Já os sólidos, quando submetidos a uma força, geralmente são deslocados da sua posição inicial, podendo também serem fragmentados, em função do ponto de aplicação da força, da intensidade e do centro de massa do material.

Esta força tangencial que atua ao longo de uma superfície, é denominada tensão de cisalhamento:

//A

F=τ

Onde o termo A// significa área paralela à força aplicada, diferente da área perpendicular Axy = A⊥ usada no cálculo de pressão:


10

⊥

=A

FP .

Líquido

A// = 2πrL

A = πr2

F τ = F/Α//

P = F/Α

r

r

L

Fig. 1. Diferenciação entre a pressão e a tensão de cisalhamento.

Consideremos um fluido escoando em uma tubulação de comprimento L, e raio r, após a

aplicação de uma força externa F (por exemplo, aplicada por uma bomba) aplicada a uma

massa desse fluido. A força atua na área perpendicular A⊥, gerando uma pressão global,

também conhecida como pressão de bombeamento. A maneira como acontece o escoamento

do fluido será apresentada mais adiante (ver perfil de velocidade, Fig. 4, na p. 19).

2.3 A viscosidade Nas seções a seguir serão tratados os fenômenos de fluxo com fricção 2. A medida da fricção interna de um fluido é a viscosidade. Além de definir a viscosidade, esta seção indica os métodos do seu cálculo e alguns dados de viscosidades típicas.

Dentro de um meio em fluxo ocorre uma perpétua troca de momento linear (= impulso; um ⋅ ) entre as partículas. Nas paredes imóveis o momento é entregue; neste local a velocidade do fluxo é zero, u = 0 (condição de adesão). A partir do local com u = 0 a velocidade aumenta junto à distância da parede e pode-se observar um perfil linear de velocidade dentro do fluido (ver Fig. 2). Entre as zonas de diferentes velocidades ocorre a transmissão de momento, ττττyx, através da fricção interna. Esta grandeza também é conhecida como tensão de cisalhamento (ver p. 9), tensão tangencial ou força tangencial por área unitária.

2 Fricção e atrito são sinônimos.


11

Fig. 2. Perfil da velocidade tangencial, a partir de uma parede imóvel.

Vale a lei de Newton:

ϕηητ ⋅−=⋅−=dy

du xyx . Lei de Newton, aplicada ao fluido.

com η = viscosidade dinâmica (ou fricção interna),

dy

du x=ϕ = perfil de velocidade perpendicular ao fluxo; também razão, taxa ou

frequência de cisalhamento.

Admitimos que a lei de Newton é menos conhecida nesta forma do que amF ⋅= . Portanto, seja mostrada a seguir a analogia destas formulações.

Dividindo ambos os lados por //A , temos:

//// A

am

A

F ⋅= .

Escrevemos para τ=/// AF e para a aceleração dt

duua x

x == . A geometria dentro de um

tubo fornece a área paralela ao fluxo, rLA π2// = , portanto:

ϕπππ

τ ⋅⋅⋅

=⋅⋅⋅

=⋅⋅⋅

=dtL

m

dr

du

dtL

m

dt

du

drL

m xx

222.

O termo dtL

m

⋅⋅π2 tem as dimensões massa por comprimento e por tempo, então as unidades

são Kg.m-1.s-1 ou seja, Pa.s. Esta grandeza é definida matematicamente como viscosidade.


12

Genericamente, podemos escrever para qualquer sistema de fluido, independente da simetria

do recipiente:

F = m . a

τ = η . ϕ

Nessas equações, os termos:

F e τ expressam forças externas atuando no sistema,

a e ϕ expressam movimento,

m e η expressam inércia, fator de proporção entre a força externa e o movimento.

A lei de Newton torna-se mais universal quando escrita na forma diferencial:

ϕητ dd yx ⋅−= .

Através desta equação a viscosidade dinâmica η (também chamada de tenacidade dinâmica) é definida. Em tabelas mais antigas encontram-se os valores da tenacidade dinâmica em centi-Poise: 1 cP = 0,01 P; isto equivale a 0,1 Pa.s.

A viscosidade dinâmica é então a variação da força de cisalhamento ao variar o gradente de velocidade. Podemos, portanto, interpretar a viscosidade sendo a inclinação da curva do cisalhamento, em função ao gradiente:

ou

Fig. 3. Comparação de fluidos Newtoneanos, viscosos-estruturais e dilatantos.

Nos gases e na maioria dos líquidos a viscosidade é constante e independente da razão de cisalhamento dux/dy (curva no meio dos gráficos da Fig. 3). Nestes casos se fala de comportamento Newtoneano, ou seja, são fluidos Newtoneanos. Exceções têm-se com pastas, líquidos gelificados e polímeros em solução. Na maioria destes casos observa-se uma diminuição da viscosidade, com aumento da razão de cisalhamento, chamado de viscosidade estrutural. Menos frequente é o comportamento oposto, conhecido como dilatância.


13

Esses fenômenos não devem ser confundidos com a tixotropia que é o fenômeno da diminuição da viscosidade aparente com o tempo de cisalhamento, à uma taxa de cisalhamento constante. Como na pseudoplasticidade, a diminuição da viscosidade aparente com o tempo é também devida à quebra de uma estrutura organizada no fluido. Se deixarmos em repouso durante algum tempo um sistema tixotrópico, a viscosidade aparente aumentará devido à formação de uma estrutura mais organizada das partículas em suspensão que “imobiliza” o líquido entre as partículas. Se, a seguir, submetermos o sistema a cisalhamento, a uma velocidade de agitação constante, a viscosidade aparente decrescerá com o tempo até atingirmos o equilíbrio entre quebra e reconstrução da estrutura. A tixotropia é facilmente observada quando mexemos (cisalhamos) com uma espátula uma tinta latex para pintar parede. Inicialmente a tinta parece muito viscosa, mas, com o tempo, ela vai se tornando mais fluida. Soluções de polímeros de massa molar elevada são, em geral, tixotrópicas. Suspensões coloidais de óxido de ferro III, de alumina e algumas argilas, que formam sistemas fracamente gelificados, também apresentam tixotropia.

O oposto da tixotropia é chamada de reopexia, então o fenômeno do aumento da viscosidade aparente com o tempo de cisalhamento a uma taxa de cisalhamento constante. Fluidos reopexos têm menos aplicações que os tixotrópicos.

Em muitas situações é conveniente usar a viscosidade cinemática νννν (também: tenacidade cinemática, ou ainda: momento da difusividade). A relação entre as grandezas η e ν é simples:

ρ

ην = ,

com a densidade ρ (em Kg.m-3).

Em tabelas antigas ainda encontra-se a unidade Stokes para essa grandeza. Vale a relação: 1 Stokes = 10-4 m2 s-1. Um bonito exemplo de um comportamento não-Newtoneano que pode ser dado em sala de aula, é a mistura de maizena em água. Na relação certa dos composnentes esta massa mostra elevada resistência contra transformações mecânicas rápidas, enquanto sua resistência contra deformações demoradas requerem forças muito baixas (fluidez lenta).

2.3.1 Viscosidade em gases O que determina a viscosidade em gases é o número das colisões entre as partículas, também podemos afirmar que é inversamente proporcional à média do caminho de voo livre, Λ, que existe entre duas partículas. Também influencia o momento, u⋅ρ , que é transmitido entre as

partículas (ρ = densidade; u = velocidade média das partículas).

As seguintes expressões são resultados de um modelo cinético bastante simples, porém confirmados por cálculos quânticos ab initio:

2122

1

σπ ⋅⋅⋅=Λ

N e

M

RTu

⋅=

π

8,


14

com N = densidade média em termos de número de partículas por volume 212σ = média dos raios efetivos onde ocorre colisão.

M = média da massa molar das partículas.

Sob condições normais (0,1 MPa) esperamos caminhos livres entre 100 nm < Λ < 1 µm. Já com uma pressão de 1 MPa os caminhos se reduzem a 10 nm < Λ < 100 nm, ou seja, aproximadamente 5 a 50 vezes o comprimento da própria molécula.

Para gases ideais o modelo cinético das patículas fornece para a viscosidade:

2123

2832

32

σπ

π

ππρ

πρ

πη

⋅

⋅⋅⋅=Λ⋅

⋅⋅⋅=Λ⋅⋅⋅=

RTM

M

RTu .

Embora essas relações valem rigorosamente só para gases ideais, elas podem também ser aplicadas ao gás real, até pressões moderadas. Anotamos que a viscosidade deve ser independente da pressão nestes gases, mas deve aumentar junto à temperatura. Já que o raio médio de colisão diminui um pouco ao aumentar a temperatura, então essa dependência térmica fica ligeiramente maior do que T :

n

T

T

⋅=

00ηη , com T0 = 273 K e =0η viscosidade dinâmica a 273 K.

A viscosidade de todos os gases fica na ordem de grandeza de sPa ⋅≈ −510η . O expoente n desta última equação é um valor empírico, indicado para alguns gases comuns na Tab. 5.

2.3.2 Viscosidade de líquidos Entre ponto de fusão e ponto de ebulição comum, a viscosidade dos líquidos depende muito pouco da pressão. Mas a viscosidade geralmente depende fortemente da temperatura. Fato é que ela diminui junto à temperatura. A dependência fenomenológica pode ser descrita por:

TA

eB ⋅=η ,

enquanto o cálculo das constantes A e B a partir dos dados moleculares requer um alto esforço matemático é contém diversas aproximações (R.C. Reid, T.K. Sherwood, The properties of gases and liquids, McGraw-Hill 1966). Portanto, essa equação é usada, principalmente para interpolações entre os dados experimentais.

A viscosidade é de aproximadamente 2 ordens de grandeza maior do que a dos gases. Valores típicos nas seguintes tabelas.


15

Tab. 5. Viscosidades de alguns gases de importância industrial, calculadas por n

T

T

⋅=

00ηη .

Gás H2 ar CH4 CO2 Cl2

0η em 10-5 Pa s 0,85 1,74 1,06 1,44 1,32

n 0,65 0,67 0,72 0,77 0,81

Tab. 6. Viscosidade de líquidos que têm importância em processos químicos e

alimentícios,calculadas por TA

eB ⋅=η .

Líquido A em K B em 10-5 Pa s

Acetona 780 2,2

Etanol 1710 0,35

Benzeno 1250 0,9

Cicloexano 1460 0,66

Dioxano 1460 0,85

Ácido acético 1340 1,25

Nitrobenzeno 1440 1,45

Octano 1070 1,4

Azeite de oliva 3350 0,082

Fenol 3460 0,008

Tricloroetileno 800 3,8

Tab. 7. Viscosidade da água e do benzeno

T (em °C) 0 20 40 60 80 100

águaη em 10-3 Pa s 1,792 1,002 0,653 0,467 0,353 0,282

benzenoη em 10-3 Pa s 0,906 0,647 0,489 0,386 0,314 0,262

2.4 Fluxo tubular e perda de pressão em peças Em plantas da indústria química o transporte de meios fluidos ocorre quase exclusivamente em tubos. As máquinas de propulsão são bombas (em caso de líquidos) e densificadores (em casos de gases). Ocasionalmente, os líquidos são transportados sob o efeito da força gravitacional, de um reservatório de posição alta para um recipiente de posição mais baixa ("transporte hidrostático"). Em geral, os fluidos não apenas passam por tubos, mas também por peças, tais como joelhos, arcos, válvulas, ferrolhos, torneiras, manilhas e outras conexões.


16

Tanto nos tubos, quanto nas peças, o fluido está sofrendo perda de pressão. Para o dimensionamento da bomba é necessário conhecer o grau de perda de pressão, ∆p. A experiência nos mostra que ∆p depende sensivelmente do diâmetro do tubo: mais largo o tubo, menor será ∆p. Por outro lado, os tubos de diâmetros maiores são muito mais caros. Também tenta-se evitar fluido parado dentro da tubulação. Aquela parte do fluido que não chega ao recipiente-alvo, mas permanece dentro do tubo, é conhecido como volume morto. Portanto, os aspectos econômico e de segurança estão pedindo um dimensionamento justo do sistema de tubulação.

Em primeiro lugar olhamos então no fluxo em tubos retos, em seguida será considerada a perda de pressão nas peças.

2.4.1 Fluxo laminar em tubos Um fluxo bastante lento estabiliza um perfil parabólico de velocidade dentro do tubo. Neste caso se fala de fluxo laminar. A relação entre a velocidade média do fluxo, u , e a perda de pressão ∆p está dada pela famosa lei de Hagen-Poiseulle:

L

pdu

∆⋅

⋅=

η32

2

, Hagen-Poiseulle

onde d = diâmetro do tubo; L = comprimento do tubo; η = viscosidade dinâmica.

Esta lei somente vale para o fluxo laminar! Ela é muito aplicada, não só em cálculos de problemas de transporte, mas também na medição da viscosidade usando viscosímetros (do tipo Ostwald ou Ubbelohde). Aumentamos o fluxo gradativamente, observamos uma mudança repentina, do laminar para turbulento (ver seção 2.4.3).

Devido à grande importância desta lei para o fluxo, tentamos derivá-la de forma resumida.

Consideremos um tubo de comprimento L, com a pressão p1 no início e p2 no final, com p1 > p2. O fluido atravesse esse tubo com a velocidade u, unicamente em direção x. A situação é esboçada abaixo.

A perda em pressão é então ∆p= p1 - p2. E a velocidade u depende evidentemente desta diferença propulsora ∆p que está sendo provocada pela bomba.

Em primeiro lugar deve-se procurar o balanço dos momentos. Como já dito acima, o fluido transfere momento à parede do tubo, e isso é em resumo a causa para a perda de pressão dentro do tubo. O balanço de momento pode ser formulado, tanto em coordenadas cartesianas quanto em coordenadas cilíndricas. No sistema cartesiano aplicam-se as três coordenadas do espaço:


17

ux = velocidade do fluxo em direção x; x = direção do fluxo; y e z = direções perpendiculares ao fluxo = ortogonais à parede fixa.

Nestas coordenadas o balanço do caso unidirecional é:

yxyx

pτ⋅

∂

∂−=

∂

∂.

Devido à simetria do tubo, porém, seja mais útil usar coordenadas cilíndricas:

r = raio do tubo; φ = ângulo radiano; z = direção única do fluxo.

Nestas coordenadas o balanço se formula da seguinte forma 3:

)(1

rzrrrz

pτ⋅

∂

∂⋅−=

∂

∂.

Junto à lei de Newton, dr

durz ⋅−= ητ obtemos:

.

∂

∂⋅

∂

∂⋅=

∂

∂

r

ur

rrz

p η

Isso é uma equação diferencial parcial com duas coordenadas do espaço (r, z). Podemos transformá-la em uma equação diferencial comum quando fizermos a restrição de se ter um 3 Essa transformação pode ser melhor entendida, com as explicações dadas no apêndice matemático D do livro G. Wedler, Manual da Química Física, Calouste Gulbenkian 2001; disponível em nossa biblioteca.


18

fluido incompressível (isto é, praticamente todos os líquidos). Neste caso a perda em pressão em direção z fica linear.

Para o fluxo laminar se obtém (isso vale grosseiramente para os gases, também):

L

p

z

p ∆−=

∂

∂.

O sinal negativo reflete o fato que, ao prosseguir a direção +z, a pressão p diminui; ∆p tem, nesta consideração, um valor positivo.

Com essa aproximação chegamos a uma equação diferencial comum que pode ser resolvida sem problemas:

L

pr

dr

dur

dr

d ∆⋅−=

⋅⋅

η.

Sua integração com margens abertas fornece:

CL

pr

dr

dur +

∆⋅−=⋅

η2

2

, com a constante de integração C a ser determinada pelas condições

marginais. Lembramos-nos que essa relação vale para todos os raios r, então vamos considerar o local exatamente no miolo do tubo (r = 0) e obtemos diretamente:

C = 0.

Temos então L

pr

dr

du ∆⋅−=

η2. Na verdade estamos interessados na velocidade u, ou melhor

falado, na relação entre a velocidade do fluxo e a perda em pressão ∆p, portanto temos que integrar mais uma vez. Isso leva à relação:

´4

)(2

CL

prru +

∆⋅−=

η.

Para determinar a constante C´ aproveitamos da situação imóvel, diretamente na parede do tubo (r = R e u(R) = 0) 4:

4 Único caso onde a condição da imobilidade do fluido na parede não está obedecida, é no fluxo de gases do alto vácuo. Mas os casos técnicos geralmente são longe deste caso excepcional.


19

L

pRC

∆⋅=

η4´

2

.

Inserimos a constante de integração e obtemos, em outras variáveis, a lei de Hagen-Poiseulle:

( )L

prRru

∆⋅

−=

η4)(

22

.

Essa é a lei na forma que está apresentada na maioria dos livros da física. Ela fala que a velocidade u(r) é diretamente proporcional à perda em pressão ∆p e indiretamente proporcional ao comprimento do tubo, L. Além destas, a velocidade depende de maneira quadrática do raio r. Isso implica que se estabelece um perfil parabólico de velocidade dentro do tubo:

Fig. 4. Perfil do escoamento laminar dentro do tubo

A velocidade máxima, umax, se observe no miolo do tubo (r = 0). A lei de Hagen-Poiseulle fornece para este local:

L

pRu

∆⋅=

η4

2

max .

Podemos inserir esse valor na equação geral e obtemos:

−⋅=

2

max 1)(R

ruru .

O engenheiro se interessa menos para a velocidade máxima, mas sim, para a velocidade média, u . Este valor tem importância para o cálculo da corrente de volume ou de massa. Ele se calcula da seguinte maneira:


20

dFruF

uFtotal

⋅⋅= ∫ )(1

, onde Ftotal é a seção transversal do tubo (circular!): 2RFtotal ⋅= π .

Então:

2)(

R

dFruu

F ⋅⋅= ∫ π

.

A derivada da área transversal em geral, 2rF ⋅= π , é rdr

dF⋅= π2 . Ela tem o significado

físico da circunferência do tubo. Com isso obtemos:

drrdF ⋅⋅= π2 ⇒ ∫∫

⋅

⋅=⋅⋅=

R

rr R

rd

R

rrudr

R

rruu )(2

2)(

2.

Resolvemos essa integral com uma variável auxiliar, R

r=ξ , com 10 ≤≤ ξ . A integral se

formula como:

∫ ⋅⋅=1

0

ξξ duu .

Aproveitamos do resultado ( )2max

2

max 11 ξ−⋅=

−⋅= u

R

ruu . Daí obtemos:

( )41

242

212 max

1

0

42

max

1

0

2max ⋅=

−⋅=⋅⋅−⋅= ∫ uuduu

ξξξξξ .

O resultado para a velocidade média do fluxo é então:

2maxu

u = .

Com L

pRu

∆⋅=

η4

2

max podemos obter a lei de Hagen-Poiseuille também na seguinte forma:


21

pL

Ru ∆⋅=

η8

2

.

Para o fluxo de volume, V [m³/s], e o fluxo de massa, m [Kg/s], obtemos assim:

pL

RFuV ∆⋅

⋅⋅

⋅=⋅=

η

π

8

4

pL

RVm ∆⋅

⋅⋅

⋅⋅=⋅=

η

ρπρ

8

4 ,

com F = seção transversal do tubo, e ρ = densidade do fluido.

2.4.2 Perda de pressão e números adimensionais Nesta seção vamos introduzir os números adimensionais - sem descrição mais aprofundada - que vai seguir no capítulo 3 (p. 94). Com sua ajuda é possível achar equações de aplicação mais em geral, especialmente úteis quando temos o objetivo de aumentar o tamanho do sistema ("scale-up").

Em primeiro lugar vamos considerar a energia cinética, 2

21

umEcin ⋅⋅= . Na teoria do fluxo

usaremos, por conveniência, a energia cinética relacionada à unidade de volume. Então:

2

21

uV

mEV

cin ⋅⋅= .

Aproveitamos da densidade, V

m=ρ , daí obtemos a energia na forma de:

2

21

uEVcin ⋅⋅= ρ , com as unidades Pa

m

N

sm

Kg==

⋅ 22.

A consideração das unidades revela um fato interessante: VcinE tem a mesma unidade que a

pressão! Podemos concluir que a divisão desta energia pela pressão fornece um número adimensional. Um número que tenha então uma aplicação mais universal, pois não é mais acoplado nas unidades ou nos valores absolutos as quais a gente escolha. Chegamos ao famoso número de Euler:


22

Definição: 2

21

u

pEu

⋅⋅

∆=

ρ. Número de Euler.

O número de Euler indica qual a queda em pressão, ocasionada pela introdução de uma quantidade de energia cinética, a cada unidade de volume. Pela nossa surpresa, essa relação vale para todos os processos de fluxo, quer para condição laminar quer para turbulenta.

Podemos exprimir a queda em pressão ∆p nesta relação, pela lei de Hagen-Poiseuille (por sua vez somente para o fluxo laminar):

ud

Lu

R

Lp ⋅=⋅=∆

22

328 ηη , com o diâmetro d = 2R.

Vamos para frente simplificar com uu ≡ , e obtemos para o número de Euler:

η

ρρ

η

udd

L

u

ud

L

Eu64

21

32

2

2

⋅

=

⋅

⋅= .

Esta relação já foi organizada de tal maneira que resultem dois novos termos adimensionais,

isto são d

L e

η

ρud. O primeiro é conhecido como aspecto do tubo e o último representa outro

número característico da engenharia de processos chamado de número de Reynolds:

Definição: η

ρud=Re Número de Reynolds

De todos os números adimensionais (existem muitos deles! Ver cap. 7.1.1, no anexo desta apostila), provavelmente esses dois são os mais utilizados, na engenharia química.

Re e Eu podem ser interpretados da seguinte maneira:

tocisalhamen de força

volumeimpulso

d

u=

⋅=

η

ρRe

cinética Energia

pressão em perda

u

pEu =

∆=

221 ρ.


23

Usando essas duas expressões a gente pode escrever a lei de Hagen-Poiseuille na seguinte forma:

Re64

⋅=d

LEu lei de Hagen-Poiseuille.

Em certas situações será mais útil usar o número de fricção, λ(Re), em vez do próprio número de Reynolds. Através deste truque a gente amplia a relação, para o fluxo turbulento, também. Em caso de fluxo laminar, os dois têm a seguinte relação inversa:

Re64

(Re) =λ ; número de fricção (ou coeficiente de fricção).

É importante lembrar-se que essa relação entre o número de fricção e Re somente vale para o fluxo laminar, então somente para a região onde a lei de Hagen-Poiseuille está válida; ver também cap. 2.4.3.

Ao usarmos o número de fricção λ(Re) a lei de Hagen-Poiseuille torna-se aplicável a todos os tipos de fluxo:

(Re)λ⋅=d

LEu .

Mais uma vez: ao deixarmos aberta a dependência de λ(Re) do número de Reynolds, a equação acima torna-se mais flexível, ou seja, ganha validade universal: ela descreve fluxos, tanto laminares quanto turbulentos. O λ(Re) usado na expressão a seguir deve ser determinado no experimento ou, para sistemas de tubulação mais simples, lido da Fig. 7 (p. 27). Note que a perda de pressão num tubo pode ser calculada para qualquer velocidade de fluxo u, com essa equação:

2

21

(Re) ud

Lp ⋅⋅⋅=∆ ρλ .

2.4.3 Fluxo turbulento dentro do tubo Ao aumentar a velocidade do fluido em tubos compridos e lisos, chegamos a um ponto onde a lei de Hagen-Poiseuille da correnteza laminar não vale mais. O perfil parabólico que constatamos para o fluxo laminar, fica cada vez mais achatado, mais rápido o fluido passa pelo tubo. Isso é causado por processos irregulares de mistura, ou seja, pequenos redemoinhos:


24

A medida para o tipo de correnteza é o número de Reynolds. Ao tiver um valor baixo, o efeito da viscosidade do fluido sobre o transporte de momento perpendicular à direção do fluxo é uma pura característica do próprio fluido. Aumentando o número de Reynolds, percorremos uma região estreita de transição, acima da qual se adiciona ao transporte de momento do fluxo laminar, um outro transporte de momento devido à mistura em redemoinhos. Até podemos afirmar que a contribuição dos redemoinhos ao transporte do momento é dominante. Em processos de fluxo através de tubos compridos e lisos a transição laminar para turbulento ocorre repentinamente, num número de Reynolds Recrit.=2300. Em outros sistemas (tubos ásperos, peças e conexões) se acham outros números críticos de Reynolds.

A lei de Hagen-Poiseuille não prediz a transição laminar/turbulento. Essa deficiência deve-se às simplificações que foram feitas, no início da derivação desta lei, isto é, um fluxo rigorosamente unidimensional. Ponto de partida foi:

∂

∂⋅

∂

∂⋅=⋅

∂

∂⋅−=

∂

∂

r

ur

rrr

rrz

prz

ητ )(

1,

com uz constante e uφ = ur = 0. No fluxo turbulento, por outro lado, os movimentos não são constantes ao longo do tempo, além disso uφ e ur têm valores diferentes de zero (ver último esboço). Significa que as equações diferenciais dos movimentos completos devem ser resolvidas 5. Isso foi possível, por enquanto, somente com altíssimo investimento de computação e ainda somente para casos especiais. Mesmo se fosse possível certo dia, com ajuda de supercalculadoras vetoriais etc. resolver uma equação geral, mesmo assim o engenheiro prático sempre procurará a solução de um problema de fluxo dentro das fórmulas aproximadas e simplificadas - simplesmente por que o tempo de cálculo custará muito caro.

5 Disponível da Biblioteca do Campus I do CEFET-MG:

R.R. Bird, W.E. Stewart, E.N. Lightfoot, Fenômenos de Transporte, 2a Ed. LTC Rio de Janeiro 2004.


25

Fig. 5. As equações de movimento completas, em coordenadas cilíndricas. São

conhecidas como equações de Navier-Stokes (Fonte: R.R.Bird, W.E. Stewart, E.N. Lightfoot, Transport phenomena, Wiley NY 1960, p. 85)

Vamos tentar entender a transição do fluxo laminar para turbulento, a partir dos fenômenos observados em uma mistura de líquidos coloridos. Em fluxos bastante lentos se estabelece um perfil de velocidade parabólico, conforme mostrado acima. Ao aumentar a velocidade, essa parábola é esticada cada vez mais, de forma que o miolo avança muito, enquanto as zonas marginais estão cada vez mais retidas, em relação ao miolo. Nesta situação as camadas mais avançadas têm a tendência de escaparam radialmente para fora, então em direção à parede do tubo. Se isso realmente acontece, então há formação de diversos centros de turbulência, afinal formam-se muitos redemoinhos ao mesmo tempo que misturam as camadas de forma aleatória, ou seja, a transição de laminar para turbulento ocorreu bruscamente. O movimento


26

principal em direção z fica sobreposto por movimentos aleatórios de mistura. A velocidade máxima, umax, continua sendo no miolo do eixo, mas a velocidade do fluxo é quase a mesma, ao longo das camadas internas. O perfil parabólico fica fortemente achatado. Por outro lado, continua a condição da estacionaridade diretamente na parede do tubo. Isso implica que, em uma estreita camada limite o gradiente de velocidade é muito elevado. Essa camada se conhece com camada limite de Prandtl.

Provou-se na prática que a velocidade média do fluxo turbulento é:

max)9,0......8,0( uu ⋅= .

Embora a camada limite de Prandtl ser bastante estreita (maior a velocidade, mais estreita ela é), mesmo assim podemos afirmar que dentro dessa camada o caráter do fluxo continua laminar.

Fig. 6. Representação do perfil de velocidade do fluxo turbulento

Quando os tufos de turbulência batem na camada limite, eles ficam grudados nesta camada e entregam seu momento.

Na prática se tem, na maioria dos casos, fluxo turbulento. Ele acarreta uma queda em pressão, maior do que no fluxo laminar. A equação usada para estimar ∆p é, em analogia ao cap. 2.4.2,

2

21

(Re) ud

Lp ⋅⋅⋅=∆ ρλ , pois o caráter desta equação é universal (laminar e turbulento!).

Como os movimentos no fluxo turbulento são muito mais complexos, é preciso usar um coeficiente λ(Re) que foi experimentalmente determinado. Na região turbulenta o coeficiente de fricção λ(Re) é menos dependente do número de Reynolds. Além disso, a asperidade do tubo torna-se um fator cada vez mais importante. Ela provoca um aumento da espessura da camada limite, sobre o qual o miolo turbulento é transportado com baixa fricção.

Na próxima figura podemos ver a dependência do número de fricção, do número de Reynolds. Fica evidente que a asperidade da parede, em caso de turbulência, tem uma influência notável sobre o λ. Em casos de turbulência total em tubos ásperos o λ fica quase independente do Re, com valores entre 0,02 e 0,04. Nesta situação o modelo do fluxo "sem fricção" é bastante útil e vale como simplificação.


27

Fig. 7. Dependência do coeficiente de fricção, λ, do número de Reynolds, Re, com a asperidade relativa, n = k/d, como parâmetro.

Na literatura se encontram várias relações empíricas que foram propostas para determinar λ(Re). Nenhuma delas, porém, tem caráter universal, mas vale somente para um caso específico. Sendo mencionada como exemplo apenas a relação de Blasius:

25,0Re

316,0=λ ,

que vale para 510Re ≤ e somente para tubos hidraulicamente lisos.

O caminho do cálculo da perda em pressão em tubos pode ser resumido em três etapas: 1. O cálculo de Re. Deste resultado a gente sabe que tipo de fluxo podemos esperar, ou

laminar ou turbulento. Daí sabemos quais relações devemos aplicar a seguir.

2. Cálculo (ou determinação gráfica a partir da Fig. 7) do valor do coeficiente de fricção, λ(Re).

3. Cálculo da perda de pressão usando 2

21

(Re) ud

Lp ⋅⋅⋅=∆ ρλ

Quando o fluxo da massa (= vazão de massa; ver também cap. 2.5.2), m , na maioria das vezes é dado pela fábrica.

Aplicamos a transformação da densidade do fluido, conforme:


28

22

2

44

4

du

m

ddt

dLdt

dm

dL

m

V

m

⋅⋅=

⋅⋅

=⋅⋅

==πππ

ρ

Daí, o número de Reynolds para um tubo se obtém através da fórmula:

ηπη

ρ

⋅⋅=

⋅⋅=

d

mdu 4Re .

E para o cálculo da perda de pressão usaremos:

42

8(Re)

d

m

d

Lp

⋅⋅

⋅⋅⋅=∆

ρπλ

.

2.4.4 Perda de pressão em peças e sistemas tubulares Quando o fluido passa por peças dentro da tubulação, ele sofre uma queda em pressão extra. Essas resistências não se estendem ao longo do caminho, mas são localizadas. Portanto se fala de quedas localizadas da pressão.

Enquanto no fluxo pelo tubo ocorre o fator (L/d) . λ(Re), as quedas de pressão localizadas podem ser descritas por um coeficiente ζ:

2

21

up ⋅⋅⋅=∆ ρζ ,

com ζ = coeficiente de resistência localizada.

Ao contrário do transporte no tubo, a perda em pressão localizada, provocada por uma peça depende muito pouco do número Re, quer dizer, sempre é turbulento. Um resumo das peças mais utilizadas e seus coeficientes ζ, se encontram na próxima tabela.


29

Tab. 8. Coeficientes z das resistências localizadas, para diversas peças dentro de uma tubulação (Fonte: K.F. Pawlow, P.C. Romankow, A.A. Noskow, Beispiele und Übungsaufgaben zur Chemischen Verfahrenstechnik, VEB Deutscher Verlag für Grundstoffindustrie 1979)

A perda total dentro da tubulação se dá da soma, do próprio tubo e das peças localizadas. Para tubulações com diâmetro único vale:


30

2

21

(Re) ud

Lp

ii ⋅⋅⋅

+⋅=∆ ∑ ρζλ .

tubo peças

Caso a seção transversal do caminho não seja exatamente circular, deve-se usar, em vez de d, o diâmetro hidráulico, dh:

U

Fd h ⋅= 4 ,

com F = área da seção e U = circunferência. Como se pode facilmente verificar, essa

expressão se reduz a dh = d, caso a passagem realmente seja circular (com 4

2dF

⋅=

π e

dU ⋅= π ).

No cálculo de problemas de transporte muitas vezes se resume todas as resistências, inclusive a do tubo reto:

Σ≡

+⋅ ∑i

id

Lζλ(Re) .

A queda em pressão na tubulação é assim

2

21

up ⋅⋅⋅Σ=∆ ρ .

2.5 Balanço do transporte do fluido Para resolver problemas de transporte, a engenharia precisa de expressões matemáticas manejáveis que unem as grandezas físicas de importância no transporte. Problemas mais complexos de transporte podem ser resolvidos com a técnica da análise dimensional (a ser apresentada no cap. 3.3, na p. 97). As relações fundamentais da teoria do transporte, isto é, condição de continuidade e equação de Bernoulli, podem ser aplicadas de maneira simples e segura, através de um balanço simples, como será mostrado a seguir.

2.5.1 Equações de balanço Os balanços podem ser divididos em expressões integrais e diferenciais. No caso do balanço integral (mais fácil) a grandeza a ser determinada se refere a um trecho macroscópico da tubulação, enquanto o balanço diferencial se refere a um elemento de volume infinitamente


31

pequeno. O balanço diferencial leva a várias equações diferenciais que devem ser devidamente integradas, sobre todo o trecho do transporte. Isso geralmente é possível, somente com um alto desempenho de cálculo. Por outro lado, com um balanço integral se obtém rapidamente uma equação simples que leva ao resultado desejado. A desvantagem do último, porém, é a falta inerente de detalhes sobre as particularidades da tubulação.

a) Condição da continuidade (= constância da massa) Consideremos uma tubulação onde o diâmetro se aumente:

Em um fluxo contínuo e constante a velocidade na parte mais larga é menor que na parte mais estreita. Através da lei da manutenção das massas podemos calcular os fluxos de massa, nos dois pontos de controle 1 e 2:

21 mm = .

Inserimos a definição do fluxo da massa,

uFm ⋅⋅= ρ ; 4

2dF

⋅=

π,

obtemos diretamente a equação de continuidade:

222111 uFuF ⋅⋅=⋅⋅ ρρ ou, em outras palavras: .constuF =⋅⋅ ρ

Para fluidos incompressíveis (líquidos) a expressão fica mais simples ainda, pois ρρρ == 21 :

2211 uFuF ⋅=⋅ .

b) Equação de Bernoulli (balanço da energia por unidade de volume) Primeiro um modelo bastante simples: um fluido idealizado que não mostre fricção interna, então o modelo do fluxo sem fricção. Esse fluido se move de um reservatório mais alto (estado 1) através da tubulação para um reservatório mais baixo (estado 2).


32

Os dois estados sejam caracterizados pela velocidade do fluxo, também chamada de vazão, u, pela altura h e pela pressão p. Em caso de fluxo sem fricção (isto é, não há perdas de energia para fora) vale a lei da manutenção da energia (sempre relacionada ao volume, mostrado pelo índice sobrescrito, v ):

.constpEE vpot

vcin =++ ,

onde 2

21

uE vcin ⋅⋅= ρ e hgE v

pot ⋅⋅= ρ .

Obtemos diretamente a equação de Bernoulli para o caso sem fricção (com g = aceleração gravitacional):

.21 2 constphgu =+⋅⋅+⋅⋅ ρρ

Sua aplicação nos estados 1 e 2 fornece:

222

2112

1 21

21

phguphgu +⋅⋅+⋅⋅=+⋅⋅+⋅⋅ ρρρρ .

Escrito como diferença:

( ) 021 2

22

1 =∆+∆⋅⋅+−⋅⋅ phguu ρρ ,

com 21 hhh −=∆ e 21 ppp −=∆ .

Exemplo da sua aplicação: escoamento de um tanque de reservatório (simplificação: o nível do fluido dentro do reservatório seja constante ao longo do processo).


33

Para o escoamento sem fricção obtemos diretamente:

phgu ∆+∆⋅⋅=⋅⋅ ρρ 2

21

.

Desta equação segue, para a velocidade do escoamento, u:

( )ρ

ρ hgpu

∆⋅⋅+∆=

2.

Isso vale tanto para o transporte sob pressão externa quanto para o transporte hidrostático.

Em casos reais, porém, temos que levar em consideração a fricção, pois os fluidos geralmente são retidos dentro da tubulação. Por isso, adicionamos o termo da queda em pressão devido à

fricção, 2

21

up ⋅⋅⋅Σ=∆ ρ , ao lado esquerdo da equação:

phguu ∆+∆⋅⋅=⋅⋅⋅Σ+⋅⋅ ρρρ 22

21

21

.

( ) phgu ∆+∆⋅⋅=Σ+⋅⋅⋅ ρρ 121 2 .

Essa relação formará mais adiante a base para o dimensionamento de bombas.

Para a velocidade do fluxo sob fricção obtemos então:

( )( )Σ+⋅

∆⋅⋅+∆=

12

ρ

ρ hgpu .

2.5.2 Medição da vazão Para o regulamento e o controle de processos químicos é preciso fazer medições diretas da vazão, seja do fluxo de massa ou do fluxo de volume. A vazão é a terceira mais importante


34

grandeza a ser medida na engenharia química. A vazão, ou quantidade em fluxo, se mede e se calcula através da velocidade média da corrente, u (a seguir simplesmente: u). Uma vez obtida a velocidade u de um fluido da densidade ρ, fluindo em um tubo da área transversal F, daí podemos indicar as quantidades em fluxo:

uFV ⋅= Fluxo de volume = vazão de volume

e

uFm ⋅⋅= ρ Fluxo de massa = vazão de massa.

Como já dito acima, a maioria dos fluxos aplicados é bastante rápida e turbulenta. O equipamento para sua medição é geralmente uma sonda que é fixada centralizada dentro do tubo:

a) Medição direta do fluxo O medidor de vazão tipo turbina 6 possui hoje uma tecnologia consagrada nas diversas aplicações para medição de vazão para líquidos e gases, principalmente onde são requeridos precisão, confiabilidade e robustez, como também a melhor relação custo-benefício. As características principais são: • Utilização em processos industriais, laboratórios, contabilização e transferência de

custódia. • Exatidão melhor do que 0,5% para líquidos e 1% para gases. • Vazões de 0,08 a 2.800 m³/h para líquidos e de 0,5 a 20.000 m³/h para gases. • Conexões para processo tipo flangeadas, rosqueadas ou sanitárias. • Tempo de resposta baixo, ideal para processos de bateladas.

Princípio de funcionamento:

O medidor de vazão tipo turbina consiste basicamente de um rotor, montado entre buchas em um eixo, que gira a uma velocidade proporcional à velocidade do fluido dentro do corpo do medidor. Um sensor eletromagnético (pick-up) detecta a velocidade de giro do rotor gerando um trem de pulsos que serão transmitidos para um indicador eletrônico que fornecerá uma leitura em vazão instantânea e totalização nas unidades de engenharia ou transmitindo um sinal analógico de 4 a 20 mA.

6 http://www.hdtechsolucoes.com.br/auxiliar/catalogoturbina.pdf


35

Fig. 8. Medição da vazão por uma turbina: modelo com leitor digital (esquerda) e

mecânico (direita).

Aplicações típicas

O medidor de vazão tipo turbina é bastante versátil. Hoje, ele é aplicado em medição de consumo de combustíveis, nas indústrias químicas, petroquímicas, farmacêuticas, refinarias, papeleiras, saneamento básico, tratamento e distribuição de água, alimentícia, geradoras de energia elétrica, distribuidoras de gasolina, postos de abastecimentos de gás veicular, etc. Os processos industriais controlados por turbinas são:

• Venda, contabilização ou apropriação de matéria-prima ou produto final. • Transferência de custódia. • Bateladas em processos industriais. • Processos de mistura de líquidos ou gases. • Automatização em processos e envasamento. • Medição de consumo de combustíveis líquidos ou gasosos.

O medidor à turbina se destaca dos demais medidores, a serem apresentados a seguir, porque

registra um valor integral do volume, Vdtdt

dVV

t

== ∫∫ . Desde o início da medição o aparelho

conta o volume percorrido pela tubulação e caso haver uma parada do fluxo, o contador guarda seu último valor. Por outro lado, os equipamentos descritos a seguir registram um

volume diferencial, quer dizer, a vazão momentânea, dt

dVV = . Quando o fluxo pára, o

mostrador destes aparelhos ficará em zero. A informação sobre a vazão antigamente medida se perdeu.

A base da medição da vazão pelos aparelhos apresentados a seguir, é a equação de Bernoulli, sem a contribuição geodésica (situação horizontal) e sem os termos de fricção:

22

212

1 21

21

pupu +⋅⋅=+⋅⋅ ρρ .

Devemos tomar providência que em dois pontos de controle, 1 e 2, se têm diferentes velocidades de fluxo, u1 e u2. Daí se mede como resposta a queda em pressão, ∆p.


36

b) Registrador de velocidade via pressão dinâmica É um método bastante simples, mas hoje menos usado. Baseia-se no fato de que um corpo, quando introduzido numa corrente, é envolto pelo fluido e em pelo menos um ponto a velocidade do fluido se torna zero. Este ponto é chamado de ponto de remanso ou de estagnação.

A partir da equação de Bernoulli obtemos com esse ponto (u2 = 0):

212

121

ppu =+⋅⋅ ρ .

O termo 212

1u⋅⋅ ρ é denominado de pressão dinâmica.

Mede-se então a diferença, ∆p, e desta se calcula a velocidade do fluxo, u1.

Com o tubo de pressão dinâmica de Prandtl (esquema abaixo) pode-se medir diretamente a diferença em pressão, ∆p, que aqui se dá da diferença entre a pressão p2 (= pressão total = pressão de estagnação = pressão dinâmica + pressão estática) e p1 (pressão estática):

212

1up ⋅⋅=∆ ρ .

Calculamos a velocidade do fluxo por:

ρ

pu

∆⋅=

2,

com ( ) hgp M ∆⋅⋅−=∆ ρρ , onde ρM = densidade do líquido dentro do tubo U manométrico.


37

Fig. 9. Tubo de pressão dinâmica segundo Prandtl, também conhecido como tubo de

Pitot, aplicável em fluidos gasosos e líquidos em fluxo laminar.

É importante que o tubo de Prandtl (também conhecido como tubo de Pitot) seja exatamente alinhado à corrente de escoamento, caso contrário se esperam grandes desvios, tanto na medição da pressão estática (na lateral do tubo) quanto da pressão total (na ponta do tubo). Mesmo se o tubo for perfeitamente alinhado, a medição da pressão estática geralmente é afetada com desvios positivos, pois a sua tomada de medição está sujeita aos componentes transversais do escoamento turbilhonado. Os vetores não direcionados do fluxo provocam, ao mesmo tempo, um desvio negativo na medição da pressão de estagnação. O tubo fornece então os melhores resultados, com fluxos rigorosamente laminares. Como é difícil garantir isso na prática, a escala no tubo U (manômetro) deve ser aferida, especialmente para as correntezas de maior velocidade.

Aplicação principal do tubo de Prandtl:

Monitoramento de fluxos contínuos (e constantes), controle de fluidos de refrigeração/aquecimento em trocadores de calor. Ele tem também uma famosa aplicação fora da produção industrial: o "Pitot" é o clássico velocímetro dos aviões.

c) Passagem em estreitamento Dentro de um estreitamento a velocidade do fluxo u aumenta (ver equação de continuidade). A pressão estática p, porém, diminui neste trecho - isso é o resultado da equação de Bernoulli 7.

32

322

212

1 21

21

21

pupupu +⋅⋅=+⋅⋅=+⋅⋅ ρρρ

7 Esse fato, aliás, explica também o efeito da sustentação numa asa de avião, pois o extradorso é mais curvado, portanto o fluxo do ar fica mais rápido e a pressão fica reduzida. Essa diferença em pressão, no extradorso e no intradorso, afinal causa a força sustentadora e faz o avião voar.


38

No caso de fluxo sem fricção temos então as mesmas condições, nos pontos de controle 1 e 3, já que o diâmetro do tubo é idêntico nestes locais.

Os perfis de velocidade e da pressão têm então a seguinte forma:

Fig. 10. Perfil de velocidade e perfil de pressão

Agora olhamos nos pontos de balanço 1 e 2. No caso ideal, onde não tiver fricção, obtemos:

( )21

222

1uup −⋅⋅=∆ ρ .

Com a equação de continuidade, 2211 uFuF ⋅=⋅ , obtemos:

−

⋅⋅⋅=∆ 1

2

12

2

121 F

Fup ρ ,

ou seja:

−

⋅

∆⋅=

1

22

2

1

1

F

F

pu

ρ

.

Conhecem-se os diâmetros do tubo, F1 e F2, também a densidade ρ do fluido. A velocidade do fluxo u1 se dá então da queda em pressão medida, ∆p. Devido à "contração de jato" e à fricção real, porém, precisamos de correções na prática. A contração de jato é um fenômeno que se observa durante a passagem rápida de um fluido através de um estreitamento: o perfil de fluxo mais estreito não se mede exatamente no ponto mais estreito da passagem, mas um pouco depois (ver Fig. 11b).


39

Na prática se aprovaram especialmente as medições pelo tubo de Venturi 8 e dispositivos de blendas.

Fig. 11. Dispositivos de estreitamento:

a) Tubo de Venturi b) Blenda

Vantagem do tubo de Venturi: oferece pequena resistência adicional ao fluxo, então a queda de pressão causada pelo próprio instrumento é pequena.

Vantagem de blendas: são muito robustos e baratos.

d) Aparelhos com bóia Esses instrumentos servem para medir pequenas quantidades de fluxo (= fluxo lento). Trata-se de um tubo transparente, de paredes retas e cônicas, na posição vertical, dentro do qual se encontra uma bóia pontiaguda. O fluido que vem de baixo passa no anel no espaço aberto, entre a parede fixa do tubo e a beirada superior da bóia. Mais alta a velocidade do fluido, mais alta a posição da bóia na qual ela entra em flutuação (posição estável). Ao contrário dos dispositivos de jato e blenda, a passagem mais estreita deste aparelho não está fixa, mas varia junto à quantidade de matéria que passa por ela em determinado período, V ou m .

Importantes são as áreas circulares nos pontos de balanço 1 e 2, que se abrem entre o tubo fixo e a bóia. Nestas temos sempre: 21 FF >> ; isso levará a alguma simplificação adiante.

8 O tubo de Venturi também é o dispositivo usado como velocímetro na aviação (isto é, mede a velocidade que o avião tem em relação ao vento natural).


40

Fig. 12. Os pontos de balanço na bóia. ////// = área entre bóia e parede.

À esquerda: fundo da bóia (fluido numa passagem larga;) À direita: topo da bóia (fluido numa passagem estreita).

Devido à forma cônica do tubo a área F2 depende da posição da bóia:

hCF ⋅=2 , com C = constante do aparelho e h = altura relativa da bóia.

A leitura da altura relativa h é possível quando se estabeleceu um estado de flutuação (= bóia parada). Nesta situação se estabeleceu um equilíbrio das forças:

• a força da pressão Kp, com direção para cima e

• a forças gravitacional Kg, reduzida pela força de sustentação Ka.

agp KKK −= ,

onde pFK Sp ∆⋅= , gmK Sg ⋅= e gVK Sa ⋅⋅= ρ .

Fig. 13. Esboço da bóia, com os marcos construtivos e as variáveis usadas no cálculo.

Neste esboço a área grifada ////// represente a área ocupada pelo topo da bóia.

gVgmpF SSS ⋅⋅−⋅=∆⋅ ρ .

FS = área da bóia que desloca o fluido, ∆p = diferença de pressão entre os dois pontos de balanço, mS = massa da bóia, VS = volume da bóia, ρS = densidade da bóia, ρ = densidade do fluido, g = aceleração gravitacional.

Com


41

S

SS

mV

ρ= e reorganizar obtemos a última equação de balanço na seguinte forma:

−

⋅=∆

SS

S

F

gmp

ρ

ρ1 .

Como somente entram valores constantes (para um dado fluido), então podemos afirmar que a diferença em pressão também é uma constante do aparelho.

A equação de Bernoulli nos dois pontos de balanço fornece uma relação entre a diferença em pressão e as velocidades do fluxo:

( )21

2221 2

1uuppp −=−=∆ ρ .

Com a condição de continuidade, 2211 uFuF ⋅=⋅ , podemos escrever para a velocidade do fluxo u2 (isto é, no anel estreito):

−⋅

∆⋅=

2

1

2

2

1

2

F

F

pu

ρ

.

Devido a 21 FF >> podemos escrever isso, com boa aproximação:

ρ

pu

∆⋅=

22 .

Conforme a essa equação a velocidade do fluxo também é praticamente uma constante. Mesmo assim, conseguimos medir a quantidade do fluido, pelo fato que não medimos u2, mas sim, a vazão de volume, V .

22 uFV ⋅= .

Nesta inserimos as expressões que achamos para u2, F2 e ∆p e obtemos:


42

−

⋅

⋅⋅⋅⋅=

SS

S

F

gmhCV

ρ

ρ

ρ1.

2

⋅

−⋅⋅⋅⋅=

ρρ

ρρ

S

S

S

S

F

gmhCV .

2 .

E a vazão de massa, m se dá como:

( )ρρρ

ρρ −

⋅

⋅⋅⋅⋅⋅=⋅= S

SS

S

F

gmhCVm .

2 .

2.5.3 Transporte de líquidos via bombas Em geral, entende-se por transporte o deslocamento de fluidos de um estado de baixa energia potencial (= baixa altura ou baixa pressão), a um nível de energia mais alto. Neste capítulo vamos fazer a restrição de fluidos líquidos, enquanto o transporte de gases, devido às suas particularidades, será tratado aparte, no cap. 2.7.

O líquido é transportado de um recipiente de estoque 1 (u1 = 0, quer dizer, nos desconsideramos o abaixamento do nível durante a vazão), via uma tubulação com perdas por fricção, até o local do consumidor 2 (geralmente um reator químico ou um outro recipiente). Isso aconteça com a velocidade u2 = u, tudo conforme o esboço a seguir.

Fig. 14. Esquema de uma tarefa de transporte

Para a finalidade de transporte usa-se geralmente uma bomba que proporciona ao sistema a energia externa/unidade de volume, V

BE . Somente em casos especiais se aproveita neste da energia potencial hidrostática (= diferença em altura ou aplicação de ar pressurizado sobre o reservatório 1).

No transporte contínuo a energia fornecida pela bomba é do mesmo módulo que a diferença em energia potencial entre partida e destino, mais a energia perdida por fricção, mais a energia que se precisa para a aceleração à velocidade u. Sendo assim, podemos escrever o balanço da energia:


43

Vcin

Vfric

Vpot

VB EEEE ∆+∆+∆= .

Neste balanço significam:

hgpEVpot ∆⋅⋅+∆=∆ ρ Energia potencial/Volume

Σ⋅⋅=∆ 2

21

uEVfric ρ

Perda de energia por fricção/Volume

2

21

uEVcin ⋅=∆ ρ

Energia cinética/Volume

Inserimos essas expressões:

( )Σ+⋅⋅+∆⋅⋅+∆= 121 2uhgpEV

B ρρ

Essa é a equação-base para o cálculo da energia necessária, a ser entregue para o sistema. Lembramos que o símbolo "∆" represente a diferença entre o nível do destino 2 (= consumidor) e o nível de origem 1 (reservatório).

Muito usada na técnica é a "equação de nivelamento", isto é, o balanço acima dividido por g⋅ρ . Daí:

( )Σ+⋅+∆+⋅

∆=

⋅= 1

2

2

g

uh

g

p

g

EH

VB

ρρ,

abreviado:

frichP HHHH ++= .

Nesta significam:

g

pH P

⋅

∆=

ρ

Altura da pressão

12 hhhH h −=∆= Altura geodésica

( )Σ+⋅= 12

2

g

uH fric

Altura da fricção, já incluso o termo da aceleração


44

H é a altura do bombeamento, ou seja, a altura útil de transporte da bomba. Para uma certa planta pode ser calculada, através da equação acima, o trabalho que a bomba entrega, exprimida em altura útil de transporte.

Para o dimensionamento de uma bomba precisamos, além da altura útil H, um segundo fator. Tem várias possibilidades:

• indicar a vazão de massa, dt

dmm =

• indicar a vazão de volume, dt

dVV = ou

• indicar a potência requisita pela bomba, mais específico, a potência útil, Nutil.

A potência saindo da bomba é:

Volumetempo

VolumeEneriga

tempo

Enerigaútil Potência

//

== .

Podemos escrever isso como:

VB

BBButil EV

V

EV

VV

E

t

EN ⋅=⋅===

Ampliamos com o fator g⋅ρ :

g

EgVN

VB

util⋅

⋅⋅⋅=ρ

ρ .

O último termo já conhecemos como altura útil da bomba:

HgmHgVNutil ⋅⋅=⋅⋅⋅= ρ ,

lembrando que ρ⋅= Vm e g

EH

VB

⋅=

ρ.

Nutil é a potência que realmente está sendo transferida ao sistema de transporte. Como a bomba mesmo tem perdas internas (que são dissipadas em forma de calor), a potência recebida pela fonte elétrica, Nel, sempre fica maior do que a potência entregue ao fluido, Nutil.


45

A eficiência da bomba, ε, é definido por:

1<=el

util

N

Nε .

O valor ( mais perto de 1, melhor o aproveitamento) da maioria das bombas em uso hoje fica entre 0,5 < ε < 0,95.

Quais as causas destas perdas imensas?

• Perdas dentro da bomba (de natureza mecânica, perda nas caçambas/alcatruzes)

• Perdas no motor (fricção, indução, mau contato).

2.6 Bombas O transporte de líquidos requer bombas, com apropriado perfil de potência e outras características. As bombas mais usadas na indústria química são (em ordem decrescente de importância):

Bomba centrífuga

Bomba rotativa

Bomba helicoidal

Bomba parafuso

Bomba a pistão

Trompa

Bomba de mamut

Na maioria dos problemas de transporte temos a escolha de diversos tipos de bombas. Os critérios da nossa escolha são, além das propriedades acerca do transporte:

Confiabilidade

Condições de operação

Custos de investimento

Custos de operação

Segurança de trabalho e, como sempre,

As experiências que a fábrica já colecionou com certo tipo de bomba.


46

Uma classificação das bombas, segundo princípio do funcionamento:

Bombas de deslocamento (bombas de êmbolo, de membrana ou de engrenagem)

Bombas rotativas (bomba centrífuga, bomba de palhetas)

Bombas com meio de propulsão (trompas a vapor; trompa d´água)

Bombas de gás pressurizado (bomba de mamut)

A seguir vamos rascunhar apenas o princípio de funcionamento e as características mais importantes das duas bombas mais importantes, a bomba a pistão/membrana e a bomba centrífuga.

2.6.1 Bombas de deslocamento No caso das bombas de deslocamento o corpo em movimento pode fazer um movimento vai-vem (bomba de êmbolo ou de membrana) ou pode rotar (bomba de engrenagem, de palhetas rotativas, bomba peristáltica).

a) Bomba de êmbolo O princípio de funcionamento é mostrado na Fig. 15. O corpo de deslocamento (pistão) é movido, através de um disco descentralizado, em um cilindro equipado com válvulas. Quando o pistão vai à direita, a válvula do lado da pressão se abre enquanto a válvula do lado de sucção se fecha. Nesta fase de trabalho o líquido está sendo transportado.

Durante o movimento à esquerda o líquido é chupado dentro do cilindro, porque agora a posição das válvulas é invertida. Isso já mostra que a bomba de êmbolo simples acarreta uma vazão altamente ondulada. Um certo alisamento da pulsação se consegue com a ajuda de reservatórios pressurizados, conforme o esboço.

Fig. 15. Funcionamento da bomba a êmbolo.

Neste aspecto já mais favoráveis são as bombas de pistão de dupla face (Fig. 16), onde ambas as direções do pistão provocam o transporte de líquido para a tubulação.


47

Fig. 16. Bomba de pistão de dupla face

Uma característica importante das bombas de êmbolo é a independência de altura de transporte e da quantidade transportada - até chegar num valor máximo. Essa característica de transporte é mostrada na Fig. 17. Também importantes são o regulamento da quantidade transportada através do número de rotações da bomba (frequência) e o modo de trabalho em auto-sucção.

Fig. 17. Característica de uma bomba de êmbolo; n = rotações/min.

Esse tipo de bomba se usa, especialmente quando se pretende gerar altas pressões. Elas são altamente confiáveis, mas em comparação aos outros tipos grandes, pesadas e caras. Outra desvantagem é a necessidade de válvulas que são consideradas as partes mais vulneráveis. As tubulações indo e saindo à bomba jamais podem ser fechadas, pois assim a pressão rapidamente se aumenta e leva imediatamente ao estrago da bomba. Portanto, as tubulações conectadas a este tipo de bomba sempre são equipadas com válvulas de segurança.

Bombas de êmbolo têm uma eficiência relativamente alta (0,8 < ε < 0,9).

b) Bombas com membrana Bombas de membrana são bombas de deslocamento robustas onde uma membrana de borracha ou um outro elastômero serve como deslocador. Ela trabalha no mesmo princípio que a bomba de êmbolo, com a diferença que o fluido não necessariamente entra em contato com partes metálicas da bomba. Sendo assim, pode ser usada para transportar líquidos corrosivos, tais como ácidos, bases e lodos.


48

Fig. 18. Princípio da bomba a membrana

Outras bombas de deslocamento são a de engrenagem e a de palhetas rotativas, onde o volume de carregamento se enche continuamente com fluido, então o transporte não é submetido a pulsações fortes. Destas duas a bomba de engrenagem produz o perfil de pressão mais uniforme, portanto é usada, além de tarefas industriais onde precisam de pressões altas e pouca quantidade de volume, na analítica (bombas de HPLC), onde a constância da vazão é de suma importância. Já a bomba de palhetas é usada para tarefas onde uma leve pulsação é aceita, seu caráter universal se deve ao fato que pode ser usado, tanto para o transporte de líquidos (indústria) quanto para gases (princípio da nossa bomba de vácuo do laboratório).

Fig. 19. Bomba de engrenagem e Bomba de palhetas rotativas

Outra vantagem destas duas bombas é que não requerem de válvulas e que podem transportar líquidos de praticamente qualquer viscosidade.

2.6.2 Bombas centrífugas A bomba centrífuga tem uma carcaça fixa e no seu interior uma roda equipada com pás que se move com altas rotações (Fig. 20). O fluido entra no meio, através do eixo do rotor, por uma manga de sucção e flui através das pás, de dentro para fora. Neste trecho está sendo fortemente acelerado, isto é, a energia está sendo entregue em forma de momento angular. Bombas centrífugas providenciam uma vazão contínua com poucas ondulações. Ela não precisa de válvulas nem reservatório pressurizado.


49

Um ponto fraco é que esse tipo de bomba não tem força para auto-sucção. Para que não andam vazias, elas geralmente são implantadas na parte mais baixa do circuito. Onde isso não for possível se aplica uma válvula de retenção (que impede qualquer fluxo reverso).

Fig. 20. Bomba centrífuga

Hoje se têm no mercado também bombas centrífugas de auto-sucção. Elas têm em cima do seu eixo uma pequena bomba auxiliar que providencia o vácuo. A eficiência da bomba centrífuga fica abaixo das bombas de deslocamento, geralmente entre 0,3 < ε < 0,8. Na Fig. 21 temos a característica de uma bomba centrífuga, onde se verifica que uma boa eficiência somente se tem em uma margem estreita de altura útil de transporte, H, e vazão de volume, V . Portanto, cada bomba centrífuga deve ser conceituada para uma aplicação específica, para assegurar seu funcionamento dentro da área ótima.

Fig. 21. Características de uma bomba centrífuga

As alturas úteis desta bomba geralmente são pequenas, mas o volume transportado é enorme. Portanto, ela é a bomba mais utilizada na indústria química. Onde for preciso transportar a uma altura maior, a solução pode ser o emprego de várias bombas centrífugas em série.

As bombas centrífugas geralmente trabalham a rotações constantes. Portanto, o seu dimensionamento requer um cálculo especialmente carinhoso. Já pequenas mudanças no transporte geralmente significam que se precisa de uma outra bomba.


50

Comparação entre bomba de êmbolo e bomba centrífuga A seguinte tabela mostra as características mais importantes das bombas, isto são:

Vazão de volume, V

Altura útil de transporte, H e

Potência nominal, Nutil,

em dependência das rotações por minuto, n.

Grandeza Bomba de êmbolo Bomba centrífuga

V ~ n ~ n

H = constante ~ n²

Nutil ~ n ~ n³

As bombas centrífugas são menores e mais compactas e são utilizadas para transportar um grande volume de líquido. Por outro lado, as bombas de êmbolo são mais adequadas para finalidade de dosagem, pois a quantidade do líquido fica diretamente proporcional à rotação da bomba - mesmo sob contrapressões variáveis.

Como já dito acima, as bombas de êmbolo são de auto-sucção - ao contrário das bombas centrífugas. Mesmo assim, caso o fluido seja água, elas não devem ser instaladas a mais de 10 m acima do poço de estoque (porquê?).

Os custos acerca da fabricação, instalação e uso continuado são mais baixos na bomba centrífuga.

2.7 Transporte de gases As considerações até então se restringiram a fluidos incompressíveis (= líquidos). O que é novo no transporte de gases é a variação do seu volume, ao aumentar a pressão, conforme descrito pela lei dos gases. No transporte dos gases a maior variação em pressão certamente ocorre dentro do meio de transporte que seja, neste caso:

Densificador

Compressor ou

Ventilador.

Portanto, é costume e geralmente suficiente considerar as mudanças em pressão, diretamente nestes dispositivos. A experiência mostra que a queda em pressão na demais tubulação é pequena, em comparação à mudança da pressão no local do meio de transporte. Além disso, o termo da altura hidrostática pode ser desconsiderado, devido à baixa densidade dos gases.


51

Fig. 22. Perfil da pressão ao redor do meio de transporte de gases.

Por fins didáticos vamos manter a expressão "bomba" neste capítulo, em vez de discriminar conforme a lista acima.

Para a densificação do gás dentro da bomba é preciso um trabalho de volume, pV ∆⋅ que, relacionado ao tempo, corresponde à potência útil, Nutil da bomba. Para pequenas mudanças em volume podemos indicar a potência útil como:

ρ

pmpVNutil

∆⋅=∆⋅= .

Com maiores mudanças em pressão deve-se aplicar o valor integral, medido entre o lado de sucção (índice S) e o lado da pressão (índice P):

∫⋅=P

S

util

dpmN

ρ .

Inserimos para a densidade a lei dos gases:

TR

pM

⋅

⋅=ρ , com M = massa molar média, daí obtemos:

∫⋅

⋅⋅

=P

S

util p

dpT

M

RmN

.

Teoricamente seria o melhor se poderíamos operar a bomba de modo isotérmico. Só que isso requeria gastos altos demais para refrigeração, pois os gases se esquentam bastante ao serem comprimidos (efeito de Joule-Thomson). Embora na prática aplica-se uma refrigeração razoável, podemos constatar para o funcionamento da nossa bomba um elevado caráter adiabático. Portanto, vamos considerar esses dois casos limites, para depois concluir ao caso real.


52

a) Caso limite da compressão isotérmica (dT = 0). Sob refrigeração ideal poderíamos usufruir da máxima potência da bomba. Caso T = constante, a equação acima pode ser integrada diretamente:

S

Putil p

p

M

TRmN ln⋅

⋅⋅=

.

b) Caso limite da compressão adiabática (dQ = 0) Adiabático significa que não há troca de calor com o ambiente e temos que usar a lei de Poisson:

T

dT

p

dp⋅

−=

1κ

κ,

com o coeficiente de Poisson, V

p

c

c=κ para corrigir a mudança da pressão junto à

temperatura. Inserimos essa relação na equação geral em obtemos:

∫⋅−⋅

⋅=

P

S

util dTM

RmN

1κ

κ.

A integração fornece a potência útil para o caso adiabático:

( )SPutil TTM

RmN −⋅

−⋅

⋅=

1κ

κ.

c) O caso real Na realidade o gás sempre se mostra "politrópico". Neste caso que fica entre os casos limites, se provou útil usar uma expressão politrópica que na sua estrutura é semelhante à lei de Poisson:

T

dT

n

n

p

dp⋅

−=

1.

Nesta relação n é o expoente politrópico cujo valor fica entre 1 e κ (lembre-se que κ de um gás diatômico é 1,4!). Para a potência útil obtemos então:


53

( )SPutil TTn

n

M

RmN −⋅

−⋅

⋅=

1

.

Para exprimir as temperaturas TP e TS dos dois lados da bomba, pelas pressões, podemos usar a expressão politrópica na sua forma integrada:

S

SPn

n

S

P

T

TT

p

p −=−

−

1

1

.

Inserimos essa e obtemos para a potência útil:

−

⋅

−⋅

⋅⋅=

−

11

1

n

n

S

PSutil p

p

n

n

M

TRmN

.

Para a razão de densificação obtemos com isso:

111

−

⋅⋅

⋅⋅

−+=

n

n

S

util

S

P

TRm

NM

n

n

p

p

.

O contexto entre a potência útil Nutil e a altura útil de transporte H é:

HgmNutil ⋅⋅= .

Inserimos em cima, obtemos a relação entre a razão de densificação, pP/pS, e a altura útil da bomba:

111

−

⋅

⋅⋅⋅

−+=

n

n

SS

P

TR

HgM

n

n

p

p.

A razão de densificação das bombas é limitada a aproximadamente 10, devido aos limites em sequestrar o calor. Os valores mais realizadas são:

86 ≤≤S

P

p

p.


54

Caso se exija uma densificação além deste, é necessário um sistema de bombas em série.

Atenção: a razão de densificação não fala nada sobre a pressão absoluta! Sendo assim, não importa se a densificação será de 1 para 8 MPa ou de 8 para 64 MPa - em cada caso é preciso apenas uma bomba.

Os princípios de funcionamento das bombas dos gases correspondem, na maioria dos aspectos, aos princípios das bombas de líquidos apresentados no cap. 2.6.

2.8 Fluxo em leitos fixos

2.8.1 Exemplos e definições Na indústria química encontramos uma série de processos com operações unitárias onde o fluido passa por um leito particulado que pode ser, por exemplo, cascalho, areia, materiais adsorventes, catalisadores ou corpos de recheio na retificação. Interessante é, portanto, ter conhecimentos do funcionamento e dos parâmetros deste fluxo.

Vamos primeiro olhar em exemplos de importância técnica.

Fig. 23. Operações unitárias que incluem a penetração de um leito fixo.


55

Fig. 24. Reatores que aproveitam de leitos.

Em um leito fixo as partículas sólidas mantêm sua posição. Caso este leito é penetrado pelo fluido de baixo, isso somente vale até o ponto de soltura (ver seção 2.9).

Importante na passagem do fluido por um leito sólido é a relação entre velocidade do fluxo e a perda em pressão, ou seja, em termos de números adimensionais, a relação entre número de Euler e o número de Reynolds.

A princípio deveríamos esperar diferentes leis para as diversas partículas do leito e as diversas formas de empacotamento. A prática mostra, no entanto, que as diversidades não são muito grandes, o que justifica o uso de um modelo geral para todas essas formas de leito. Cada partícula é envolta por uma camada fixa de fluido, e seu comportamento é aproximadamente igual o de uma esfera. Aproveitamos então do princípio da semelhança geométrica das partículas.

Para os cálculos acerca de leitos usamos as seguintes grandezas e definições:

V Volume total do leito (= volume da carga)

VS Volume das partículas sólidas

Vε Volume do espaço intersticial.

Fig. 25. Esquema do leito

O volume total V se compõe então do volume de sólidos VS mais o volume intersticial Vε:


56

εVVV S += .

De grande importância no cálculo da perda em pressão é a porosidade ε da carga. Ela é definida por:

V

Vεε = . Porosidade

Um cálculo exato da porosidade é impossível, portanto essa grandeza deve ser determinada no experimento. Em leitos técnicos o valor de ε fica entre 0,4 e 0,5. É costume descrever os volumes Vε e VS, através da porosidade, conforme:

VV ⋅= εε e VVS ⋅−= )1( ε .

O volume total V do leito é facilmente obtido pela geometria do recipiente (cilíndrico), então da altura do leito, L, vezes a área do fundo, F.

Outras grandezas úteis são:

a área de fluxo livre, Flivre, e o diâmetro médio das partículas, dg:

FFlivre ⋅= ε e S

Vd S

g

⋅=

⋅=

6

acessível superfíciesólidos dos volume6

.

No caso especial de partículas esféricas temos

6

3dVS

⋅=

π e 2dS ⋅= π ,

daí temos identidade entre diâmetro médio e diâmetro real, ou seja, dg = d.

O uso do diâmetro médio dk é somente problemático se tivermos um leito onde as partículas têm formas bastante irregulares. Neste caso, o critério mais confiável fornecem as probabilidades da distribuição que revelam se o uso de dg é tolerável ou não.


57

Na maioria das vezes se conhece apenas a superfície específica dos grãos, Sg (= superfície por massa), através de análises de adsorção de gases (método de Brunauer-Emmett-Teller).

A superfície acessível ao fluido, S, pode ser calculado por:

gSSgS SVSmS ⋅⋅=⋅= ρ .

Nesta significam mS a massa e ρS a densidade da carga. Para o diâmetro médio dos grãos obtemos então:

gS

Sg SS

Vd

⋅=

⋅=

ρ

66.

2.8.2 Cálculo da perda de pressão em leitos fixos - considerações gerais Para calcular a perda de pressão em um leito fixo é mais conveniente referir-se à velocidade que teríamos num tubo vazio (u0), do que à velocidade que se tem nos interstícios do leito real (u). A velocidade u0 é facilmente acessível, pois é a velocidade linear média com que o fluido passa pelo tubo (suposto sendo vazio), do comprimento L e da área transversal F:

A velocidade real através da carga é muito mais alta, já que o espaço para o fluido é restrito à área transversal livre, Flivre. Podemos afirmar que a carga exerce o mesmo efeito do que um entalhe no diâmetro do tubo (ver p. 37). Com a equação de continuidade obtemos para o fluxo de volume V :

uFuFV livre ⋅=⋅= 0 .

Inserimos para a área transversal livre Flivre = ε . F :

ε0u

u = .

A porosidade da carga raramente pode ser indicada com exatidão. Ao invés desta, o fluxo de volume V conseguimos exata e facilmente. As indicações técnicas, portanto, sempre se referem à velocidade num tubo vazio, u0:


58

V

VLu

⋅=0 , com FV

L 1= .

Em concordância a este convênio, o número de Reynolds também é relacionado à velocidade média no tubo vazio, u0, e ao diâmetro médio dos grãos, dg:

η

ρ⋅⋅=

gdu0Re .

Um fluxo atravessando um leito fica laminar até apenas Re < 20. Além disso, a transição laminar para turbulento, se estende a um intervalo maior de Re, quer dizer, não é tão bem definido quanto num tubo vazio e liso.

2.8.3 Perda de pressão em leitos fixos - o caminho. No modelo a seguir, que serve para o fluxo laminar, usa-se um tubo enchido com bolinhas. O fluido passa pelos canais formados entre as bolinhas

Fig. 26. Modelo de um leito

A determinação daquela área que pode ser aproveitada para o fluido seria afinal a contagem da área intersticial, ou seja, dos canais, Flivre = ε . F. Como diâmetro equivalente destes canais deveria ser usado o diâmetro hidráulico (ver p. 30). O caminho percorrido pelo fluido é certamente muito maior que simplesmente a altura do leito, pois os canais se formam em zig-zag, bem irregular e estatístico. Como estas grandezas não são facilmente acessíveis, podemos tratar os canais como se fossem tubos paralelos cujo comprimento corresponde à altura do leito, L. O diâmetro destes tubinhos é equivalente ao diâmetro médio dos grãos, dg. Com esse

modelo grosseiro podemos escrever a lei de Hagen-Poiseuille, L

pdu

∆=

η

2

321

, na seguinte

forma:

Canal


59

εηε 0

2

)(u

L

pdFu g

=∆

⋅⋅= .

Cálculos exatos foram feitos por Kozeny. Para o fator F(ε) vale, confirmado pelo experimento:

2

11501

)(

−⋅=

ε

εεF .

Para a velocidade do tubo vazio se obtém com isso a equação de Kozeny:

( ) L

pdu g ∆

⋅⋅−

⋅=ηε

ε2

2

3

01150

1.

Uma reorganização desta equação a deixa aparecer numa forma mais familiar:

202

1(Re) u

d

Lp

g

⋅⋅⋅=∆ ρλ ,

na qual λ(Re) é o número de fricção dentro dos tubinhos.

( )Re3001

(Re)3

2

⋅−

=ε

ελ . Número de fricção nos tubinhos equivalentes aos canais intersticiais.

Em comparação ao tubo macroscópico vazio, onde λ = 64/Re (ver p. 21), podemos afirmar para este número de fricção, supondo uma porosidade do leito de ε = 0,5:

Re600

=λ , ou seja, aproximadamente 10 vezes maior!

Caso houver fluxo turbulento, isso é o caso mais comumente realizado, o termo λ(Re) deve ser ampliado. Medições e cálculos ab initio revelam, para leitos comuns:

( ) ( )

+

−⋅⋅

−= 5,3

Re13001

(Re)3

ε

ε

ελ .


60

Essa é a famosa equação de Ergun. Ela vale para fluxos laminares e turbulentos (1 < Re < 30.000) em leitos.

2.9 Fluxo em leitos fluidizados Na seção acima discutimos velocidades do fluido que, mesmo quando penetrar de maneira turbulenta, não foram fortes o suficiente para mover as partículas sólidas do leito, da sua posição em repouso. Aumentamos, porém, a velocidade do fluido injetado de baixo, mais e mais, as partículas do leito se soltam repentinamente, no ponto de fluidez (do alemão: Wirbelpunkt, WP). O leito em repouso se tornou um leito fluidizado.

Leitos fluidizados são bastante úteis, tanto nas operações unitárias (por exemplo, na secagem de material sólido), quanto como técnica de reação.

A perda em pressão, ∆p, mostra a seguinte dependência da velocidade adimensional do fluido, u0 / u0,WP:

Fig. 27. Perda em pressão num leito, em dependência da velocidade do fluido (injetado

de baixo).

Interessante é que em volta do ponto de fluidez, WP, existe uma histerese, isto quer dizer, o percurso da curva depende da direção da aproximação neste ponto: partindo de baixas velocidades observamos uma elevada perda em pressão que chaga até acima do valor constante ∆p do leito fluidizado. A leve elevação da curva no WP se deve à expansão do leito quando começa a fluidez. Na outra direção não se observa essa curvatura. Chegando de altas velocidades, o leito fluidizado se repousa suavemente, sem quantidade extra em perda de pressão.

Enquanto as partículas estão em repouso, a perda em pressão ∆p é diretamente proporcional à velocidade de tubo vazio, u0. Mais corretamente: ∆p ~ u0 na região laminar (que é muito estreita e tecnicamente pouco realizada), e ∆p ~ u0

2 na região turbulenta. No ponto de fluidez a reta da perda em pressão quebra nitidamente e fica num valor constante, mesmo com aumentos da velocidade do fluido. Quando a velocidade do fluido sobe demais, finalmente, as partículas do leito estão sendo levados embora. A partir daí (não mostrado na Fig. 27), temos um transporte pneumático das partículas do leito.


61

A perda de pressão no WP pode ser calculada. Neste ponto podemos formular um balanço das forças: a força de pressão (= resistência do leito) é igual à força gravitacional das partículas, reduzida pela força de sustentação, efeito do fluido. Neste equilíbrio vale então:

agp KKK −= ,

com Kp = força de pressão; Kg = força gravitacional; Ka = força de sustentação. Podemos inserir as devidas dependências:

WPp pFK ∆⋅= ,

( ) ( ) gVKK flsWPag ⋅−⋅−⋅=− ρρε1 .

Inserido no balanço:

( ) ( ) gVpF flsWPWP ⋅−⋅−⋅=∆⋅ ρρε1

WPp∆ = perda em pressão no ponto de fluidez; VWP = volume do leito no ponto de fluidez; F =

área transversal; g = aceleração gravitacional da terra; ρs = densidade do leito; ρfl = densidade do fluido. O termo ρfl respeita a densidade do fluido e pode ser desconsiderado, em caso do fluido ser um gás.

Com a altura L do leito obtemos:

F

VL WP= ; inserido em cima:

( ) ( ) gLp flsWP ⋅−⋅−⋅=∆ ρρε1 .

Por outro lado, vale para a perda em pressão num leito, conforme a seção 2.8.3:

202

1(Re) u

d

Lp fl

g

WP ⋅⋅⋅=∆ ρλ .

Podemos colocar essas duas equações em relação e resulta:


62

( ) gdufl

flsg ⋅

−⋅−⋅⋅=⋅

ρ

ρρελ 12(Re)2

0 .

Multiplicamos com 2

22

η

ρ flgd ⋅ e introduzimos o número de Reynolds,

η

ρ flkdu ⋅⋅=

0Re . Daí

obtemos:

( )( )

2

32 12(Re)Re

η

ρρρελ

gd flflsg ⋅⋅−⋅⋅−⋅=⋅ .

Obtemos um novo número adimensional, conhecido como número de Arquimedes, Ar:

( )2

3

η

ρρρ gdAr flflsg ⋅⋅−⋅

= Número de Arquimedes.

A última equação pode então ser notada de forma resumida:

( ) Ar⋅−⋅=⋅ ελ 12(Re)Re2 .

Essa implica que o número de Reynolds no ponto de fluidez, ReWP, depende do espaço intersticial ε e do número adimensional de Arquimedes:

),(Re ArfWP ε= .

A experiência, porém, mostra que o espaço intersticial num leito solto, situação típica no WP, sempre tem aproximadamente o mesmo valor. Ou seja, afinal o número de Reynolds ReWP depende quase exclusivamente do número de Arquimedes. Tanto a teoria quanto o experimento revelaram relações úteis que permitem o cálculo do número de Reynolds no ponto WP. De valor prático é a relação de Goroschko, Rosenbaum e Todes:

Ar

ArWP

22,51400Re

+= ,

e também a relação de Levenspiel e Kunii:

7,330408,07,33Re 2 −+= ArWP .


63

O descarregamento das partículas (= transporte pneumático) requer velocidades maiores ainda e começa quando não apenas o leito como coletivo é suporto pelo fluido, mas também cada grão por si. Caso o fluxo necessário para este evento seja laminar (caso raro, somente com fluidos líquidos e pequena diferença em densidades para o leito):

18Re

Ardescarr =

Em caso de fluxo turbulento temos:

ArArdescarr 73,13Re == .

Geralmente tem-se uma região entre os valores limites, ReWP e Redescarr, onde pode-se obter um estado estável de leito fluidizado.

Conforme Fig. 27, após o alcance do ponto de fluidez praticamente não há mais perda em pressão - até o ponto de descarregamento. Isso se explica com a expansão do leito fluidizado quando aumentar a velocidade do fluido. O comportamento é mais uma vez representado na figura a seguir, onde observamos exatamente a altura do leito, em função do número de Reynolds.

Fig. 28. Altura do leito (fixo e fluidizado), em função do número de Reynolds.

Com pequeno número de Reynolds temos um leito em repouso que somente no ponto WP se solta. Aumentamos sucessivamente a velocidade do fluido, o leito aumenta em volume, isto é, sua altura L aumenta, até finalmente as partículas sólidas começam ser levadas embora - típico para o transporte pneumático. Para distinguir entre os diferentes efeitos que o fluido exerce sobre a carga, costuma-se usar um diagrama de fases do leito turbulento (Fig. 29).


64

Fig. 29. Diagrama de fases do leito turbulento.

Fluxos favoráveis a leitos fluidizados geralmente se tem em torno de WPRe3Re ≅ .

As discussões até então se restringiram a leitos fluidizados homogêneos. Em casos onde a diferença entre a densidade da carga e do fluido é grande, no entanto, observam-se frequentemente grandes inhomogeneidades em densidade dentro do leito. Nesta situação o fluido forma grandes bolhas que atravessam o leito lentamente em direção para cima. O tamanho das bolhas aumenta linearmente com a velocidade do fluido. O leito nesta situação tem a aparência de um líquido efervescente. O estado pode ser bastante útil para o processo, pois a mudança perpétua de regiões de altas e baixas concentrações em sólido provoca uma excelente homogeneização entre sólido e fluido.

À alta velocidade do fluido as bolhas são de tal tamanho que preenchem o diâmetro inteiro do tanque, o fluido sobe, atravessando o leito em forma de pistão ("leito empurrando"). No ponto de descarregamento, finalmente, a velocidade do fluido se iguala com a velocidade de afundamento das partículas sólidas. A carga está sendo rastejada pelo fluido. Em casos onde o fluido é um gás sai do recipiente uma nuvem de poeira.


65

Fig. 30. Diferentes estados do leito fluidizado:

a) carga em repouso b) leito fluidizado no ponto de fluidez WP c) fluido sobe em forma de bolhas, misturando a carga d) leito empurrando e) leito em expansão livre.

Em alguns processos de produção as operações com leitos fluidizados têm um papel dominante, pois oferecem uma maneira de lançar sólidos num equipamento sem a necessidade de se ter um dispositivo mecânico de transporte (esteiras, parafusos, escavadeirass, vagões, etc.). Basta aumentar a velocidade do fluido e elevar o sistema para o transporte pneumático. Outro motivo para sua aplicação é a alta taxa de transferência de massa e calor entre as fases envolvidas. O campo de aplicação principal é a reação entre gases e sólidos.

Exemplos:

Gaseificação de carvão mineral em geradores de Winkler

Craqueamento catalítico em unidades de FCC (= Fluidized Catalyst Cracking)

Calcinação de mineiro.

2.10 Agitação mecânica A agitação mecânica é uma das mais importantes e antigas operações unitárias da indústria química. Podemos falar da operação de misturar, sempre quando na composição reacional o componente líquido está presente em maior proporção. A maioria das operações de mistura ocorre de maneira descontínua, ou seja, em batelada.

Podemos basicamente distinguir as seguintes tarefas de mistura:

1) Homogeneizar: Mistura de líquidos H

Operação de mistura para


66

equilibrar diferenças em concentração e/ou temperatura

2) Dispersar Emulsão (líq./líq.) E

Suspensão (sólido/líq.) S

Gaseificar (gás/líq.) G

3) Transmissão de calor Resfriamento

Aquecimento

Observações:

Note que em cada um destes casos está envolvida pelo menos uma fase líquida.

Na operação prática quase sempre são executadas várias destas tarefas ao mesmo tempo.

Caso o agitador está posicionado verticalmente e no centro da batelada, a matéria a ser misturada está sendo colocada em rotação coletiva e forma-se um vórtice. Neste redemoinho o efeito de mistura é bastante baixo. Para evitar esse movimento rotatório do líquido e aumentar o efeito da homogeneização, pode-se instalar diversas chicanas na parede interna da batelada que têm o efeito de quebrar o movimento coletivo. Mas também pode-se melhorar a situação ao posicionar o agitador fora do centro da batelada e/ou, em vez de vertical, com um ângulo de inclinação de 30° ou mais. Também se tem pouca tendência ao vórtice em bateladas retangulares (em vez de redondas).

2.10.1 Apresentação dos tipos de agitadores Para cada tarefa de mistura se tem o modelo apropriado de agitador. Os mais importantes são:

Agitador de hélice, de disco, de impulsor, de lâminas, de âncora e de parafuso. Ver os modelos na Fig. 31.

Os agitadores de lâmina e de parafuso são modelos de rotações lentas, enquanto o agitador de hélice é operado a altas rotações. A escolha do agitador depende do tamanho e da geometria do recipiente, do efeito que se pretende obter (em determinado tempo) e das propriedades da matéria a ser misturada.


67

Fig. 31. Os modelos mais usados de agitadores

Para a indústria química especialmente importantes são:

• o agitador de discos e de hélice, para líquidos pouco viscosos,

• o agitador de lâmina e o Intermig, para líquidos de viscosidade média e

• o agitador de parafuso, para misturas altamente viscosas.

Da Tab. 9 vemos para qual tarefa os tipos de agitadores são especialmente adequados.

Tab. 9. Escolha do agitador, conforme sua tarefa no processo.

Agitador d/D Chicanas u (m/s) s)(mPa ⋅maxη Tarefa

Hélice 0,3 + 3 - 12 500 E, S, H.

(não G).

Discos 0,3 + 3 - 12 500 E, S, G.

Impulsor 0,6 + 1 - 10 2000 E, S, H.

Lâmina 0,5 + 0,5 - 3 2000 H, E.

Âncora 0,9 - 0,5 - 2 5000 H


68

Parafuso 0,9 - 0,5 - 2 1.000.000 H

d = diâmetro do agitador; D = diâmetro da batelada.

Os agitadores têm imagens de correntezas muito diferentes. Como já foi implicado na Fig. 31, uns provocam correnteza principal axial (representante mais conhecido: o agitador de hélice), outros mexem o líquido de maneira radial (agitador de discos). As imagens correspondentes, ver Fig. 32.

Fig. 32. Correntezas no líquido em dependência do tipo de agitador (em tanque com

chicanas): o agitador de hélice como propulsor axial e o agitador de discos como propulsor radial.

Todas as operações de agitação têm em comum provocar uma mistura local dos componentes por redemoinhos. Ao mesmo tempo, a correnteza global (visto o tanque inteiro) desloca grandes volumes desta mistura e providencia um balanço das concentrações. Camadas marginais e centrais trocam os lugares e equilibram as diferenças localizadas.

Põe-se a questão de qual dos agitadores, sob as condições dadas, trabalha com o mínimo esforço (agitador barato; trabalho de mistura pequeno). Portanto, devemos conhecer as características de potência e os tempos típicos de mistura de cada um, numa escala universal e comparável.

Para este fim introduzimos um novo número adimensional:

22 Lu

FNe W

⋅⋅=

ρ Número de Newton,

com FW = força que se opõe ao fluxo [N]; ρ = densidade [Kg.m-³]; u = velocidade do fluido [m.s-1]; L = comprimento característico [m].

Sendo assim, Ne é definido como relação entre duas forças. Como a aplicação principal deste número é a agitação em bateladas, a seguinte definição seja mais útil, onde se tem a relação entre duas potências:


69

53 dn

PNe

⋅⋅=

ρ, Número de Newton sendo uma característica de potência.

O número de Newton indica a parte da potência P que realmente pode ser entregue em forma de potência hidráulica. Com essa definição do número de Newton obtemos uma expressão para a potência, P. Geralmente vale a relação universal, para todos os tipos de agitação:

53(Re) dnNeP ⋅⋅⋅= ρ ,

onde ρ = a densidade da mistura (que seja um líquido Newtoneano, compare p. 12), n = número de rotações da haste, d = diâmetro do agitador. Nesta equação ainda não entrou a dependência do regime do fluxo nem as dimensões da batelada, mas a prática mostrou que o número de Newton pode, em alguns tipos de agitadores e condições, depender do número de Reynolds. Este último é definido, em caso de problemas de agitação, como:

νη

ρ 22

Redndn ⋅

=⋅⋅

= Definição do número de Reynolds na agitação (ν = viscosidade

cinemática, ver p. 11).

Através de medições do momento angular temos acesso à potência transmitida pelo agitador:

aMnP ⋅⋅= π2 .

Nesta são: n = rotações da haste e Ma = momento angular. Na região laminar, isto é no caso, a 10Re ≤ , o número de Newton é indiretamente proporcional ao número de Reynolds. Na Fig.

33 podemos verificar uma reta com inclinação negativa, na região inicial. Para a potência do agitador vale nesta região:

η⋅⋅⋅= 3dnCP , onde C é uma constante do aparelho.

Na região turbulenta, por outro lado, o número de Newton torna-se independente do número de Reynolds (no gráfico uma reta horizontal), então sob pleno efeito das chicanas vale a relação:

53 dnNeP ⋅⋅⋅= ρ , conforme anotado acima.

Na região de transição, entre a laminar e a turbulenta, vale aproximadamente:

31Re~ −Ne .


70

Fig. 33. Característica da potência de um agitador de lâminas, com e sem chicanas na

batelada.

Tab. 10. Números de Newton turbulentos, para alguns tipos de agitadores.

Tipo de agitador Ne Re

Discos (turbina de Rushton) 5,4 103

Pás inclinadas (6 pás) 1,35 5.103

Hélice 0,35 104

Barras cruzadas 3,2 104

Impulsor 0,75 103

MIG 0,65 5.103

Homogeneização de líqudos Nesta operação unitária temos por objetivo a mistura de dois líquidos compatíveis (quer dizer, polar-polar, ou não polar com não polar), até atingir o grau de homogeneidade exigido. Também um motivo, na condução de reações químicas, é assegurar as proporções dos reagentes, ao longo do tempo de reação. Um destaque do agitador é a velocidade de mistura, pois pode afetar a seletividade de uma reação química. Como exemplo olhamos nas reações paralelas do tipo:

A + B → C e

A + 2 B → D .

Claramente a relação dos produtos C e D depende da velocidade de homogeneização.

A medida da velocidade de homogeneização é o tempo θM, que é definido como tempo que passa até atingir o grau desejado de homogeneidade. Portanto, a indicação de θM somente faz


71

sentido em conjunto com o grau de homogeneidade. Os métodos experimentais para sua determinação são:

• Método de estrias, aproveitando dos diferentes índices de refração de dois líquidos;

• Método de descoloração, usando um indicador de pH ou de redox (tiosulfato e iodeto-amido, por exemplo) que é inicialmente soluto em um dos líquidos;

• Métodos eletroquímicos (pH; condutividade, etc.).

Os processos de homogenização geralmente não são conduzidos até a uniformidade total, mas somente até o grau desejado. Esse grau é definido como:

)(

)(

0

0

∞−

−=

tcc

tccM Grau de mistura (grau de homogeneidade).

c0 = concentração no começo do processo; c(t) após o tempo t e c(t∞) a concentração estável, no equilíbrio da homogeneidade total. Geralmente achamos para a velocidade de mistura uma lei de 1a ordem (isto é, dependência exponencial das concentrações):

)1( Mkd

dM

M

−⋅=θ

.

A prática mostra que o tempo de mistura depende da geometria do sistema, dos parâmetros escolhidos e dos valores próprios dos líquidos. Isso pode ser formulado, de maneira mais simples, usando a teoria de semelhança, como característica da mistura:

(Re)fn M =⋅θ Número característico da mistura

Na Fig. 34 temos as características de mistura de alguns agitadores comuns.


72

Fig. 34. Características de mistura, dos agitadores mais comumente usados.

Barras cruzadas a = 1,8.c Lâmina c MIG f Impulsor i

Barras cruzadas as = 1,8.cs Lâmina cs MIG fs Impulsor is

Grade b = 1,25.c Âncora d Discos gs

Grade bs = 1,25.cs Parafuso e Hélice hs Índice s: com chicanas

No importante procedimento de scale-up de operações de mistura, isto é, concluir da experiência colecionada em um modelo (M) para uma batelada de escala grande (G), temos que pressupor a semelhança geométrica dos recipientes e a mesma composição dos componentes no líquido.

O critério mais antigo e mais usado do scale-up deste equipamento é a potência relacionada ao volume (P/V), às vezes chamada de potência específica do agitador, segundo Büche. Um


73

agitador de lâmina que usamos no laboratório, por exemplo, entrega tipicamente 5,0=V

P

W.L-1.

Para a região laminar, achamos para o agitador de parafuso e de caracol (= caso e, na Fig. 34):

.constn M =⋅θ , e assim:

3

32.

D

dnconst

V

P η⋅⋅⋅= .

Com Dd ≈ (agitador perto da parede) e n ~ θM-1 segue:

ηθ ⋅⋅= −2´ MconstV

P.

Podemos relacionar agora o modelo com a batelada grande:

( )( )

2

,

,

−

=

MM

GM

M

G

VP

VP

θ

θ.

Para θM = constante segue: P/V = constante; isso é geralmente aceito.

Na região turbulenta vale para todos os tipos de agitadores: .constn M =⋅θ Assim, podemos escrever de modo geral:

( )( ) ρθ

ρθ

⋅⋅⋅

⋅⋅⋅=

−

−

22

32,

21

31,

2

1

.

.

dconst

dconst

VP

VP

M

M .

Com d ~ D (semelhança geométrica) segue:

( )( )

23

,

,

⋅

=

−

M

G

MM

GM

M

G

D

D

VP

VP

θ

θ.

Para θM = constante concluímos desta condição de scale-up:


74

( )( )

2

=

M

G

M

G

D

D

VP

VP.

Isso significa que a ampliação da escala da batelada requer, sob manutenção do tempo de mistura, uma potência específica do agitador muito maior - que na maioria dos casos é economicamente inviável:

( ) ( )MG VPVP >> .

Por outro lado, ao se manter P/V = constante, obtemos:

32

,

,

=

M

G

MM

GM

D

D

θ

θ.

Sob essas condições temos que contar com um aumento apenas moderato do tempo de mistura, θM, G > θM, M - o que é um resultado aceitável.

Emulsificação Emulsões (= misturas líq./líq.) podem ser produzidas com agitadores de altas rotações, tanto radiais quanto axiais. Exemplos são os agitadores de disco, hélice ou lâmina, a serem usados em bateladas com chicanas. As aplicações técnicas são processos de extração, onde um aumento da interface encurta o tempo da difusão, mas também sínteses importantes, tais como polimerizações (produção de bolinhas de poliestireno, a serem expandidas posteriormente formando isopor) ou saponificações (onde as fases da gordura e a aquosa com o catalisador são inerentemente repelentes). Para a finalidade de estabilizar as emulsões uma vez produzidas, usam-se aditivos chamados de emulsificantes que, na sua estrutura química, pertencem à família dos tensoativos (= detergentes).

A formação das gotículas é um processo onde aos poucos formam-se pequenas gotículas daquela fase que está presente em menor volume (= fase dispersa), dentro de um contínuo da fase em maior proporção (= meio de dispersão). Durante o processo de dispersão as gotículas são divididas mecanicamente até que se estabelece o equilíbrio dinâmico com a tendência natural da coalescência. O tamanho médio das gotículas dispergidas é então um valor estatístico que se aproxima, com tempo de agitação prolongado, a um valor de equilíbrio.

Os parâmetros característicos do processo da emulsificação são o diâmetro de Sauter, d32, das gotículas:

∑∑

⋅

⋅=

2

3

32ii

ii

dn

dnd

e a área interfacial relacionada ao volume, a:


75

323

26

6

dd

d

V

Fa

i

i=

⋅

⋅==

∑

∑

π

π.

Nestas grandezas aparece o número das gotículas, n1, a cada classe de diâmetro i.

Mais corretamente temos a relação entre d32 e a dada por:

32

6d

aΦ⋅

= ,

onde Φ é fração de volume da fase dispersa. Ambos os parâmetros dependem dos valores característicos dos líquidos, das condições escolhidos para o processo e das relações geométricas do aparelho:

Valores característicos dos líquidos: ηc, ηd, ρc, ρd, σ (= tensão interfacial).

Parâmetros do processo: n, T, Φ.

Geometria do aparelho: Tipo e dimensão do agitador; geometria da batelada e chicanas.

Acharam como característica de dispersão, para um agitador de discos em sistemas coalescentes:

( )Φ⋅+⋅⋅= − bWeconstd

d1. 6,032 .

Desta temos um novo número adimensional, We. É o número de Weber, uma medida para a deformação de uma gotícula:

σ

ρcdnWe

⋅⋅=

32

Número de Weber.

A última equação muitas vezes é dada sem o termo em parênteses. Daí os dois parâmetros podem ter valores dentre os limites de

const. = 0,05 ...... 0,08

b = 2,5 ........ 5,4.

Inserimos as variáveis do número de Weber obtemos:


76

( )Φ⋅+⋅⋅⋅

⋅= bdn

constd

d

c

1.6,08,12,1

6,032

ρ

σ,

com ρ⋅⋅⋅= 53 dnNeP (onde a densidade média ρρρ ∆⋅Φ+= c ):

4,0

32 .−

⋅⋅=

V

Pconstd

ρ.

Esta equação finalmente não contém mais grandezas geométricas, portanto é especialmente adequada para o dimensionamento do scale-up. A relação entre o diâmetro de Sauter, d32, e a potência de agitação P é mostrada na Fig. 35.

Fig. 35. Diâmetro médio das gotículas da emulsão, em função da potência do agitador

relacionada à massa.

Na região turbulenta (com Ne = const.) a condição .,32,32 constdd MG == está satisfeita quando

.constV

P=

Gaseificação A operação de gaseificação consiste na transferência de um gás a um sistema onde a fase contínua é um líquido. A meta desta etapa é o alcance da maior área de contato possível, gás/líquido, onde ocorrerá a troca de matéria.

Aplicações técnicas:

Oxidações - fermentação, tratamento biológico de esgotos, oxidações, ozonização de água potável.

Polimerizações - Etileno, propileno.


77

Hidrações - produção de margarina a partir de óleos líquidos.

Clorações - substituições radicalares, substituições alílicas, adições em alquenos e alquinos.

Em bateladas aplicam-se principalmente duas técnicas da gaseificação (ver Fig. 36):

a) Gaseificação autônoma: o gás é introduzido através da haste do agitador; trata-se de um método de auto-sucção. A vantagem é a facilidade de trabalhar em bateladas pressurizadas e um processamento isóbaro.

b) Gaseificação externa: este método requer um dispositivo adicional para introduzir o gás na fase líquida, usando uma bomba própria para o gás. A vantagem deste é o melhor controle do processo, através de mais um parâmetro de processo, isto é, o fluxo do gás independente das rotações do agitador.

Fig. 36. Princípios da gaseificação

Observa-se um aumento da área de contato gás/líquido, quando aumentar as rotações e a taxa de introdução do gás. Porém, em ambos os processos pode-se correr o perigo da "inundação" ou um "transbordo" do agitador. Isso acontece quando exceder certo número de rotações ou a taxa limite de fluxo do gás. A consequência será o mau contato entre as pás do agitador e o líquido e então uma queda em área de contato gás/líquido.


78

Fig. 37. Transição do gás para a fase líquida, mostrada para um agitador de discos,

em dependência do fluxo do gás.

Pode-se ver na Fig. 37 que, sob condições tecnicamente viáveis, a taxa de transferência da

matéria entre as fases (aqui exprimida pelo termo 66,0

33,0

1g

akν

⋅⋅ ) depende principalmente do

fluxo do gás (exprimido pelo termo 66,0

33,0

gV

q ν⋅ ).

A transição de matéria na interface gás/líquido pode ser representada, para ambos os tipos de gaseificação, na curva característica de sorção. A experiência mostrou que a curva depende pouco da geometria do agitador, mas os parâmetros importantes são a potência P do agitador e o fluxo q do gás.

2.11 Métodos mecânicos de separação A maioria dos processos químicos industriais tem que lidar com problemas acerca de mistura de diferentes produtos. A separação dos componentes puros consome geralmente mais tempo do que a própria síntese. Produtos químicos sólidos muitas vezes se obtêm via precipitação (sais pouco solúveis, complexos ácido-base, etc.) ou via cristalização (não metais elementares, produtos orgânicos), a partir de uma mistura líquida. Portanto, temos que separar seletivamente este sólido da fase líquida que contém solvente e impurezas. Em casos menos frequentes visa-se obter a fase líquida pura enquanto o sólido é considerado o subproduto de baixo valor (secagem por meios higroscópicos, tratamento com carvão ativado, clareamento de esgotos). Finalmente precisamos de métodos mecânicos de separação, também com sistemas biológicos (separação do lodo de águas servidas) e no despoeiramento de gases.


79

Dentre os processos de separação os métodos puramente mecânicos são os mais simples, no que se diz respeito ao seu tratamento teórico, como também no equipamento utilizado. Classificamos, dentro dos métodos mecânicos de separação:

a sedimentação (sob influência da força gravitacional natural)

a centrifugação (sob influência de força gravitacional elevada)

a filtração.

Na engenharia de processos se diferenciam os métodos térmicos de separação (destilação, retificação, lavagem de gases) e outros métodos mais sofisticados para separar misturas homogêneas (adsorção, extração, métodos de membranas), a serem discutidos mais adiante.

Sejam apresentados a seguir os métodos mecânicos mais importantes, tanto no laboratório como em escala industrial.

2.11.1 Sedimentação e centrifugação

Sedimentação Entendemos sob sedimentação a separação do componente sólido a partir de uma suspensão, perante a força gravitacional terrestre. A mistura de partida deve ser uma suspensão, isto é, deve conter partículas sólidas grandes, na ordem de alguns micrômetros. A regra grosseira é: conseguimos um bom resultado por sedimentação se as partículas são visíveis com o olho nu. Isso implica que partículas menores (na ordem de nanômetros; colóides) não podem ser separados de maneira satisfatória, por este método.

O caso geral é que o sólido tem uma densidade maior do que o líquido, daí observamos que o sólido se precipita e o líquido clareado fica sobrenadante.

O princípio da sedimentação em operação contínua é mostrado na Fig. 38. A suspensão entra na bacia do lado esquerdo e a atravessa lentamente, com a velocidade de volume V . A bacia ocupe a área F e tenha a altura média h, contudo tenha a capacidade de V = F . h.

Podemos afirmar que separação ocorre quando o tempo médio de demora τ é maior ou igual ao tempo de sedimentação ts (= condição de clareamento):

st≥τ .

Fig. 38. Esquema de uma bacia de clareamento

Para o tempo de demora τ e o tempo de sedimentação ts podemos escrever:


80

V

V

=τ e s

s u

ht = (us = velocidade da sedimentação).

Para a formulação explicita escolhemos a condição mínima de clareamento ( st=τ ) e obtemos:

su

h

V

hF=

⋅

.

Segue então para a velocidade de volume:

suFV ⋅= .

O cálculo do parâmetro operacional V é possível via determinação da velocidade média da sedimentação. O fluxo não deve ser escolhido maior que o produto suF ⋅ , se não o líquido que sai da bacia ainda fica turvo.

Para calcular a velocidade de sedimentação presumem-se partículas redondas que descem independentemente, sem interagir e de forma laminar (Re < 0,5). Daí vale a lei de Stokes da sedimentação. Para ser aplicada nos diversos aparelhos esta lei deve ser formulada em números adimensionais e ainda adaptada por fatores de correção, para corresponder corretamente às condições reais.

O limite do processo de sedimentação é o estado de flutuação; neste momento temos equilíbrio das forças, a dizer:

Força de fricção Kfr e

Força gravitacional Kg, diminuída pela força da sustentação, Ka (onde entra a massa do líquido deslocado pela partícula):

agfr KKK −= ,

onde sfr udK ⋅⋅⋅= ηπ3 e ( ) gVKK liqsag ⋅−⋅=− ρρ .

Segue:

( ) gVud liqss ⋅−⋅=⋅⋅⋅ ρρηπ3 ,

onde d é o diâmetro e V é o volume da bolinha em sedimentação. Podemos escrever para o

volume 6

3dV

⋅=

π, daí:


81

( ) gd

ud liqss ⋅−⋅⋅

=⋅⋅⋅ ρρπ

ηπ6

33

.

Lembramos-nos dos números de Reynolds e de Arquimedes (ver também tabela de vista geral sobre o números adimensionais, na p. 209):

η

ρ liqss

ud ⋅⋅=Re e

( )2

3

η

ρρρ gdAr liqliqs ⋅⋅−⋅

= .

Uma álgebra simples deixa aparecer a última equação na forma:

18Re

Ars = .

Essa ainda requer de certas correções devido às insuficiências de nosso modelo simplificado:

1. Não temos bolinhas, mas formas mais complexas e irregulares, nas partículas sólidas.

2. Interações durante a sedimentação: uma aglomeração promove a sedimentação, enquanto altas concentrações do sólido a atrapalham (lodo = enxame de partículas!).

3. Partículas maiores sedimentam muitas vezes fora da região laminar.

A base de dados experimentais tenta-se então achar a relação empírica Re = f(Ar). A maioria dos ensaios de sedimentação pode ser descrita satisfatoriamente com a fórmula geral

n

s Arconst ⋅=Re .

Para a região tecnicamente interessante de 0,5 < Re < 500 acha-se:

7,0

6Re Ars ⋅=

ψ.

Nesta, ψ é o fator de forma, isto é, o fator que reflete a geometria da partícula:

bolinha uniforme e lisa 1,0

partículas arredondadas 0,8 - 1,0

partículas com cantos agudos (areia, por exemplo) ≈0,7

pauzinho 0,4 - 0,6


82

Para a determinação do fator de forma usa-se a relação do diâmetro médio do grão, dg. Para bolinhas uniformes e lisas vale (ψ = 1):

gsg S

d⋅

=ρ

6,

e em toda analogia coloca-se para partículas deformadas:

ψρ ⋅⋅=

gsg S

d6

.

Para o cálculo detalhado e o dimensionamento de estações de sedimentação o engenheiro refere-se à carga por área da bacia. Essa carga é definida por:

suF

V

bacia da área

fluxocarga ===

.

Para us podemos escrever, usando as relações derivadas acima:

7,0

6Re Ar

ddu

liqgliqgs ⋅⋅

⋅=⋅

⋅=

ψ

ρ

η

ρ

η.

Podemos esperar boa separação quando a carga da bacia pode ser escolhida alta, isto é, as partículas estão descendo rapidamente. Olhamos, portanto, de quais fatores depende us, não esquecendo-nos dos quais parâmetros se constitui o número de Arquimedes. As exigências ao bom funcionamento são então:

1. Diferença em densidade mais alta possível

2. Baixa viscosidade (talvez aquecer?)

3. Alto tamanho do grão (= parâmetro mais importante).

Em consequência, processos químicos devem ser conduzidos de tal maneira que resultem partículas maiores possíveis. Não só sob vista da etapa da sedimentação, por sua vez o método mais barato de separar um sólido, mas também sob aspectos da pureza do produto pode-se afirmar que um material particulado grosso é vantajoso. Ao tiver partículas muito finas a sedimentação não é mais economicamente viável. Neste caso pode se tentar promover uma aglomeração das partículas por adição de um agente de floculação e assim acelerar o descer dos aglomerados. Usam-se favoravelmente sais de múltiplas cargas (Al2(SO4)3, MgSO4, Fe(OH)3, etc.) que compensam as cargas nas superfícies das pequenas partículas - que muitas vezes são da ordem de grandeza de colóides.


83

Lembramos da regra grosseira que uma separação por sedimentação tem sucesso quando as partículas podem ser enxergadas com o olho nu (dg ≥ 100 µm).

2.11.2 Centrifugação A sedimentação de partículas finíssimas é inaceitavelmente lenta, se for feita sob a influência do campo gravitacional natural. Abaixo de aproximadamente 1 µm de diâmetro a sedimentação fica completamente ausente, pois as velocidades do aleatório movimento térmico (= movimento Browneano) são maiores do que a velocidade direcionada da sedimentação. Uma aceleração considerável se consegue ao aplicar uma aceleração centrifugal por altas rotações. As leis e relações são exatamente as mesmas que derivamos no último capítulo para a sedimentação. Somente duas particularidades:

1. Ao centrifugar uma suspensão que contém somente partículas muito finas, a velocidade do afundamento us geralmente fica na região laminar.

2. Em vez da aceleração gravitacional g entra nas equações a aceleração centrifugal 2ω⋅r (com ω = velocidade angular; unidade: s-1).

Introduzimos, conforme a convenção, o número de aceleração Z, como relação entre a aceleração que um corpo movido percebe, em relação ao corpo não movido, apenas exposto ao campo gravitacional da terra:

g

rZ

2ω⋅= .

Com essa definição podemos indicar a eficiência de uma centrífuga, em unidades da gravitação terrestre. Para as centrífugas referidas na Tab. 11 se acham valores de Z, entre 160 e 50.000.

Tab. 11. Os modelos de centrífugas mais comuns e suas características

Tipo de Centrífuga

Diâmetro do tambor, dT em mm.

Número de rotações, ν

em rpm.

Número de aceleração Z

Partes de sólido, µ.

carga máxima, V .

C. de transbordo e C. de

descamamento tubular.

600 - 1200 500 - 1000 < 0,1 3 m³/h

C. de câmara 6000 < 0,01 10 m³/h

C. de tubos múltiplos

30 - 150 10.000 - 50.000

12.000 - 50.000

< 0,01 4 m³/h

C. de descamamento de invólucro

600 - 2500 300 - 1500 < 0,4 40 m³/h


84

fechado

C. de descarregamento

caracol

300 - 1000 800 - 3000 0,1 - 0,3 20 t/h

(só a torta)

C. de pratos 200 - 600 4000 - 10.000

6000 - 12.000

0,01 - 0,1 25 m³/h

C. de peneiras, penduradas ou

em pé.

1000 - 1500 600 - 1200 0,05 - 0,7 3 m³/h

C. de peneira e descamamento

800 - 2000 500 - 2000 0,3 - 0,4 35 t/h

C. de peneira e caracol

200 - 500 600 - 1800 0,2 - 0,7 5 - 50 t/h

C. empurradora 800 - 1500 500 - 2000 0,2 - 0,9 25 t/h

C. de tambor < 800 600 160 - 200 8 - 12 t/h

O esquema da Fig. 39 mostra a posição da suspensão, numa centrífuga contínua, com tambor de arranjo horizontal. A suspensão, logo entrar no tambor, espalha-se de maneira que o horizonte da massa fica vertical. As partículas sólidas estão migrando para fora. Através de dispositivos apróprios (faca de escamamento; deslizamento contínuo para a saída, etc.) evita-se o acúmulo excessivo da torta, do lado de dentro do tambor. O líquido clareado sai, continuamente, ou pelos orifícios do tambor ou por baixo.

Fig. 39. Esquema geral de uma centrífuga em operação contínua. ri = raio interior e ra

= raio exterior do cilindro formado pela suspensão.

Durante seu caminho de dentro para fora, as partículas sólidas são submetidas a uma força centrifugal cada vez maior. Na prática calcula-se o número de aceleração Z (também chamado


85

de "número de rotações" - menos correto), usando um valor médio da força centrifugal. Como raio pode-se usar, em primeira estimação, a média aritmética entre raio externo e interno:

( )ei rrr +=21

.

Melhor, porém, será usar um valor experimental, para ei rr ⋅≈ 7,0 , verificado em muitos tipos de centrífugas, a base do raio externo, re:

err ⋅= 85,0

No esquema abaixo serão representadas as centrífugas mais utilizadas. Devido à sedimentação laminar das partículas vale para as centrífugas, em geral e em toda analogia à sedimentação:

ZAr ⋅⋅=18

Reψ

.

Fig. 40. Esboço das centrífugas mais importantes

Para a transformação da velocidade angular ω, em rotações ν´ (unidade: rotações por segundo = rps), melhor ainda em rotações da unidade rpm (= rotações por minuto), deve-se colocar:


86

30´2

νπνπω

⋅=⋅= .

2.11.3 Filtração Um procedimento simples de separar uma mistura de sólidos e líquidos é a filtração, aplicada em muitas etapas das linhas produtivas da indústria química. Os produtos são o filtrado (líquido límpido) e a torta de filtragem (sólido contendo pouco líquido). O dispositivo utilizado, conforme Fig. 41, é o meio de filtragem que retém a torta. Ao decorrer da filtração a própria torta funciona como meio de filtragem, de maneira que o dispositivo somente serve como suporte desta torta, mas não mais exerce o papel de retenção das partículas sólidas.

Geralmente, a separação é insuficiente ao início do processo. Portanto, os primeiros volumes de suspensão estão sendo reenviados no filtro, esta vez por cima da recém torta de filtragem. Sendo assim, podemos afirmar que toda filtração é um processo descontínuo.

Fig. 41. Princípio do processo da filtração

2.11.4 Princípios da filtração O tratamento teórico da filtração é especialmente complicado - embora o líquido passe pela torta como se fosse um leito (cap. 2.8). Em geral, o escoamento do líquido é laminar, daí deveríamos, teoricamente, aplicar as relações da p. 58, para calcular o número de fricção λ(Re) e a velocidade de escoamento no tubo vazio (diâmetro: u0):

( )Re3001

(Re)3

2

⋅−

=ε

ελ e

( ) L

pdu k ∆

⋅⋅−

⋅=ηε

ε 2

2

3

01150

1.

Só que na filtração mudam as condições ao longo do processo:

1. A altura da torta de filtragem aumenta continuamente.

2. A estrutura da torta e então o volume intersticial ε mudam aos poucos, pois as partículas menores estão garrando nos poros maiores que foram formados na torta antes.


87

3. A perda em pressão ∆p aumenta, daí a vazão V não ficará constante, ao longo do processo.

4. Ao aumentar a pressão da filtragem (isto é necessário, com tempos prorrogados da filtragem), a torta está sendo comprimida, daí a sua permeabilidade diminui.

A experiência mostrou que os pontos desta lista podem ser bem diferentes, de caso em caso. Portanto, é necessário basear-se em fatos empíricos - enquanto uma derivação ab início é pouco prática (ver também o dito no fluxo turbulento, p. 25). Para este fim, visando afinal o dimensionamento do filtro (isto é, o cálculo da área útil F do meio de filtragem), servem as "equações de filtro". São equações úteis cujas dependências fundamentais são confirmadas pela teoria.

Começamos com uma equação da seguinte estrutura:

R

p

dt

dV

Fu liq ∆

=⋅=1

0 .

Nesta, F é a área útil do meio de filtragem, Vliq o volume do filtrado que já passou pelo filtro, R a resistência da torta de filtragem inclusive à resistência do meio de filtragem (que pode ser desconsiderada, em caso geral) e ∆p a diferença em pressão que ocasiona a passagem do líquido pelo meio de filtragem.

Afirmamos que a velocidade do tubo vazio u0, ou seja, a quantidade de líquido Vliq que passa pelo filtro em determinado tempo, é diretamente proporcional à diferença em pressão ∆p e inversamente proporcional à resistência da torta R.

Para a espessura da torta, L, e a resistência proporcionada por ela, R, valem as seguintes relações:

F

V

F

VLR liqs ~~~ ,

η~R (passagem laminar do líquido pela torta),

mKR ~ .

Km é a carga do filtro que é definida como:

liqliq

ss

liq

sm m

m

V

VK

ρ

ρ== .


88

Vs = partes volumais do sólido dentro da suspensão, ms = massa do sólido, ρs = densidade do sólido. As grandezas com índice liq se referem à fase líquida da suspensão (a ser medida, de maneira mais fácil, no filtrado).

Resumindo todos os fatores, recebemos para a resistência da torta:

F

VKR liq

m ⋅⋅⋅= ηα .

Nesta, α é a resistência específica da torta (unidade: m-2) que deve ser determinada no experimento de caso em caso. Inserimos essa expressão na equação básica dada acima, obtemos a "equação da filtração":

m

liqliq

K

p

F

V

dt

d

F

V

⋅⋅

∆=

⋅

ηα.

Com o truque matemático, )(21 2y

dt

d

dt

dyy =⋅ obtemos:

m

liq

K

p

F

V

dt

d

⋅⋅

∆=

ηα

2

21

.

Oferecem-se dois princípios de medir α, tanto na escala de técnico, quanto em escala grande (situações limites):

1. Filtração com perda de pressão constante, então a vazão diminui ao longo do processo.

2. Filtração com vazão constante, então a perda em pressão aumenta ao longo do processo.

Na prática geralmente escolha-se o caminho do meio. Mas vamos estudar esses dois casos marginais, para entendermos melhor as dependências.

a) Filtração com ∆p = constante.

Para ∆p = const. (por exemplo, numa filtração a vácuo) a integração da equação de filtração fornece:

tK

p

F

V

m

liq⋅

⋅⋅

∆⋅=

ηα

22

.

Da representação gráfica, onde colocamos o termo esquerdo na ordenada e o tempo t na abscissa, resulta uma reta cuja inclinação contém a constante α, a resistência específica da


89

torta de filtragem (ver Fig. 42). Km e ∆p geralmente são dados pela fábrica, enquanto η é facilmente acessível por medição no viscosímetro.

Fig. 42. Determinação gráfica da resistência específica da torta de filtragem (∆p = const.).

A Fig. 43 mostra a dependência da vazão V e do volume do filtrado Vliq, do tempo. A vazão diminui, ou seja, é proporcional a t1 , enquanto o volume do filtrado aumenta cada vez

mais lento, ou seja, é proporcional a t . Em filtrações industriais se aborta o processo quando V se torna muito pequeno, para limpar ou trocar o meio de filtragem.

Fig. 43. Desenvolvimento da vazão e do volume do filtrado, ao longo do processo de

filtragem sob pressão constante.

b) Filtração sob vazão constante (V = const.)

Com tVVliq ⋅= podemos escrever a equação da filtração na forma:

mK

p

F

tV

dt

d

⋅⋅

∆=

⋅

ηα

2

21

.


90

Como V e F são constantes, podemos excluí-los do diferencial:

mK

pt

dt

d

F

V

⋅⋅

∆=

ηα2

2

21

;

segue:

mK

pt

F

V

⋅⋅

∆=

ηα

2

.

Obtemos para a perda em pressão uma dependência linear do tempo de filtração:

tF

VKp m ⋅

⋅⋅⋅=∆

2

ηα .

Mas, como Fig. 44 mostra claramente, essa relação linear não vale mais para tempos prorrogados de filtração. Em determinado momento a diferença em pressão chega a um valor tão grande que provoca uma compressão demasiada da torta de filtragem. A partir deste momento (começo da linha pontilhada) a perda em pressão aumenta mais do que proporcional. Para evitar danos no equipamento deve-se encerrar o processo neste ponto.

Fig. 44. Perda em pressão em dependência do tempo de filtração sob vazão constante.

Na prática se trabalha entre os dois casos extremos, como já ditos. Temos que olhar nas

devidas relações ( ) )(2 tfFVliq = . Enquanto a relação é conhecida para ∆p = const., ela tem

que ser determinada ainda para V = const., usando a equação dada logo acima, ampliando-a com t e inserindo liqVtV =⋅ :


91

tF

VK

tF

tVKp liq

mm

1122

⋅

⋅⋅⋅=⋅

⋅⋅⋅⋅=∆ ηαηα

.

Segue:

tK

p

F

V

m

liq⋅

⋅⋅

∆=

ηα

2

(para V = const.).

Comparamos este resultado com o que achamos na p. 88:

tK

p

F

V

m

liq⋅

⋅⋅

∆=

ηα

22

(para p∆ = const.).

A filtração sob pressão constante é evidentemente mais favorável pelo fator 2. Portanto, na prática se começa o processo, aumentando a pressão aos poucos até o filtrado sai límpido. Após a formação de uma camada suficientemente grossa se continua o processo sob pressão constante, formando a torta de filtragem final.

Fig. 45. Vazão e perda em pressão durante a filtração técnica.

Aspectos práticos da filtração Na filtração técnica se diferenciam dois objetivos: em um dos processos se aproveita do filtrado e a torta é o rejeito. Exemplo deste seja a remoção de resíduos sólidos, numa reação bifásica sólido/líquido. Temos como objetivo a produção de sais de ácidos carboxílicos solúveis (acetatos, propionato, butirato, mas não oxalato ou sabões, por serem insolúveis), a partir dos ácidos livres e o óxido do metal (geralmente CaO ou MgO), conforme:

MO + 2 R-COOH M(RCOO)2 + H2O.


92

Neste caso, temos que remover restos de óxido MO - que certamente foi usado em excesso nesta síntese. É retido na torta de filtragem e conduzido de volta, ao reator.

O outro objetivo da filtração é o isolamento da torta que contém o produto com valor, enquanto o filtrado é rejeitado. Exemplos são processos onde o produto se obtém por cristalização ou por precipitação. Neste caso temos que separar a mistura reacional, ainda líquida, do nosso produto sólido. Muitas vezes se aproveita da posição da torta dentro do meio de filtragem, para lavar e/ou secar o produto cristalino.

A princípio, a filtração é um processo descontínuo, pois a torta tem que ser removida do pano, como mostrado na Fig. 43. Em muitas linhas de produção se reverte, portanto, o filtro com um segundo equipamento idêntico a ele, para não interromper o fluxo da suspensão enquanto a torta está sendo removida do primeiro filtro. Mas também foram desenvolvidos processos de filtragem quase contínuos, entre outros: filtros de velas de pressão (Fig. 46), filtro de câmara e de moldura (Fig. 47) ou o filtro de tambor celular (Fig. 48).

Fig. 46. Filtro de velas de pressão. 1 = Suspensão ou solvente de lavagem da torta

que se encontra em cima da vela. 2 = Fundo removível contendo canais de distribuição. 3 = Velas montadas numa console intermediária. 4 = Saída do filtrado, ao mesmo tempo entrada de ar pressurizado para a descarga das tortas. 5 = Conexão de vapor, para o tratamento das tortas prontas em cima das velas.


93

Fig. 47. Filtros de câmara (esquerda) e de molduras pressurizadas (direita).

1: moldura; 2: chapa; 3: pano de malha fina; 4: admissão da suspensão; 5: saída do filtrado.

Fig. 48. Filtro de tambor celular.

1 = pano de filtragem com a torta; 2 = células de sucção; 3 = ducha de lavagem; as seguintes conexões são fixos: 4 = conexão ao vácuo; 5 = conexão a ar pressurizada; 6 = saída da água de lavagem.


94

3 Números adimensionais e análise dimensional

3.1 Objetivo dos cálculos e balanços em processos industriais No capítulo anterior encontramos em vários lugares com os números adimensionais que caracterizam um sistema operacional que consiste de um dispositivo e o material a ser transformado:

η

ρ ud ⋅⋅=Re Número de Reynolds. 9

2

21

u

pEu

⋅⋅

∆=


( )2

3

2

3

η

ρρ

η

ρρρ gdgdAr kflflsk ⋅⋅∆⋅

=⋅⋅−⋅

= Número de Arquimedes.

Neste texto vão aparecer ainda outros que são relacionados ao fluxo de calor, tais com os números de Schmidt (Sc), Sherwood (Sh), Nusselt (Nu) e Grashof (Gr) (ver Tab. 19, na p. 166). Vamos questionar por que estes números adimensionais acham uma aplicação tão extensa na química técnica.

Respondendo essa pergunta, temos que reconhecer que a base da descrição de acontecimentos naturais (ciências exatas) e tecnológicas (engenharias) são as leis. Estes leis podem ser dadas em forma de:

Equações algébricas (exemplo: TRnVp ⋅⋅=⋅ );

Equações diferenciais (exemplo: segunda lei de Fick, para a descrição do fluxo durante o nivelamento de pressões desiguais);

Matrizes (muito usados na física quântica) ou

Valores numéricos (arquivos de tabelas).

A base das ciências de engenharia, mais especificamente, são as equações de balanço que servem para descrever os fenômenos de transporte. Nestes, podemos classificar:

Balanços da matéria

Balanços de momentos

Balanços de energia

Balanços de calor.

9 inclusive o número de fricção, λ(Re), um valor empírico derivado do valor teórico de Re.


95

São geralmente equações diferenciais que muitas vezes são bastante complexas e, além disso, acopladas entre si. Um exemplo repugnante vimos na p. 25, com as equações de Navier-Stokes. Soluções discretas se obtêm muitas vezes somente com uma série de condições marginais e/ou situações especiais. Portanto, o engenheiro sempre tenta chegar a equações algébricas comuns que valem em geral e cujo tratamento matemático é muito mais simples. Um exemplo para estas seja a lei de Hagen-Poisseulle:

L

pdu

⋅

∆⋅=

η32

2

.

No gráfico, onde a velocidade do fluido u é representada como função da diferença em pressão ∆p, acha-se uma reta - mas somente para perdas em pressão pequenas. O limite desta relação linear é a região do fluxo laminar, isto é, podemos afirmar que esta lei somente vale para fluxos laminares. Já para a região turbulenta não é mais possível achar uma solução rigorosa para u - uma integração numérica falha.

Uma descrição correta do fluxo turbulento seria possível a base de valores experimentais e sua extrapolação. Porém, neste caminho temos que lidar com a severa restrição que os valores obtidos somente valem para um determinado tubo (comprimento L, diâmetro d, asperidade k) e somente para um determinado fluido (densidade ρ, viscosidade η). Para cada tubo, cada peça e cada fluido deveria ser medido novamente - certamente uma aproximação bastante desgastante e pouco econômica.

Portanto, queremos questionar se não fosse possível obter leis de caráter universal, a partir de medições e valores experimentais. Leis com as quais o engenheiro pode calcular e dimensionar novos equipamentos e/ou fluidos a serem transportados. Estratégias promissores são a teoria do modelo e a análise dimensional.

3.2 Teoria do modelo e semelhança física A teoria do modelo tem um papel importante em todas as engenharias. É ela que permite o estudo e a simulação de um processo industrial, em pequenos modelos (M), para que os resultados possam ser transferidos posteriormente ao equipamento real, de tamanho grande (G). Com estes modelos economizamos em tempo, matéria prima e aparelhos de medição - afinal poupamos muito dinheiro porque todo o projeto ficaria bem mais caro se fosse feito diretamente no equipamento grande. O risco de mau funcionamento, prejuizos financeiros e tempo perdido, são muito grandes se o processo não seria estudado primeiro em pequena escala.

Exemplos especialmente expressivos são as indústrias, automobilística e aeroespacial, onde os primeiros estudos de novos veículos são feitos em pequenos modelos, a serem testados no canal de vento. A indústria naval e náutica também aproveita, pensamos em modelos estudados antes a construção de um novo dique, na simulação de tsunamis, novos barcos de transporte, cruzeiros etc. Temos também exemplos da técnica de reações, onde podemos estudar a mistura e homogeneização de sistemas de alta viscosidade, o efeito de diferentes agitadores, simulação de vórtices numa batelada, do transporte em tubulações, etc.

A teoria do modelo deve atender em primeiro lugar à questão: quais os critérios para que dois acontecimentos, mais especificamente, modelo e equipamento grande, sejam equivalentes.


96

Temos que ter noção de quanto confiável é a transferência dos conhecimentos, obtidos no modelo, ao equipamento grande (= "problema do scale-up"). Este problema é estudado há muito tempo e leva ao critério principal da semelhança física.

Semelhança física sempre temos quando os acontecimentos no modelo e no equipamento grande abrem o mesmo campo de variáveis independentes. Nosso exemplo seja o fluxo turbulento, estabelecido em um tubo pequeno e um tubo grande. Aqui o campo de variáveis é: a direção e o tamanho dos vetores da correnteza; podemos incluir também a distribuição das pressões.

Fig. 49. Distribuição dos vetores que descrevem as correntezas, num tubo modelo e no

tubo real. Os redemoinhos foram transcritos 1 : 1, conforme exigido pelo princípio da semelhança.

Matematicamente, a semelhança física exige que o equipamento real deve ser descrito corretamente, aplicando transformações lineares no modelo. Temos que levar em consideração que nem todas as variáveis podem ser ampliadas de maneira uniforme. Com grandezas geométricas isto é possível, já com propriedades do material (viscosidade, tenacidade, densidade,...) não é possível. Portanto, cada procedimento de scale-up é acoplado a certas condições que limitam sua aplicação.

Semelhança física é dada quando:

a) As dimensões geométricas são semelhantes (= congruentes).

b) Os números adimensionais a base das grandezas relevantes no processo (grandezas de operação e grandezas do material) são iguais.

Estas são as exigências que resultam da condição da transformação equivalente.

a) Semelhança geométrica Modelo e equipamento real são geometricamente semelhantes quando as dimensões e aspectos têm a mesma relação. Em tubos, estas serão, em primeira linha, comprimento e diâmetro. A relação entre duas dimensões é adimensional. Ela é chamada de "número geométrico", Ge, para diferenciá-lo dos números adimensionais, Na, discutidos a seguir.

Modelo (M) Equipamento real

(G, de grande)


97

d

LGe =1 ,

d

asperidadeGe =2 (com d = comprimento característico)

No exemplo do fluxo em tubos, L será o comprimento do tubo e d o diâmetro. Nos números geométricos pode ser trapaceado um pouco. Quer dizer, atribuímos semelhança geométrica onde ela não está dada. Um exemplo são leitos, onde sabemos que as partículas reais não são bolinhas redondas. Porém, nestes casos onde não se tem semelhança no sentido rigoroso, observamos mesmo assim boa concordância entre modelo e equipamento real, confirmada por testes e a larga experiência neste setor.

b) Números adimensionais. Sob números adimensionais, Na, entendemos a combinação (multiplicação e divisão) de grandezas de operação com grandezas do material onde todas as dimensões se cortam. Resulta assim um número puro.

Grandezas de operação: p, T, ci, u , .... e uma grandeza geométrica (por exemplo, L).

Grandezas dos materiais: η, ρ, λ, .... e constantes da natureza (por exemplo, g).

A questão é: quais destes são os números adimensionais "certos", ou seja, úteis? Quais são as melhores combinações que permitem uma avaliação da similaridade hidrodinâmica, térmica, reacional, etc? E como podemos obtê-los?

Existem diversos métodos de desenvolver números adimensionais. Aqui seja apresentado o método da análise dimensional.

3.3 Análise dimensional A análise dimensional fornece uma resposta à pergunta de quantos números adimensionais são precisos para descrever um sistema. Ela também mostra o caminho como obtê-los. A base desta análise é o fato que todas as importantes grandezas físicas são uma combinação de um valor numérico com uma dimensão.

a) Quantidade de números adimensionais necessários Em primeiro lugar, pressupomos semelhança geométrica. Com essa condição já temos fixas as relações entre as dimensões dos corpos. Os números geométricos estão definidos. No tubo, isso são:

d

LGe =1 ,

d

kGe =2 .

Esses números, por definição, não são contados juntos aos números adimensionais.

No início desta apostila, na Tab. 2, são listadas todas as grandezas básicas do sistema internacional (SI), junto às suas dimensões. Com essas unidades básicas podemos derivar todas as demais unidades compostas.


98

Exemplos:

Pressão p Pa = kg m-1 s-2

Potência N W = kg m2 s-3

Velocidade u m s-1

Densidade ρ kg m-3

A análise dimensional leva ao resultado, conhecido como teorema de Buckinham:

esan ZZZZ −+= Teorema Π de Buckingham.

Nesta são:

Zn = Número de números adimensionais (entende-se o número mínimo; sem Ge1 e Ge2).

Za = Número de valores que especificam o equipamento e números do funcionamento.

Zs = Número de valores específicos da matéria e constantes da natureza.

Ze = Número de unidades básicas.

Este teorema fala que o número mínimo de números adimensionais resulta da soma de grandezas de equipamento/operação e grandezas de material/constantes da natureza, diminuída pelo número de unidades básicas que foram usadas.

Exemplo:

Grandezas de equipamento/operação u, d, p Za = 3

Grandezas da matéria/constantes da natureza η, ρ, g Za = 3

Unidades básicas m, kg, s Za = 3

Dai resulta:

3333 =−+=nZ .

Para descrever adequadamente o acontecimento no fluxo tubular precisamos então de três números adimensionais. Todos estes já conhecemos: Eu, Re, Ar.

b) Desenvolvimento dos números adimensionais. Segue uma receita que não é o único acesso aos números adimensionais, mas o mais simples e mais conhecido.

Construam-se algumas unidades básicas, a partir das grandezas de aparelho e da matéria. Estes achados inserem-se nas grandezas compostas que não foram utilizadas ainda. Os quocientes destas representam os números adimensionais.


99

Para mais clareza vamos aplicar este princípio ao estudo do fluxo.

É bastante útil referir todas as grandezas de aparelho e de matéria, junto às unidades SI, em uma tabela, conforme feito a seguir:

Grandeza Unidade

Pressão p kg m-1 s-2 = Pa

Viscosidade η kg m-1 s-1 = Pa s

Aceleração gravitacional g m s-2

Velocidade u m s-1

Comprimento d m

Densidade ρ kg m-3

Para as unidades básicas resultam:

kg = [ρ d³] m = [d] s = [d/u] 10

Inserir estas nas demais grandezas fornece os devidos números adimensionais que poderiam ser útil para a descrição desta operação:

Pressão [p] [ ]

[ ][ ][ ]2

2

3

2u

udd

d

sm

kg⋅=

⋅=

⋅= ρ

ρ.

Número adimensional 21

u

pNa

⋅=

ρ → levará ao Número de Euler

Viscosidade [η][ ][ ][ ]

[ ]ududd

d

sm

kg⋅⋅=

⋅=

⋅= ρ

ρ 3

.

Número adimensional Na2ud ⋅⋅

=ρ

η → levará ao Número de Reynolds

Aceleração gravitacional [g][ ]

[ ][ ]du

ud

d

s

m 222

=== .

Número adimensional Na3gd

u

⋅=

2

→ é o Número de Froude

Além destes podemos formular (somente para dar exemplos; estes números realmente não têm importância prática):

10 Para o tempo poderia ser também a combinação: s = [η/p].


100

η⋅

⋅=

g

puNa4

ρ

η

⋅⋅⋅

⋅=

6

32

5udp

gNa .......

Não existe uma única maneira de formar os números adimensionais, mas eles requerem ainda da nossa definição. Portanto, poderiam também ser definidas as expressões recíprocas. Afinal é um assunto de convenção internacional. Além disso, a análise dimensional não diferencia entre uma grandeza ou uma diferença desta grandeza. Sendo assim, pode entrar nas fórmulas acima a pressão p ou a queda em pressão ∆p.

Realmente, os números adimensionais convencionais se dão das expressões acima, da seguinte maneira:

12

21

Nau

pEu =

⋅⋅

∆=


2

1Re

Na

ud==

η

ρ Número de Reynolds. 11

3

2

Nagd

uFr =

⋅= Número de Froude.

É lógico que cada produto a partir destes números leva a um novo número adimensional. Muitos números são definidos por este caminho, por exemplo, o já conhecido número de Arquimedes:

2

23

22

2222Re

η

ρ

η

ρ gd

u

gdud

FrAr

⋅⋅=

⋅⋅==

2

23

liq

liq gpdAr

η

ρ ⋅∆⋅⋅= Número de Arquimedes

Desta maneira obtemos dois jogos de números adimensionais. Qual destes deve ser aplicado, isso depende da problemática a ser resolvida:

1o Jogo: Eu, Re, Ar Útil em tarefas acerca de sedimentação em sistemas heterogêneos.

2o Jogo: Eu, Re, Fr Útil em tarefas no campo gravitacional em sistemas homogêneos.

11 inclusive o número de fricção, λ(Re), um valor empírico derivado do valor teórico de Re.


101

4 Fluxo de calor

4.1 Importância técnica As tecnologias de aquecimento e resfriamento e o transporte de calor que resulta destas operações, são etapas fundamentais em todos os processos da indústria química. Notamos que as técnicas utilizadas em grande escala são bastante diferentes daquelas que aplicamos no laboratório, onde hoje a maioria dos aquecimentos é via resistências elétricas e o resfriamento por água corrente.

Na prática industrial podemos classificar estes processos em dois princípios: resfriamento/aquecimento direto ou indireto.

a) Resfriamento/aquecimento direto Como exemplos deste princípio podemos mencionar:

1. Introdução de vapor, através de um tubo perfurado. Secagem direta de um produto sólido, através de ar aquecido (pode ser em leito fluidizado, ver Fig. 30, na p. 65).

2. Acrescentar gelo diretamente à mistura reacional. Resfriamento de uma mistura por ebulição. Resfriamento na retificação, pelo líquido retornando.

Todavia, podemos constatar que as aplicações de esfriamento/aquecimento direto são relativamente raras.

b) Resfriamento/aquecimento indireto Nesta categoria a transferência do calor ocorre através de uma parede (= superfície trocadora de calor):

Este tipo de transferência de calor é aplicado em diversas formas, na indústria química. Os exemplos mais importantes são:


102

3) Aquecimento com gás combustível através de bicos:

Os meios preferidos para aquecimento/resfriamento na indústria são vapor, mas também água (em circuitos fechados ou semi-abertos) e sóis de refrigeração. Devido aos custos elevados o aquecimento elétrico se aplica somente em situações especiais.

Abaixo de 100 °C aplica-se quase exclusivamente água para transferir o calor (água quente ou água fria). A temperaturas entre 100 e 250 °C aplica-se vapor d´água. Neste contexto deve-se lembrar do investimento de calor para evaporar a água líquida (= "calor latente") que conta com 140 −⋅=∆ molkJ HV , ou seja, 12222 −⋅=∆ kgkJ HV .

Tab. 12. Pressão da água, em função da temperatura

Pressão p de vapor em MPa

0,1 0,3 1 2 10 22,6 (crítica)

Temperatura T em °C

100 133 180 211 310 374

(crítica)


103

Modo de operação (segurança!)

Baixa pressão Média pressão Alta pressão

Caso forem precisas temperaturas mais altas ainda, aquece-se a superfície com a chama aberta, conforme esboçado acima.

O resfriamento ocorre com água fria ou água evaporando; a temperaturas abaixo zero grau usa-se um sol de refrigeração (NH3, hidrocarbonetos fluorados-clorados), porém esta operação sai bem mais cara do que a refrigeração com água.

4.2 Unidades, valores específicos, equações de transporte As unidades mais usadas para o transporte térmico se derivam da unidade da energia:

Energia (calor), E (Q): 1 kJ = 1 kW.s = 1000 kg.m2.s-2.

Para o armazém do calor geralmente usamos a capacidade calorífica, Cp (em J.K-1.mol-1) ou a capacidade calorífica específica, cp (em J.K-1.g-1). Para esquentar um grama de água, de 15 a 16 °C, se gasta 1 caloria. Isso foi a definição histórica da caloria - que hoje deve ser substituída por Joule; 1 cal = 4,18 J. Portanto, a capacidade calorífica específica da água líquida é 1118,4 −− ⋅⋅= gKJc p . E para quase todos os materiais sólidos se acha o mesmo

valor de 1126 −− ⋅⋅≈ molKJC p (regra de Dulong-Petit).

Para o fluxo do calor, Q , e a condutividade térmica λ resultam as seguintes unidades:

Fluxo de calor ( Q ): 1 kJ.s-1 = 1 kW = 1000 kg.m2.s-3.

Condutividade térmica (λ): 1 kW.K-1.m-1 = 1 kJ.K-1.m-1.s--1.

Em processos industriais temos que contar com as seguintes ordens de grandeza:

Reações químicas: ~ 100 kJ.mol-1,

Combustões: ~ 400 kJ.mol-1,

Evaporações: ~ 30 kJ.mol-1,

Nos casos mais simples a transferência de calor não provoca mudanças na matéria nem transformações das fases. Este tipo de transporte chamamos de processos de "nivelamento térmico". O fluxo de calor unicamente serve para nivelar diferenças em temperatura em dois locais distintos. O registro diferencial do calor transportado geralmente é uma tarefa bastante complexa, requerendo cálculos complexos. Isso se deve, principalmente, aos diferentes mecanismos de transporte do calor que agem paralelamente e podem influenciar-se mutuamente. Portanto, em muitas situações utilizaremos a teoria da semelhança, através da qual podemos tirar conclusões com validade geral, a partir dos dados experimentais obtidos no modelo (ver cap. 3.2).


104

Podemos classificar três tipos de transporte de calor que, como já dito, podem acionar de forma isolada ou, como é o caso geral, em combinação:

1. Condução de calor

2. Convecção de calor

3. Radiação.

Estes mecanismos de transporte do calor são matérias da aula de física, portanto devem ser tratados aqui, de forma bem resumida.

4.2.1 Condução de calor O transporte do calor via condução se explica a nível molecular. Para entender isso, devemos estar ciente que calor significa movimento molecular. Isto são, principalmente, as vibrações (angulares e de estiramento, também chamados de vibrações de valência), em segunda linha também as rotações das moléculas. No primeiro caso as moléculas armazenam energia na região típica do infravermelho, no segundo caso na região das microondas. O relaxamento não radiativo, a partir de níveis excitados de vibração e rotação, corresponde a uma transferência de calor, da molécula para o seu ambiente. A energia pode, por exemplo, ser transferida a uma molécula vizinha que recebe a energia e a armazena em forma de níveis elevados de rotação/vibração. E assim vai - o calor se transmite de molécula para molécula e temos o fenômeno da condução. Em gases e líquidos a condução na sua forma pura somente ocorre em pequenos volumes. Sendo esses, fendas, canais ou capilares. Nestes locais não se tem um movimento supramolecular direcionado, ou seja, não se tem convecção livre.

O fenômeno de transporte de qualquer grandeza, seja massa, calor, eletricidade, magnetismo ou momento, é descrito pelas leis de Fick. A situação momentânea (= diferencial) do transporte é descrita pela 1a lei de Fick, enquanto o desenvolvimento temporal do nivelamento é formulada numa equação diferencial conhecida como 2a lei de Fick. Aqui nos interessam, em primeira linha, as dependências do fluxo das grandezas do sistema (1a lei de Fick), largamente conhecido como difusão:

Γ⋅−=⋅

Γ=Γ grada

dtF

dJ

.

=ΓJ

vazão de alguma grandeza Γ (fala: gama); F = área transversal; t = tempo; a =

coeficiente da difusão; dz

dgrad

Γ=Γ = mudança da grandeza Γ ao longo do caminho de

transporte, z.

Aplicamos essa equação geral do transporte à Γ = massa, obteremos a lei do fluxo hidráulico, conhecida também como lei de Darcy. Aplicamos a mesma equação à eletricidade, resultará a lei de Ohm. E, finalmente, aplicamos essa lei ao calor, resulta a 1a lei de Fourier que será unicamente aplicada a seguir:


105

dz

dTFQ ⋅⋅−= λλ

1a Lei de Fourier.

Nesta, λ representa o coeficiente de transmissão de calor 12, F a área da superfície trocadora de calor e z a coordenada em direção ao fluxo do calor. Podemos afirmar que o fluxo de calor

λQ é proporcional à superfície F e ao gradiente em calor, dT/dz. O último representa a força propulsora para o fluxo do calor, perpendicular à área F e em direção z. A 1a lei de Fourier pode ser aplicada para resolver problemas de transporte de calor, atravessando tanto chapas planas quanto tubos com superfícies curvadas. O coeficiente da condutividade térmica λ é uma grandeza de transporte, característica para o meio condutor. As menores condutividades têm os gases, as maiores os metais. Os valores para líquidos estão no meio do espectro:

Gases: 0,02 a 0,2 W.K-1.m-1

Líquidos: 0,1 a 0,6 W.K-1.m-1

Sólidos:

Não-metais 0,5 a 30 W.K-1.m-1

Metais 30 a 400 W.K-1.m-1

Na Tab. 13 estão referidos coeficientes de condução térmica de alguns sólidos, líquidos e gases que frequentemente acham aplicação em aquecimentos/resfriamentos 13.

Tab. 13. Coeficientes de condutividade térmica de alguns materiais de importância industrial em trocadores de calor (valores indicados para 20 °C).

Sólidos λλλλ em W.K-1.m-1 Líquidos e gases λλλλ em W.K-1.m-1

Prata 458 Água 0,59

Cobre 393 Amônia 0,52

Alumínio 221 Líquidos orgânicos 0,1 - 0,3

Ferro 67

Níquel 58 Hidrogênio 0,17

Chumbo 35 Ar 0,025

Aços Cr/Ni 15 - 21 Vapor d´água (100 °C)

0,023

12 Esse coeficiente, relacionado à densidade ρ e à capacidade calorífica cp do meio, leva à condutividade térmica, a; ver p. 118. 13 Curiosidade: o diamante, embora ser bom isolador elétrico, tem uma condutividade térmica extremamente alta: λ = 900 a 2300 W.K-1.m-1, dependendo da direção da medição. Outro material excelente condutor térmico é o nanocomposto "grafeno", com λ de até 5000 W.K-1.m-1.


106

Grafite 12 - 175 Gás carbônico 0,017

Gelo (0 °C) 2,2 Cloro 0,007

Alvenaria 0,4 - 1,2

Vidro 0,75

Materiais isolantes 0,03 - 0,1

4.2.2 Transporte de calor por convecção Na convecção a molécula transportadora do calor (por vibrações e rotações) está se movimentando ao longo do caminho z (= translação). O fenômeno é cooperativo, isto é, o movimento translatório ocorre com um coletivo de moléculas. São maiores agregados de moléculas que geralmente todas estão portadoras do calor. A convecção pode ser forçada ou livre, ela nunca ocorre isoladamente, mas sempre está superposta pelo fenômeno da condução. As condições para a convecção são um volume maior para que se estabeleçam as dinâmicas do fluido livremente. Caso a força propulsora seja uma diferença em densidade, causada por um aquecimento localizado, daí se fala da convecção própria ou convecção livre. A outra possibilidade é o acionamento da matéria por uma bomba externa (= convecção forçada).

Em caso geral, quando houver convecção forçada, a convecção própria é subdominante e pode até ser desconsiderada. Podemos formular, para este caso:

TcmTcVQ ppconv ⋅⋅=⋅⋅⋅= ρ .

Nesta, convV = vazão de volume; ρ = densidade do portador do calor; cp = capacidade

calorífica do portador, T = temperatura dentro do elemento de volume; m = vazão de massa.

4.2.3 Transporte de calor por radiação Nos dois mecanismos anteriores, condução e convecção, o conteúdo energético foi transportado e transferido, via movimentos da matéria. No caso da condução discutimos o movimento dentro de cada molécula que pode induzir movimentos nas moléculas vizinhas, sem as mesmas mudarem suas coordenadas no espaço; no caso da convecção trata-se do movimento translatório de moléculas em vibração, ao longo do caminho z. Isso é fundamentalmente diferente no caso da radiação, onde não estão envolvidos movimentos de matéria pesada, mas o calor está sendo transportado por ondas eletromagnéticas. Isso implica que o evento da radiação não requer do contato direto entre as moléculas carregadoras do calor.

Em processos técnicos, salvo exceções, o mecanismo da radiação é de importância subordinada e pode ser desprezado nos cálculos.

O calor se transmite via radiação ao ambiente frio quando um corpo é extremamente quente (agitação eletrônica; elétrons em níveis elevados; população dos orbitais LUMO). Segundo

a famosa lei de Stefan-Boltzmann, o fluxo em calor é dado (rigorosamente válido para o corpo negro):


107

4

100

⋅⋅=

TFcQ nrad

Lei de Stefan-Boltzmann.

Nesta, F = área irradiante, T = temperatura absoluta do corpo em radiação; cn = constante da radiação do corpo negro: valor: cn = 5,67 W.m-2.K-4. Para ampliar a todos os tipos de superfície, aplica-se um fator que reduz a constante cn, por um fator corretivo ε:

Material e acabamento da superfície

Fe polido Fe cru Vidro liso Verniz, preto fosco

ε 0,2 0,6 0,94 0,97

Na prática se procura o fluxo calórico devido a uma diferença ∆T = T2 - T1; T1 do corpo que emite e a temperatura T2 do ambiente mais frio que absorve o calor. A quantidade de calor transferida por radiação é:

−

⋅⋅=

4

2

4

1

100100

TTFcQ nrad

.

O processo pode ser representado como: T1 T2. Já que o fluxo de calor radQ depende de T4, temos que contar com a contribuição notável da radiação, somente a partir de temperaturas T1 mais altas: geralmente > 200 °C. Ao extremo superior, o calor emitido por um pedaço de metal aquecido ao rubro, é transferido ao seu ambiente, principalmente por radiação. Outro exemplo do nosso quotidiano: a sensação de calor quando passamos num fogo aberto, sentado dentro do carro de janela fechada.

Processos de transporte calórico se compõem, em geral, aditivamente das três contribuições mencionadas acima, condução, convecção e radiação:

radconv QQQQ ++= λ .

Relações importantes e equações úteis para resolver problemas de transporte de calor em procedimentos industriais de química se dão do modelo do transporte contínuo e constante, de calor através de uma parede plana ou através do material curvado de um tubo. Nestes casos o único contribuinte ao fluxo do calor é a condução. Portanto, única relação de importância a ser discutida em detalhe é a 1a lei de Fourier.

a) Transporte constante de calor através de uma parede plana. Uma parede plana e paralela, da espessura s e da área F, tenha em um lado a temperatura T1 e no outro lado a temperatura T2, com T1 > T2. Para o processo constante de transporte do calor podemos repor o quociente diferencial na equação de Fourier por uma simples fração:


108

s

T

s

TT

dz

dT ∆=

−≈− 21 .

Daí resulta a relação simples:

s

TFQ

∆⋅⋅= λλ

.

Conforme essa, a quantidade de calor λQ transportada em direção z em um intervalo de

tempo, é diretamente proporcional à área F e à diferença em temperatura ∆T; ela é inversamente proporcional à espessura da parede, s. O perfil térmico que se estabelece dentro da parede, é linear, conforme o esboço a seguir.

b) Transporte constante de calor, através da parede de um tubo.

No transporte constante de calor λQ através de uma parede curvada de um tubo, a direção do fluxo é perpendicular à área superficial F da parede.


109

Devido à simetria cilíndrica do tubo vale:

r

const

dr

dT .= .

Integração desta relação fornece a expressão discreta para a constante:

( ) ( )2121

21

lnln.

rr

T

rr

TTconst

∆=

−=

Inserida na lei de Fourier fornece para o fluxo de calor:

( )2111 ln rrr

TFQ

⋅

∆⋅⋅= λλ

.

Nesta, podemos afirmar que a parede externa do tubo, F1 é dada por:

LrF ⋅⋅= 11 2π .

Para tubos largos com parede fina, a equação acima se aproxima à equação que achamos para a passagem pela parede plana.

4.3 Transferência de calor e transmissão de calor Fala-se em transferência de calor quando o transporte está passando por uma interface, em casos gerais do fluido (líquido ou gás), para um sólido. Acontece, por outro lado, o transporte do calor, de um fluido para outro fluido, passando por uma fase sólida (parede, tubulação, caldeirão, blendas, etc.), é mais adequado falar de transmissão de calor. Em ambos os casos a convecção do calor, exercido pelo(s) fluido(s) é o processo principal, responsável pelo transporte. Portanto, precisamos conhecer melhor o fenômeno e as particularidades da convecção, antes de entrar em detalhes e equipamentos.

4.3.1 Convecção livre e forçada Na prática o transporte de calor por convecção (sinônimo para correntezas) sempre é acompanhado pelo processo da condução. Devido à situação extremamente complexa da dinâmica dentro do fluido, somente em casos excepcionais e com uma série de restrições esse transporte pode ser descrito matematicamente correto e de maneira fechada.


110

a) Convecção forçada Numa convecção forçada a correnteza é produzida por forças externas. O fluido cuja temperatura se distingue do seu ambiente, está fluindo, de maneira laminar ou turbulenta em tubos (por exemplo, em trocadores de calor) ou em mantas (por exemplo, manta refrigeradora de bateladas), propulso por uma bomba.

Vamos olhar mais perto no fluxo laminar em um tubo.

Um líquido tenha a temperatura T0 e passe por um tubo, de maneira laminar. A parede deste tubo tenha a temperatura Tw que seja mantida constante através de um meio de refrigeração. A temperatura da parede seja inferior à temperatura do líquido, T0 > Tw. Neste caso o calor será cedido à parede.

No caso geral o perfil parabólico do fluxo laminar está sendo perturbado pelo transporte do calor. Em alguns casos, porém, é possível fazer um cálculo simplificado, ao se usar valores específicos, válidos para uma temperatura definida. Sob esta restrição o sistema é chamado de "Problema de Graetz-Nusselt", ainda bastante complexo, que, no entanto, pode ainda ser resolvido usando funções de Bessel. Caso os valores específicos do líquido dependam da temperatura, ou o fluxo seja turbulento ou se considere uma outra forma de caminho do que um tubo liso e reto, daí o problema se torna complexo demais para o qual, até hoje, não existem mais soluções exatas.

b) Convecção livre (= convecção natural) A correnteza da convecção livre não tem sua origem numa bomba ou outra força externa, mas é provocada pelo gradiente térmico do próprio fluido e, acoplado nele, o gradiente em densidade.

Seja um exemplo simples uma parede vertical da temperatura Tw, que está em contato com um fluido parado. A temperatura T do fluido seja inferior à da parede, Tw > T. Sob estas condições podemos esperar o seguinte perfil térmico:


111

Na proximidade à parede o líquido tem a temperatura mais alta. Nesta área deveríamos esperar a maior sustentação e então a maior velocidade ascendente do fluido. Sobreposta, porém, é a condição da estacionaridade (p. 26) que vale diretamente na parede. Isto é, a primeira camada de fluido está parada. Contamos com os dois efeitos, observamos então um aumento da velocidade ascendente a partir de u = 0. Ela percorre um máximo e cai rapidamente, ao afastar-se mais um pouco da parede, até chegar novamente a u = 0. A partir daí a direção do fluxo se inverte, quer dizer, temos vetores de movimento para baixo. Os elementos de volume que foram aquecidos e levados para cima, descem novamente nesta distância à parede. Os movimentos do calor nesta distância da parede são igualmente acoplados a um movimento das massas, sem presença de uma bomba externa, portanto identificamos como convecção livre.

Com um perfil térmico constante e fluxos laminares o problema ainda pode ser matematicamente resolvido. A maioria das situações de transporte de calor, porém, não podem ser resolvidos de forma fechada. Nestes casos aplicam-se com sucesso a análise dimensional (p. 97) e as correlações adimensionais (p. 97), para descrever o acontecimento qualitativamente correto.

4.3.2 Definições de transferência e transmissão de calor As definições de transferência e transmissão de calor valem em geral, independente se a convecção for forçada ou livre. A transferência de calor seja então o transporte do calor através de um encosto das fases, em geral de um sólido a um fluido, ou vice versa. Como já mencionado, o processo de transferência do calor, de uma superfície fixa para um fluido em movimento é um acontecimento bastante complexo, já que a condução térmica é sobreposta e influenciada pelo movimento por convecção. Os dois processos, condução e convecção são efeitos mutuamente acoplados. Na prática usa-se o seguinte conceito simples, para descrever o fluxo Q numa transferência de calor:

( )TTFQ w −⋅⋅= α .

Conforme esta equação simples a quantidade de calor transferida em unidade do tempo, é proporcional à área de contato F e à diferença em temperatura entre parede e fluido, enquanto para a última seja utilizada a temperatura média. A constante de proporcionalidade α é chamada de coeficiente de transferência de calor e tem a unidade W m-2 K-1 (em unidades SI: Kg.s-3.K-1).


112

A relação dada acima define então o coeficiente de transferência α; na forma dada ela vale para a operação de aquecimento do fluido (Tw > T); no caso da refrigeração (Tw < T) invertemos essas temperaturas, para que resulte novamente um coeficiente α positivo.

Para fim de refrigeração/aquecimento usamos geralmente um meio fluido que transfere o calor a uma parede que, ao outro lado, transfere a um segundo fluido. Nesta situação decorrem sucessivamente diferentes processos de transporte do calor:

1. Transferência do calor do fluido 1 para a parede

2. Condução do calor através da parede (que pode ser de várias camadas)

3. Transferência do calor da parede para o fluido 2.

O processo todo se conhece como transmissão de calor.

Podemos aplicar a este problema a relação empírica

( )21 TTFkQ w −⋅⋅= .


113

A quantidade de calor transferida do fluido 1 para o fluido 2 em um intervalo de tempo, é proporcional à área de troca de calor e à diferença das temperaturas nos fluidos. O fator de proporcionalidade kw chamamos de coeficiente da transmissão de calor e tem a mesma unidade que o coeficiente de transferência de calor α, apresentado acima. Na situação de fluxo constante, a quantidade de calor Q transferida do fluido 1 à parede é igual ao fluxo Q

através da parede e igual ao fluxo Q da parede ao fluido 2. É claro que todos estes fluxos resumidos podem ser descritos pela equação da transmissão de calor. Sendo assim, escrevemos:

( ) ( ) ( ) ( )2122221111 TTFkTTFTTFs

TTFQ wwwww −⋅=−⋅=−⋅=−⋅= αλ

α .

Para obtermos as relações entre os coeficientes kw, α e λ, anotamos explicitamente os fluxos particulares envolvidos nesta transmissão:

( )wTTFQ 111 −⋅= α

( )ww TTFs

Q 21 −⋅=λ

( )222 TTFQ w −⋅= α

Resolver estas pela diferença de temperatura:

( )wTTF

Q11

1

−=⋅α

( )ww TTF

sQ21 −=

⋅

⋅

λ

( )222

TTF

Qw −=

⋅α

.

A adição dos três termos fornece a diferença global das temperaturas:

++=−

2121

11

αλα

s

F

QTT

.


114

A comparação dos coeficientes com o da equação da transmissão fornece:

21

111αλα

++=s

kw

Equação de Peclet.

Essa relação descreve o acoplamento em série, das resistências ao fluxo de calor, enquanto a área de troca seja plana. Na prática o termo λs muitas vezes pode ser desprezado, devido ao alto valor de λ e uma espessura fina da parede. É claro que isso muda quando em uma caldeira se depositou uma camada de cal, devido à dureza da água utilizada.

Os coeficientes de transferência e de transmissão de calor não são valores específicos, mas dependem também do equipamento. Um cálculo teórico do coeficiente α é difícil ou até impossível, devido à desconhecida espessura da camada limite na beirada da parede. Sendo assim, temos apenas valores aproximados para α e kw que servem para uma orientação grosseira (ver Tab. 14 e Tab. 15). Mas os coeficientes α e kw são acessíveis pelo experimento; como acessá-los está descrito no cap. 4.3.3.

Tab. 14. Valores aproximados para o coeficiente de transferência de calor, α (em W m-2 K-1). Note que esses valores servem apenas para uma primeira estimativa.

Forma de fluxo Meio de transferência = água

Meio = ar

Fluxo longitudinal turbulento no tubo

1000 - 4000 30 - 50

Fluxo turbulento no tubo, perpendicular à parede

2000 - 7000 50 - 80

Fluxo laminar 250 - 350 3 - 4

Convecção livre 250 - 700 3 - 8

Água fervendo 1500 - 15.000

Vapor d´água condensando no tubo vertical

5000 - 12.000

Condensação de líquidos orgânicos

500 - 2000

Tab. 15. Valores aproximados para o coeficiente de transmissão de calor, kw (em W m-2 K-1). Note que esses valores servem apenas para uma primeira estimativa.

Tipo de trocador de calor Convecção forçada Convecção livre

De gás para outro gás, a pressão ambiente 10 - 30 3 - 10

De gás para líquido (refrigerador de gás) 10 - 50 5 - 15

De vapor em condensação para gás (LUVO) 10 - 50 5 - 10

De líquido para outro líquido (água) 700 - 1500 120 - 300


115

De líquido para outro líquido (óleo) 100 - 250 25 - 50

De vapor em condensação para água (pré-aquecedor)

700 - 3000 250 - 1000

De vapor em condensação para líquido orgânico (pré-aquecedor)

100 - 300 50 - 150

De vapor orgânico em condensação para água líquida (condensador)

300 - 750 200 - 400

De vapor em condensação para líquido em ebulição (evaporador)

250 - 3000

4.3.3 Análise dimensional e números adimensionais da transição de calor Em analogia ao problema do escoamento constante de matéria dentro do tubo, o cálculo do fluxo de calor aproveita também dos seus números adimensionais. Em primeira instância devemos determinar quantos números são precisos, aproveitando do teorema Π de Buckingham. Como ilustrado na p. 97, precisamos para esse propósito:

o número de grandezas aparativas/operacionais Za,

o número de grandezas da matéria/constantes da natureza Zs e

o número de unidades básicas Ze.

Essas grandezas são resumidas na tabela a seguir.

Tab. 16. Grandezas relevantes na transmissão de calor

Grandeza Unidade Categoria

d m aparelho/operação

u m s-1 aparelho/operação

ρ kg m-3 matéria/const. naturais

η kg m-1 s-1 matéria/const. naturais

λ m kg K-1 s-3 matéria/const. naturais

cp m2 K-1 s-2 matéria/const. naturais

g m s-2 matéria/const. naturais

α kg K-1 s-3 aparelho/operação (grandeza alvo)

A pressão p, geralmente, não tem grande influência na transmissão de calor. Como se vê das unidades compostas, precisamos de quatro unidades básicas para sua descrição completa: m, kg, s e K. Sendo assim, temos os números característicos:

Za = 3, Zs = 5, Ze = 4.


116

O teorema Π de Buckingham prediz com esses a quantidade de números adimensionais, Zk:

4453 =−+=−+= esak ZZZZ .

São necessários 4 números adimensionais para a descrição adequada da transmissão de calor.

Para as unidades básicas podemos escrever:

[ ]dm = , [ ]3dkg ⋅= ρ ,

=

u

ds ,

⋅⋅=

λ

ρ duK

3

.

Inserir essas expressões nas outras quatro grandezas, η, g, cp e α, fornece:

[ ] [ ][ ] [ ]

[ ]ududd

d

sm

kg⋅⋅=

⋅

⋅=

⋅= ρ

ρη

3

udNa

⋅⋅=

ρ

η1 .

[ ] [ ][ ]

===

d

u

ud

d

s

mg

2

22

22u

dgNa

⋅= .

[ ] [ ][ ] [ ]

[ ][ ]udduud

d

sK

mc p

⋅⋅==

⋅=

ρ

λ

λρ 32

2

2

2

λ

ρ udcNa p ⋅⋅⋅

=3 .

E, finalmente:

[ ] [ ][ ] [ ]

[ ][ ]dduud

d

sK

kg λ

λρ

ρα =

⋅=

⋅=

33

3

3


117

λ

α dNa

⋅=4 .

Os números adimensionais assim obtidos podem ser multiplicados e divididos, desta forma convertidos nos números convencionais do fluxo de calor:

1

1Re

Na

ud=

⋅⋅=

η

ρ Número de Reynolds

21

22

23

2

222

2 Na

Nagdud

u

dgAr ==⋅

⋅=

η

ρ

η

ρ Número de Arquimedes

Quando tratamos processos de sedimentação ou de remoinho, a expressão ρ² neste número deve ser substituído por ∆ρ .ρ. É conhecido, em analogia ao escoamento da matéria, como número de Arquimedes.

Consideramos ainda a dilatação térmica,

T∆⋅⋅=∆ βρρ ,

onde o coeficiente da dilatação térmica dT

dV

V⋅=

1β , daí obtemos o número de Grashof, Gr:

21

22

23

Na

NagTdGr =

⋅∆⋅=

η

βρ Número de Grashof

Além destes, obtemos:

31Pr NaNac p

⋅=⋅

=λ

η Número de Prandtl

4Nad

Nu =⋅

=λ

α Número de Nusselt.

O número de Prandtl representa a relação entre a viscosidade cinemática ν e a condutividade térmica a (ver também Tab. 19 na p. 166, no contexto de transmissão de calor). O número Pr resulta diretamente das definições de ν e a:


118

ρ

ην = e

pca

⋅=

ρ

λ.

Daí:

λ

η

λρ

ηρν ⋅=

⋅

⋅⋅==

pp cc

aPr .

Através da análise dimensional recebemos o número de Nusselt através da qual temos acesso ao coeficiente da transição térmica α - que era o nosso objetivo geral (ver Tab. 16). A experiência mostrou que obtemos valores de Nu suficientemente exatos quando calculados através de equações exponenciais, a partir dos demais números adimensionais. A seguir sejam indicadas as equações típicas que relacionam os números adimensionais.

1. Transmissão de calor por convecção forçada Na transmissão de calor por convecção forçada o número de Grashof e a aceleração gravitacional g não têm importância. Neste caso vale:

Pr)(Re,fNu = .

Para o fluxo tubular (tubos compridos; refrigeração) valem as seguintes relações exponenciais:

Fluxo laminar: 3

1

PrRe86,1

⋅⋅⋅=

L

dNu ;

Fluxo turbulento: 3,08,0 PrRe023,0 ⋅⋅=Nu .

2. Transmissão de calor por convecção livre Na convecção livre o fluxo é provocado pela expansão térmica do meio. Neste caso o número de Reynolds é irrelevante. Invés deste, o número de Grashof se torna importante:

Pr),(GrfNu =

Um exemplo seja a transferência de calor na parede vertical. O comprimento característico, neste caso, é a altura da superfície considerada. Em dependência do valor absoluto do produto Gr . Pr podemos indicar um valor de orientação para Nu que serve para estimar o coeficiente da transferência de calor α:


119

5,0=Nu para 001,0Pr <⋅Gr ;

( ) 125,0Pr18,1 ⋅⋅= GrNu para 1000Pr001,0 <⋅< Gr .

Outras relações, especialmente para outras situações geométricas, se acham nos manuais da engenharia (ver nota de rodapé na p. 7).

O caminho geral para a solução de um problema de transferência de calor compreende as seguintes etapas:

1. Determinação dos números adimensionais, por exemplo Re e Pr.

2. Cálculo do número de Nusselt através da equação potencial cabível.

3. Indicar o coeficiente α através de λα dNu ⋅= .

4. Cálculo da transição calorífica em uma parede aquecida, através da relação:

( ) ( )TTFNud

TTFQ ww −⋅⋅⋅=−⋅⋅=λ

α ,

onde Tw represente a temperatura da parede e T a temperatura média do meio em fluxo.

Os valores de α indicados na Tab. 14 devem ser entendidos apenas como orientação grosseira, da ordem de grandeza do coeficiente α. Eles servem para cálculos preliminares.

4.3.4 Transição de calor envolvendo os processos de evaporação e condensação Temos que contar com algumas particularidades, na transição de calor, quando estão envolvidos evaporação de um líquido ou condensação de um vapor.

a) Evaporação

Na evaporação se transmite calor da superfície quente ao líquido que é usado para transformar o estado físico para o gás. A temperatura do líquido, neste processo não varia, ela é igual à temperatura de ebulição, uma temperatura fixa a dada pressão ambiente.


120

Fig. 50. Coeficiente de transmissão de calor α e carga da superfície quente q , na

evaporação de água, em dependência da diferença de temperatura sw TT − , a pressão

atmosférica. wT = Temperatura da parede (quente); sT = temperatura de ebulição do

líquido (água); FQq

= , onde Q é o fluxo de calor e F é a área de troca de calor.

Como mostrado no exemplo da evaporação da água (Fig. 50), o calor transmitido por unidade

de área e tempo, FQq

= ( q também é chamado de "carga da superfície quente") não sobe

de forma linear com a diferença das temperaturas da superfície quente e de ebulição,

sw TTT −=∆ . Em vez disso, a curva )( Tfq ∆= percorre um máximo, para depois cair novamente de maneira acentuada. Um comportamento semelhante mostra a curva

)( Tf ∆=α . Nesta curva, podemos distinguir quatro regiões:

1.Com pequena diferença em temperatura tem-se aquecimento e agitação do líquido, provocados por convecção livre (região A-B).

2.Com diferença de temperatura maior formam-se bolinhas de gás. Começa a formação de bolhas de gás que se torna tão intensa que o efeito agitador destas bolhas em ascensão acelera consideravelmente a transição de calor ao líquido. Aumento drástico de α (B-C).


121

3.As bolhas de gás crescem com uma velocidade maior, suficiente para cobrir grande parte da superfície quente com uma camada isolante de vapor. Esta situação é conhecida como "evaporação de filme instável" (região C-D).

4.A velocidade ascendente das bolhas de gás chega ao limite. Portanto, um aumento da carga da superfície aquecedora a deixa inteiramente coberta com um filme fino de vapor, uma situação conhecida como "evaporação de filme estável", região D-E. Como o coeficiente de transição térmica α em gases é de duas ordens de grandeza menor do que em líquidos, este filme representa uma barreira isolante que acarreta uma velocidade de transporte do calor menor do que no trecho inicial (A-B-C). Por consequência a inclinação das duas curvas nos trechos D-E fica mais baixa.

Os fenômenos mais evidentes durante o processo de aquecimento/evaporação de um líquido sejam apresentados no esquema a seguir. Vamos olhar no exemplo da evaporação da água numa parede vertical. Inicialmente a água está em repouso:

(1) (2) (3)

Fig. 51. Fenômenos durante a evaporação da água

Com uma temperatura da parede Tw < 100 °C temos um Q comparavelmente pequeno (1). Devido ao gradiente térmico na água que está em proximidade à parede estabelece-se uma convecção livre; nesta situação vale:

Nuh

⋅=λ

α e ( )nGrCNu Pr⋅⋅= .

Com uma temperatura da parede Tw logo acima de 100 °C formam-se bolhas de vapor (2). Quando estas se soltam da parede e ascendem dentro da água, elas apóiam e aceleram o movimento da água para cima. Além disso, elas transportam calor que está sendo usado para uma evaporação dentro da fase líquida ( 1

2 2260)( −⋅=∆ kgkJOHHev ). Usa-se a expressão "evaporação por bolhas".


122

Numa temperatura da parede bastante acima de 100 °C forma-se um filme permanente na superfície quente (3). Devido à sua baixa condutividade térmica esse filme funciona como isolante, com o efeito que q e α diminuem. Aqui tem-se "evaporação por filme", uma situação que requer uma alta carga de aquecimento da superfície que geralmente somente for possível via iluminação direta com chama aberta ou via resistências elétricas. Observa-se uma descontinuidade pronunciada da diferença térmica, sw TTT −=∆ , na transição de "evaporação por bolhas" para "evaporação por filme". Portanto, esta forma de evaporação acarreta o perigo de superaquecer a superfície sem querer, que pode levar à destruição do equipamento ("burn out"). A carga térmica crítica da superfície, para o caso de aquecer água, fica em torno de 105 W.m-2.

b) Condensação

Quando um vapor é resfriado indiretamente e a temperatura cai abaixo do ponto de orvalho, forma-se o condensado na superfície que escorre abaixo em forma de gotas macroscópicas. Depende das condições da superfície fria, se a condensação do vapor inicia-se em forma de gotículas ou em filme. Geralmente, tem-se uma superfície umectável na qual a condensação ocorre em filme ininterrupto (ver Fig. 52) que, devido à força gravitacional, escorre para baixo.

Fig. 52. Condensação de vapor numa parede fria vertical.

Em superfícies repelentes, por outro lado, pode ocorrer condensação de gotículas. Neste caso não há barreira frente ao transporte de calor em forma de um filme fechado de líquido. Portanto, os números de transição de calor são cerca de 10 vezes maiores na condensação em gotículas.

Na prática domina a condensação em filme, e este caso foi calculado por Nusselt (1919). Como exemplo pegamos um vapor d´água de escoamento lento que forma um filme numa parede fria da altura H. O filme de água líquida escorre abaixo de modo laminar. Neste caso se acha:


123

25,023

943,0

∆⋅⋅

∆⋅⋅⋅⋅=

TH

Hg ev

η

ρλα .

Nesta, wvapor TTT −=∆ , Hev∆ a entalpia de evaporação da água e λ o coeficiente da

condutividade térmica (ver p. 105).

Em caso de tubos resfriados na posição horizontal o filme líquido escorre da parte superior para baixo e se acumula em forma de gotas, na parte mais baixa do tubo. Para este caso se acha uma equação correspondente, onde a altura H foi reposta pelo diâmetro d do tubo. E em vez do fator 0,943 deve-se usar o fator 0,725.

4.4 Trocadores de calor Aparelhos onde o calor está sendo transferido de um meio para outro, são os chamados trocadores de calor, evaporadores ou condensadores. A quantidade de calor a ser transferida geralmente é dada pelas exigências da operação unitária, igualmente as temperaturas de entrada e de saída, das correntes trocadoras de calor. Para o dimensionamento destes aparelhos deve-se calcular então o coeficiente de transição de calor, α ou kw, e em consequência a área F necessária para trocar o calor.

Atendendo as exigências cada vez maiores de economizar energia, o manuseio racional da energia envolvida ao longo de uma linha de produção e a recuperação de calor via trocadores de calor se tornou cada vez mais importante nos últimas décadas. Portanto, é uma das exigências principais a um processo de ser econômico em energia. Sendo um exemplo o fluxograma mostrado na Fig. 53, que representa uma síntese exotérmica a altas pressões. É evidente que o calor, liberado pela reação e pela compressão, está sendo reaproveitado para o pré-aquecimento da matéria prima.

Fig. 53. Fluxograma simplificado de uma síntese a alta pressão.

Existem principalmente duas formas de direcionar os fluxos dos meios dentro de um trocador de calor: concorrente e contracorrente (ver Fig. 54). Além dessas formas mais aplicadas


124

existem também modelos com condução cruzada e contracorrente-cruzada, especialmente em aparelhos de refrigeração a baixa temperatura.

Fig. 54. Condução das correntes e perfil térmico dentro das tubulações do trocador de

calor: a) operação concorrente b) operação contracorrente.

Nos gráficos da Fig. 54 se evidencia que em operação contracorrente é possível aquecer o meio frio até chegar numa temperatura final que fica até acima da temperatura final do meio aquecedor. Logicamente, isto não é possível em operação concorrente. Podemos concluir que um trocador contracorrente é sempre de vantagem quando a diferença ∆T dos meios transportadores de calor for pequena. O trocador concorrente, por outro lado, torna-se mais importante em casos onde se precisa de um resfriamento mais rápido possível abaixo de uma temperatura crítica, por exemplo, para impedir reações indesejadas ou decomposição térmica, em uma mistura reativa.

A equação fundamental para cálculos de trocadores de calor é:

TFkQ w ∆⋅⋅= .

Nesta, kw é o coeficiente de transição de calor e F a área trocadora, conforme definido na p. 111. A força propulsora para o fluxo de calor é a diferença em temperatura, ∆T. Já que esse valor não fica constante, mas depende caracteristicamente do local dentro do aparelho, podemos afirmar que ∆T é específico conforme o modelo e o tipo de condução das correntezas no trocador de calor. Todavia, achamos uma diferença média em temperatura em forma da média geométrica logarítmica, tanto para o modo concorrente como contracorrente; isto será comprovado mais adiante:

fim

ini

fimini

T

T

TTT

∆

∆

∆−∆=∆

ln,


125

com iniT∆ e fimT∆ sendo as diferenças térmicas entre os dois meios no início e no final da

tubulação do trocador, respectivamente. No caso especial de fimini TT ∆=∆ , isso é possível

somente na condução contracorrente, essa média é iniTT ∆=∆ .

Essas relações importantes sejam deduzidas, no exemplo do trocador de calor concorrente. Assumimos que a troca de calor aconteça exclusivamente na parede separadora entre as duas tubulações (área F) e não tenha perdas de calor para o ambiente. Como ilustrado na Fig. 54 parte a, a temperatura do meio quente cai, do valor inicial T1ini até o valor final T1fim; a temperatura do meio frio sobe do valor inicial T2ini até o valor final T2fim. Certamente é correto afirmar que a quantidade de calor Q1 cedida pela corrente 1 é igual à quantidade de calor Q2 recebida pela corrente 2. O transporte do calor é o resultado da transição através da área de contato. Em forma diferencial podemos escrever:

22,211,121 dTcmdTcmQdQdQd pp ⋅⋅=⋅⋅−=== .

Segue:

1,11

pcm

QddT

⋅−=

e 2,2

2pcm

QddT

⋅=

.

Também vale:

21 TTT −=∆ , com 21 TT > .

Para mudanças infinitamente pequenas segue:

21 dTdTTd −=∆ .

Inserimos nesta as duas expressões para dT1 e dT2 e reorganizamos, obtemos:

Qdcmcm

Tdpp

⋅

⋅+

⋅−=∆

2,21,1

11,

ou seja:


126

⋅+

⋅

∆−=

2,21,1

11

pp cmcm

TdQd

Suponhamos que os fluxos de massa, 1m e 2m , sejam constantes e desconsideremos a

dependência térmica dos calores específicos, 1,pc e 2,pc , então podemos integrar essa equação

sem dificuldades. Feito isso entre os limites ∆Tini e ∆Tfim (sinal negativo), chegamos a:

Qcmcm

TTpp

fimini

⋅

⋅+

⋅=∆−∆

2,21,1

11.

⋅+

⋅

∆−∆=

2,21,1

11

pp

fimini

cmcm

TTQ

.

Também vimos que vale para a transição do calor: TFkQ w ∆⋅⋅= . Passando por uma área infinitamente pequena temos:

TdFkQd w ∆⋅⋅= .

Podemos igualar essa com a expressão acima para Qd e obtemos:

⋅+

⋅

∆−=∆⋅⋅

2,21,1

11

pp

w

cmcm

TdTdFk

.

Separamos as variáveis ∆T e F:

dFkcmcmT

Tdw

pp

⋅⋅

⋅+

⋅−=

∆

∆

2,21,1

11

.

A integração desta nos limites ∆Tini e ∆Tfim fornece:


127

FkcmcmT

Tw

ppfim

ini ⋅⋅

⋅+

⋅=

∆

∆

2,21,1

11ln

.

Nesta equação podemos substituir o termo

⋅+

⋅ 2,21,1

11

pp cmcm , pela diferença ( fimini TT ∆−∆ )

dividida por Q , conforme a relação descrita antes.

Q

TT

T

T

Fkcmcmfimini

fim

ini

wpp

∆−∆=

∆

∆⋅

⋅=

⋅+

⋅ln

111

2,21,1

.

Resolver pelo fluxo de calor:

fim

ini

fiminiw

T

T

TTFkQ

∆

∆

∆−∆⋅⋅=

ln

,

ou simplesmente:

TFkQ w ∆⋅⋅= , quando identificamos ∆T sendo a média logarítmica da diferença em temperatura:

fim

ini

fimini

T

T

TTT

∆

∆

∆−∆=∆

ln, o que queríamos mostrar.

Podemos desenvolver um polinômio de Taylor para o termo logarítmico.

( ) ( ) ( ) ( )nn

axn

afax

afax

afax

afxf −⋅++−⋅

′′+−⋅

′+−⋅=

!)(

.....!2

)(!1

)(!0

)()(

)(210 Série de Taylor 14.

14 Desenvolvida em volta da origem - o que não é possível para ln(x) - essa sequência aparece mais simples, também é conhecida como "Série de McLaurin":

......)0(!3

)0(!2

)0()0()(32

+′′′⋅+′′⋅+′⋅+= fx

fx

fxfxf


128

Para valores 4,1<∆

∆

fim

ini

T

T podemos cortar essa sequência após o termo linear, sem cometer

grande erro. A média logarítmica então se simplifica para:

2fimini TT

T∆−∆

=∆ .

O dimensionamento de um trocador significa, em primeira linha, a determinação da área trocadora F. O procedimento deste cálculo é praticamente o mesmo, com trocadores concorrentes e contracorrentes. Caso a velocidade das correntes for desconhecida, o número de Reynolds não é acessível e então o coeficiente de transição de calor kw somente pode ser determinado por métodos iterativos. Por outro lado, caso conheçamos as condições das correntezas, o número de Reynolds pode ser calculado, e com Re se obtém o número de Nusselt Nu e assim também o coeficiente de transferência de calor, α. A partir de α temos acesso ao coeficiente kw e, finalmente, à área de contato F.

Na Fig. 55 têm-se os esboços dos trocadores mais usados. É evidente que as características vantajosas de cada modelo são:

Dimensões compactas; pequeno espaço necessário para sua instalação.

Grandes áreas F.

Condução vantajosa das correntes, para evitar perdas em pressão excessivas. Isto implica, especialmente, evitar joelhos estreitos, achatamentos e cantos nas tubulações.

Facilidade de limpeza.

Fig. 55. Trocadores de calor: os modelos mais usados na indústria.


129


130

4.5 Transição de calor e Scale-up de bateladas com temperatura controlada

Já inclusos na Fig. 55 são os esboços das bateladas com dispositivos (na maioria dos casos serpentinas) de refrigeração/aquecimento. No projeto de uma batelada com controle térmico temos que respeitar, em primeira linha:


131

O calor que pode ser retirado, Qret, é proporcional à área de refrigeração, Fw (isto é, ~ D²).

O calor que deve ser entregue à mistura reacional, Qprod, é proporcional ao volume da mistura, VR (isto é, ~ D³).

Para o projeto dos fluxos do meio de refrigeração, isto significa:

2~~ DFQ wret

3~~ DVQ Rprod

.

Em consequência, no scale-up a área de refrigeração em relação ao volume de uma batelada sofre uma mudança, na relação:

DV

F

R

w 1~ ,

sempre sob a promessa de manter semelhança geométrica e mesmo conteúdo a ser aquecido/refrigerado. Ao aumentar a batelada, isto é, aumentar o diâmetro D do reator, a área de troca de calor por unidade de volume decresce. Podemos visualizar esta relação no gráfico de Rw VF em função do volume do reator RV :

A partir de certo tamanho do reator devem ser instaladas áreas de refrigeração/aquecimento adicionais - comumente feito em forma de serpentinas, para manter o reator sob controle durante uma reação exotérmica/endotérmica.

A princípio poderíamos também abaixar a temperatura do fluido de refrigeração (ou aumentar a temperatura do aquecedor), ou até mudar o aspecto DH do reator, isto é, construir um reator mais alto e menos espesso. Essas duas medidas, porém, se impedem geralmente, devido aos custos elevados em construção, operação e manutenção do equipamento.


132

Existem os mais diversos critérios a serem obedecidos num scale-up de reatores. Podemos imaginar que para cada um dos casos particulares foram elaboradas regras de scale-up em forma de equações adimensionais contendo os critérios relevantes a esta operação unitária. Não é o objetivo deste texto discutir as diversas formas de reatores com temperatura controlada, mas elucidar os princípios que todos esses cálculos têm em comum. Um parâmetro relevante em qualquer caso é a potência do agitador em relação ao volume do reator, VP . Tipicamente questionamos como a potência relacionada ao volume (também chamada de "potência reduzida"), deve ser mudada para que num scale-up se mantém o mesmo coeficiente de transição de calor, αi, na parede interna da batelada. Vamos dedicar-nos nesse problema um pouco mais detalhado.

A potência necessária de um agitador em geral (quer dizer, independente da sua construção) pode ser calculada, conforme a relação:

53(Re) dnNeP ⋅⋅⋅= ρ ,

na qual ρ é a densidade da mistura (que seja um líquido Newtoneano), n é o número de rotações, d o diâmetro do agitador e Ne o número de Newton (compare p. 68). A potência do agitador é acessível experimentalmente via medições de torque:

DMnP ⋅⋅= π2 , com n = número de rotações e MD = momento angular.

O número adimensional de Newton é relacionado à potência; ele pode depender, além das características construtivas do agitador (ver p. 67), também do modo de fluxo, então Ne = Ne(Re). Essa dependência já foi ilustrada para um agitador de lâminas, na Fig. 33, no contexto do capítulo "Agitação mecânica". As conclusões essenciais são:

1) No regimento laminar o número de Newton é inversamente proporcional ao número de Reynolds, Ne ~ Re-1.

2) No regimento turbulento não há tal dependência, isto é, Ne = const. Isso vale para todos os tipos de agitadores. No entanto, o valor absoluto de Ne na região turbulenta depende fortemente da alocação de chicanas nas paredes da batelada.

O caso bem mais importante na prática é o regimento turbulento. Da equação de Nusselt pode ser derivado para o coeficiente de transição de calor, sob as promessas de Ne = const. e a relação dos diâmetros de agitador e batelada, d/D = const.:

919

2

~−

⋅

D

V

Pα .

Então o coeficiente de transição de calor decresce, mas muito pouco, ao aumentar o diâmetro D do reator. Para um aumento da escala sob a condição α = const., segue com boa aproximação:


133

( )( )

5,0

~

M

G

M

G

D

D

VP

VP

.

Essa relação de scale-up prediz que o aumento do modelo (M) ao equipamento grande (G) é possível quando as potências reduzidas tenham a mesma relação que a raiz da relação dos diâmetros nas duas bateladas.

Para fluxos laminares no reator (Ne ~ Re-1) se obtêm diferentes relações de scale-up, dependendo principalmente do tipo de agitador usado. Para um agitador de âncora, por exemplo, a equação de Nusselt fornece a seguinte dependência para o coeficiente α:

41

~

V

Pα ,

isto é, nenhuma dependência da escala de aumento, representada por D. Escrevemos a condição de scale-up para esse caso:

.constV

P

V

P

GM

=

=

Num aumento da escala o coeficiente de transição de calor não muda, desde que a potência relacionada ao volume for mantida.

Os diferentes critérios de scale-up podem ser ilustrados num diagrama de Penney, onde a

relação das potências reduzidas, no modelo e na edição grande, ( ) ( )MG V

PV

P , é

representada em dependência do fator de aumento na terceira potência (dimensão de volumes), ( )3

MG DD .


134

5 Métodos térmicos de separação Serão apresentados os métodos mais utilizados de separação de misturas, binárias e multicomponentes, na ordem da sua importância industrial:

Destilação,

Retificação,

Lavagem de gases,

Outras operações unitárias envolvendo estágios de transferência de massas que são induzidos por variações da temperatura.

5.1 Destilação e retificação, no contexto dos métodos térmicos de separação

Por enquanto lidamos com problemas de separação de sistemas heterogêneos que apresentam pelo menos duas fases distintas. No entanto, há inúmeras etapas na indústria onde se formam misturas homogêneas. Nestes casos, uma separação puramente mecânica naturalmente falha e devemos levar em consideração métodos térmicos ou combinações de etapas térmicas / mecânicas, para efetuar uma separação em seus compostos puros. Exemplos de importância industrial são:

Fracionamento e refinamento do petróleo.

Separação de frações de aromáticos.

Separação de misturas de gases (produção de O2 e N2, a partir do ar; purificação do ar de exaustão,...)

Purificação do produto a partir de misturas reacionais com reação incompleta (devido ao emprego de um excesso de um reagente, ao estabelecimento de um equilíbrio ou outras insuficiências nas condições reacionais)

Purificação de uma mistura reacional onde houve formação de produtos paralelos.


135

Para resolver essas tarefas temos uma série de métodos térmicos de separação, dos quais os mais importantes são:

Destilação

Retificação (= destilação fracionada)

Extração

Cristalização

Adsorção.

Os critérios na sua escolha são a natureza das substâncias envolvidas, o grau de pureza do produto final, o volume da mistura, os custos de investimento e os custos operacionais, principalmente. Atualmente, a destilação - simples ou fracionada - são os métodos de separação mais aplicados em escala industrial.

Os fundamentos destes métodos são os equilíbrios das fases que podem ser: líquido/vapor (isto é a base da destilação), líquido/sólido (na cristalização), líquido/líquido (isto é, dois líquidos que não se misturam; base para a extração) ou equilíbrios de adsorção. Na destilação então aproveita-se da experiência que a fase dos vapores que se forma através da ebulição de uma fase líquida, tenha uma composição diferente. Observamos que o vapor fica mais rico em componente mais volátil, do que o líquido. Quando separar uma fase gasosa mais rica em componente mais volátil, implica que a fase líquida empobrece neste mesmo componente. Como a evaporação do líquido geralmente é um processo bastante endotérmico, a destilação é um processo altamente energético.

Sob destilação se entende a separação de uma mistura líquida, em uma fração de temperatura de ebulição alta e outra de Teb baixa, através de uma única etapa de evaporação e recondensação. Bons resultados na destilação se esperam somente em casos onde as volatilidades relativas dos componentes são bastante diferentes. Para melhorar o efeito de separação, uma série de várias dessas etapas de evaporação e condensação pode ser executada. O efeito elementar de separação assim se multiplica. Surpreendentemente, essa sequência em transformações das fases pode ser feita em apenas um equipamento, denominado de coluna de retificação. Esta coluna opera em contracorrente, onde os vapores sobem e o líquido resultando da recondensação parcial desce. Vapores e líquidos trocam intensamente calor e matéria ao longo da coluna, enquanto o líquido acumula a parte de Teb alta e os vapores enriquecem em componente de Teb baixo.

5.2 Fundamentos da termodinâmica

5.2.1 Dependência da temperatura de ebulição da pressão externa A pressão de vapor sobre um líquido aumenta rapidamente com a temperatura do ambiente. Enquanto as pressões dos vapores estão abaixo da pressão ambiente (que geralmente é exercida pelo ar, se não por gases estranhos) o líquido volatiliza-se aos poucos até saturar o ambiente com seu vapor próprio. Quando a pressão de vapor do líquido chega a igualar-se com a pressão ambiente, temos o fenômeno de ebulição do líquido. Este fenômeno se percebe quando bolinhas de vapor começam a formar-se, não só na superfície, mas também no interior do líquido. Sendo assim, podemos afirmar que a água fervendo na panela tenha uma pressão de vapor de 101,3 kPa. Se estivermos no topo de uma alta montanha a fervura da água certamente ocorreria a uma pressão mais baixa, ou seja, a uma temperatura mais baixa do que 100 °C.


136

A relação entre temperatura e pressão de vapor é dada pela relação de Clausius-Clapeyron:

2

ln evHd p

dT RT

∆= , Clausius-Clapeyron

com p = pressão de vapor sobre o líquido, T = temperatura absoluta em K, ev H∆ = entalpia de evaporação (= energia que se gasta para transformar 1 mol do líquido em gás), R = constante de gás = 8,31 J⋅mol-1⋅K-1 = 1,98 L⋅atm⋅K-1.

Então, a pressão de vapor aumenta exponencialmente ao aumentar a temperatura. Com que facilidade certo líquido evapora, isso depende das forças coesivas intermoleculares que se exprime na sua entalpia de evaporação.

Em muitas situações estamos menos interessados em calcular a variação na pressão de vapor ao mudar a temperatura, mas queremos saber uma relação entre pressão atual e temperatura atual. Para este fim temos que integrar a relação de Clausius-Clapeyron:

ln evHp C

RT

∆= − +

(C = constante de integração. Nesta equação consideramos a entalpia sendo independente da temperatura. Uma medição exata, porém, revela uma leve dependência térmica conhecida como lei de Kirchhoff.)

Quando colocamos a pressão em escala logarítmica na ordenada e o inverso da temperatura na

abscissa, então deveríamos obter uma reta com inclinação de R

Hev∆− , compare gráfico no

anexo (p. 213). A entalpia de evaporação é contida na inclinação. O valor prático deste gráfico: quando conhecemos aproximadamente o valor da entalpia de evaporação ev H∆ de um líquido desconhecido e percebemos que seja um valor não muito diferente a um líquido referido no gráfico, então podemos predizer sua pressão de vapor a qualquer temperatura. Também temos uma orientação na escolha da pressão externa (por exemplo, um leve vácuo) e podemos predizer a temperatura de ebulição do líquido. Em geral vale: substâncias com semelhança química têm valores ev H∆ semelhantes.

Mais grosseira ainda é a estimação da temperatura de ebulição através da seguinte regra:

Uma redução da pressão pela metade deixa cair a temperatura de ebulição por 15 °. Sendo assim, um líquido de Teb = 180°C a pressão ambiente (≈ 100 kPa) iria ebulir a 165 °C sob 50 kPa; iria ebulir a 150 °C sob 25 kPa.

No laboratório, isto é, em pequena escala, usamos com sucesso a trompa de vácuo, para estabelecer um vácuo de até 2 kPa - dependendo da pressão e temperatura da água da torneira (por que a temperatura da água é importante?). Embora de este equipamento de vácuo tenha o custo de investimento e manutenção bastante baixo, sua operação não é sem problema.


137

Lembra-se do alto consumo de água ao usar este equipamento. É 1 L de água a cada 0,6 L de gás transportado, e na média são 8 a 10 litros de água tratada por minuto que a gente gasta durante seu funcionamento.

Classificação das pressões reduzidas:

Vácuo grosso: 0,1 a 100 kPa (1 a 760 Torr) Vácuo fino: 10-4 a 10-1 kPa (0,001 a 1 Torr) Vácuo alto: < 10-4 kPa (<10-3 Torr)

Qual seria a vantagem de executar uma destilação a vácuo?

Obviamente se gasta menos energia para gerar calor, pois a evaporação ocorre a temperaturas mais baixas. A maior vantagem, porém, é o fato de que o produto a ser purificado por destilação não sofre decomposição térmica. Especialmente em líquidos de pontos de ebulição muito altos (200 °C ou mais) se corre o perigo de quebrar ligações intramoleculares, antes de romper as ligações intermoleculares. A consequência seria a mudança na estrutura química do produto - o que sempre é indesejável. A substância se decompõe (estraga) antes de ebulir. Aplicar uma pressão reduzida permite então a purificação por destilação, sob condições mais brandas.

5.2.2 Misturas binárias ideais A mistura binária ideal de dois líquidos representa o sistema mais simples para se estudar o comportamento durante a evaporação. "Binária" significa que temos que considerar apenas dois componentes, A e B; a condição do "ideal" é satisfeita quando na fase líquida as forças atrativas entre as moléculas de um componente são iguais às forças entre moléculas diferentes: )()()( BAfBBfAAf −=−=− . Além disso, os vapores do sistema ideal devem comportar-se igual a gases ideais. Daí valem as leis de Raoult e de Dalton sobre quaisquer concentrações dos componentes.

É conveniente definir os seguintes símbolos:

1. A pressão de vapor gerada pelo componente mais volátil seja 01p , a pressão sobre o

componente mais pesado seja 02p .

2. A composição da fase de vapor e também da fase líquida sempre seja exprimida em termos de fração molar do componente mais volátil, então do componente 1:

x = fração molar de 1 na fase líquida

y = fração molar de 1 na fase gasosa.

Com essas definições podemos escrever a lei de Raoult na seguinte forma:

xpp ⋅= 011

( )xpp −⋅= 1022 Lei de Raoult.

Em palavras: a pressão parcial de cada componente é proporcional à pressão sobre o líquido puro, vezes a fração molar do componente na mistura líquida.


138

A adição destas duas expressões é conhecida como lei de Dalton: a pressão total dos vapores p se dá aditivamente das pressões parciais pi.

Resulta a equação para a curva de ebulição, )(xfp = :

)1(02

0121 xpxpppp −⋅+⋅=+= Lei de Dalton.

Essa curva descreve a dependência da pressão total dos vapores, p, da composição do líquido x, à temperatura constante.

Caso se conhece, por outro lado, a composição da fase gasosa (y), as pressões parciais pi podem ser calculadas a partir da pressão total p e da fração molar do devido componente:

ypp ⋅=1

( )ypp −⋅= 12 .

Com essas novas formulações da lei de Raoult temos acesso à curva de condensação, )( yfp = , que descreve a pressão total dos vapores em função da composição da fase gasosa.

Combinando as equações acima:

101

=⋅

⋅

xp

yp e 1

)1(

)1(02

=−⋅

−⋅

xp

yp

Resolver pela composição do líquido:

xyp

p=⋅

01

e )1()1(

02

xp

yp−=

−⋅.

Ao adicionarmos essas conseguimos eliminar os termos em x:

1)1()1(

02

01

=−+=−⋅

+⋅ xxp

ypy

p

p.

Resolver pela pressão total fornece a equação da curva de condensação:


139

02

01

)1(1

p

y

p

yp

−+

= . Curva de condensação.

A representação da curva de ebulição, da curva de condensação e da relação de Raoult é possível num diagrama p vs. (x,y) que é largamente conhecido como diagrama da pressão de vapor isotérmico. A Fig. 56 mostra o desenvolvimento das pressões dos vapores sobre os líquidos puros, benzeno e tolueno, conforme calculado pela fórmula de Clausius-Clapeyron (p. 135), no gráfico à esquerda. À direita está referido o comportamento da mistura destes líquidos, a 150 °C. Este sistema podemos então considerar sendo ideal (outro exemplo: N2/O2).

Fig. 56. As curvas de pressões parciais e o relacionado diagrama da pressão de vapor

isotérmico, para a mistura benzeno-tolueno.

Na prática, porém, as destilações raras vezes são feitas de maneira isotérmica. Muito mais comum é a condução isóbara, ou seja, a pressão constante. Portanto, devemos respeitar as curvas de temperatura para dp = 0:

)(xfTS = Curva de ebulição e )(yfTS = Curva de condensação.

A representação gráfica destas curvas no diagrama TS - x,y se conhece como diagrama isóbaro de ebulição, ver Fig. 57. Notamos duas diferenças deste diagrama, em comparação ao diagrama da pressão de vapor isotérmico:

1. O componente cuja pressão de vapor é mais alta ( 01p = componente mais volátil) se

destaca por ter a temperatura de ebulição ST1 mais baixa.

2. No diagrama de ebulição a curva de condensação fica acima da curva de ebulição, então invertida ao diagrama da Fig. 56.


140

Fig. 57. Diagrama isóbaro de ebulição de uma mistura binária ideal.

Os dados experimentais para sua construção se obtêm ao medir a temperatura de ebulição ( )(xfTS = ) e a composição da fase gasosa ( )(yfTS = ), para misturas líquidas de várias composições. Importante é que isto seja feito em um sistema fechado e sob condições que garantam o equilíbrio entre as fases. Em misturas ideais a curva de ebulição também acessível via cálculo, das curvas de pressão para as curvas de temperatura, desde que a dependência térmica de p1 e p2 seja conhecida.

Além do diagrama de ebulição, mostrou-se bastante útil o diagrama das fases x - y, na interpretação dos processos de destilação (ver Fig. 58). Neste, a pressão é mantida constante, em concordância com a situação mais realizada. Este diagrama tem apenas uma curva de equilíbrio, uma hipérbola, que indica a composição da fase gasosa y em dependência da composição da fase líquida x.

Fig. 58. Diagrama isóbaro de ebulição de uma mistura binária ideal.

Atenção: a temperatura muda ao longo desta hipérbola! O diagrama das fases será a base para o método de McCabe-Thiele (ver p. 154) com que dimensionaremos o equipamento da


141

retificação. A Fig. 58 ainda contém a diagonal, y = x, por sua vez uma linha auxiliar bastante útil, por dois motivos:

1. Destaca o caso onde os dois componentes tenham a mesma pressão de vapor, ou seja, onde a volatilidade relativa (ver definição abaixo) α = 1. Neste caso, a mistura binária não pode ser separada por meio de destilações.

2. A diagonal representa o caso que a fase gasosa tenha a mesma composição que a fase líquida. Como veremos adiante, isto é a situação ideal que se visa em cada prato, dentro da coluna de retificação.

A representação matemática desta curva de equilíbrio é:

x

x

y

y

−⋅=

− 11α ⇒

( ) x

xy

⋅−+

⋅=

11 α

α.

α é a chamada volatilidade relativa, definida por 02

01 pp=α . Pressupomos que o valor de α

seja constante - o que é aproximadamente dado em misturas ideais. Em misturas reais, por outro lado, percebe-se uma dependência de α, tanto da composição x como da temperatura.

É possível testar se a constância de α é uma estimativa legítima: ao comparar a volatilidade relativa perto de 0% e perto de 100% de x. Caso esses valores sejam bem semelhantes, α pode ser considerado constante e a equação dada acima pode ser usada para calcular o diagrama x - y. As volatilidades relativas se acham em numerosas obras de referência, para um grande número de misturas binárias. A Tab. 17 contém uma pequena seleção destas.

Tab. 17. Pontos de ebulição e as volatilidades relativas de líquidos em misturas binárias, a pressão atmosférica (T em °C).

Mistura ST1 0

201 pp=α ST2 0

201 pp=α

Benzeno - Dicloroetileno

Benzeno - Tolueno

Cloreto de n-butila - brometo de n-butila

Clorofórmio - CCl4

Etanol - Isopropanol

Etanol - n-propanol

Cloreto de etila - Brometo de etila

Éter dietílico - Benzeno

Dibrometo de etileno - Dibrometo de propileno

Dicloreto de etileno - Tricloroetano

n-heptano - metilciclohexano

n-hexano - n-heptano

Metanol - Etanol

Metanol - Isobutanol

80,1

80,1

77,5

61,1

78,3

78,3

12,5

34,6

131,7

83,5

98,4

69,0

64,7

64,7

1,113

2,61

2,08

1,71

1,18

2,18

3,23

5,16

1,30

2,52

1,058

2,613

1,73

6,1

83,5

110,7

101,6

76,6

82,3

97,2

38,4

80,2

141,5

113,7

100,3

98,4

78,1

107,5

1,109

2,315

1,87

1,60

1,17

2,03

2,79

3,95

1,30

2,33

1,056

2,33

1,64

4,4


142

Metanol - Propanol

Metilacetona - Etilacetona

Fenol - o-cresol

fenol - m-cresol

Tolueno - Cloreto de benzila

Tolueno - Clorotolueno

Água - Etilenoglicol (a 200 mbar)

Água - Glicerina (a 66,8 mbar)

64,7

56,8

181,2

181,2

110,7

110,7

60,1

38,1

3,89

2,036

1,30

1,768

7,75

4,76

98,0

76400

97,2

77,1

190,6

201,5

178,0

162,0

150,2

202,0

3,15

1,923

1,275

1,699

4,45

3,65

21,0

244

5.2.3 Misturas binárias não ideais Podemos esperar um comportamento não ideal quando as forças entre as moléculas do componente A são diferentes das forças entre A e B. Podemos diferenciar dois casos:

a) As forças entre moléculas iguais são maiores do que entre moléculas desiguais. Daí observamos um desvio negativo da lei de Raoult e então uma depressão da pressão dos vapores.

b) As forças entre moléculas desiguais são maiores do que entre moléculas A-A ou B-B. Daí observamos um desvio positivo da lei de Raoult e então um aumento da pressão dos vapores acima do sistema ideal.

Podemos visualizar esses desvios da idealidade, nos diagramas de pressão dos vapores isotérmicos (Fig. 59). Em casos de desvios mais pronunciados podem formar-se até extrema nas curvas de pressão de vapor. Esses pontos extremos são chamados de misturas azeotrópicas. Elas representam um problema especial porque não podem ser separadas por procedimentos simples ou destilações repetidas (métodos térmicos da sua separação, ver p. 161 em seguida).


143

Fig. 59. Diagramas de pressão de vapor de misturas não ideais: (a) e (b): desvio

negativo; (c) e (d): desvio positivo da Lei de Raoult. As linhas pontilhadas representam comportamento ideal. Nas misturas (b) e (d) forma-se uma mistura azeotrópica, com pressão de vapor mínimo e máximo, respectivamente.


144

Mistura ideal Pressão de vapor mostra um mínimo

Pressão de vapor mostra um máximo

As forças entre todas as moléculas são iguais.

Vale Raoult:

A A Ap P x= ⋅ e B B Bp P x= ⋅

Exemplos:

D2O / H2O; Benzeno / Tolueno;

O2 (l) / N2 (l)

As atrações Van der Waals A - B são maiores do que entre A - A e B - B

(efeito atraente).

A A Ap P x< ⋅ e B B Bp P x< ⋅

Exemplos:

Acetona / Clorofórmio; HCl / H2O

As atrações Van der Waals A - B são menores do que entre A - A e B - B

(efeito repelente).

A A Ap P x> ⋅ e B B Bp P x> ⋅

Exemplos:

Acetona / CS2; Piridina / H2O; Etanol / Heptano; Etanol / H2O.

Fig. 60. Comparação dos diagramas de pressão de vapor, diagramas de destilação e

diagramas das fases, para sistemas ideais e não ideais.

Outros exemplos típicos para sistemas com azeotrópico:

a) Azeotrópicos em sistemas de componentes atraentes

(= pressão de vapor mínimo = temperatura de ebulição máxima):

HNO3 / H2O, H2SO4 / H2O.

b) Azeotrópicos em sistemas de componentes repelentes

(= pressão de vapor máximo = temperatura de ebulição mínima):

Etanol / H2O, Benzeno / Cicloexano, Propanol / H2O.


145

Tab. 18. Misturas azeotrópicas frequentemente encontradas no laboratório.

5.3 Destilação simples A destilação simples é geralmente um processo descontínuo, mas pode ser feito também de modo contínuo. O esquema de uma destilação simples é dado na Fig. 61, que consiste basicamente do balão do fundo e um condensador. Os vapores que sobem do balão do fundo entram no condensador onde são liquefeitos. Isto implica que não tem retorno dos vapores, para o balão do fundo. Portanto, este método também se conhece como "destilação de via única". Os condensados são recolhidos, geralmente em várias frações, nos recipientes apropriados.

Fig. 61. Esquema de uma destilação simples (= destilação de via única)

A representação deste processo no diagrama de ebulição é dada na Fig. 62, junto ao diagrama das fases líquido-gasoso que, neste caso, pode ser identificado como diagrama [composições do líquido no balão do fundo] vs. [líquido no recipiente do destilado].


146

O líquido em ebulição tenha a composição x1. A fase gasosa produzida a partir deste líquido tem a composição y1. A primeira gota de destilado tem, portanto, a composição y1 = xD. A diferença xD-x1 representa o máximo efeito de separação elementar que pode ser atingido sob dada pressão. Ao decorrer do processo de destilação, não só a quantidade do líquido no balão do fundo decresce, mas também a porcentagem do componente mais volátil neste líquido cai continuamente. Em consequência, a porcentagem do componente mais volátil decresce também no destilado. E para dar continuidade do processo é preciso um aumento da temperatura operacional.

O final do processo é dado pelo ponto de ebulição do componente mais pesado, T2S. Neste ponto a fase líquida e a gasosa têm a mesma composição, a saber, é o puro componente pesado. Isso seria o caso na última gota de líquido no balão do fundo. Neste momento a composição do produto da destilação seria idêntica com a composição da mistura original, ou seja, a mistura foi completamente transferida para o outro lado da destila. Como isso não faz sentido, todo processo destilativo deve ser interrompido antes de chegar à secura do balão do fundo. Na prática de um alambique, por exemplo, se encerra o processo quando o grau alcoólico dos vapores cai abaixo de 30 °. Mesmo que o pé de cuba contenha ainda bastante álcool não vale a pena continuar a destilação, pois o aumento do volume do destilado se compra com uma queda drástica na qualidade do produto.

Fig. 62. Destilação simples e descontínua: diagrama de ebulição e diagrama das fases

em equilíbrio.

Resumindo:

O efeito separador numa destilação simples é limitado, ou seja, separações completas são impossíveis. Em geral, uma destilação simples somente deve ser levada em consideração quando a mistura tem componentes de volatilidade bastante distantes (= diagrama das fases com curvas bastante barrigudas, ver Fig. 62). Vale a regra geral que os pontos de ebulição T1S e T2S devem diferir em pelo menos 80 °C.

5.4 Retificação Para a maioria das tarefas de separação o efeito elementar da destilação simples não é satisfatório; o destilado não pode ser obtido em grau de pureza suficiente. O processo de separação deve ser repetido com o destilado, se for preciso, várias vezes. Daí o efeito elementar da separação se multiplica. Por conveniência isto é feito em uma coluna de retificação, onde há fluxos contracorrentes entre os vapores (subindo) e o líquido resultante


147

dos vapores (descendo). Daí, em diferentes alturas da coluna, chamadas de pratos, o equilíbrio da evaporação pode se restabelecer. O efeito elementar da separação (que depende da volatilidade α) se repete em cada prato. O efeito total da separação, portanto, é proporcional a αn, onde n é o número de pratos da coluna.

x

x

y

y n

−⋅=

− 11α

Fig. 63. Determinação do número mínimo de pratos, em dependência da diferença das

temperaturas de ebulição dos componentes 50:50 (= volatilidade relativa). Parâmetros: grau de pureza do destilado: 90%, 99% e 99,9%.

Na Fig. 64a é mostrado o princípio da coluna de retificação em operação contínua. Fig. 64b mostra a construção da coluna na prática. Como veremos abaixo, a coluna pode ter pratos reais (Fig. 73) ou um recheio de corpos irregulares com grande superfície (ver Fig. 74 na p. 160). No fundo encontra-se um evaporador, na cabeça um condensador. Devido ao elevado peso do equipamento, porém, o condensador da cabeça é instalado num console mais abaixo e o líquido depois bombeado acima, para estabelecer o refluxo. Geralmente, a retificação é um processo contínuo. Daí a mistura líquida a ser separada é alimentada na meia altura, entre a cabeça e o fundo. Na maioria das vezes a alimentação desta mistura (do ingês: feed) ocorre naquele prato onde a composição dos vapores recondensados têm a mesma composição que a mistura original. Além disso, o líquido é alimentado perto do seu ponto de ebulição, para não interferir no balanço térmico ao longo da coluna. O feed separa a coluna, formalmente, em uma parte enriquecedora junto à cabeça (também chamada de parte de absorção) e uma parte de esgotamento junto ao fundo.

Na parte enriquecedora o componente mais pesado é extraído dos vapores em ascensão, pelo líquido que está em movimento para baixo. Na parte do esgotamento o componente mais leve está levado em grande parte para cima, junto aos vapores que sobem. A contracorrente é induzida na cabeça, pela condensação total dos vapores que chegam até lá. Uma parte deste líquido está redirecionada à coluna onde reflui, a outra parte é tirada como produto de cabeça. O mesmo acontece no fundo: uma parte é re-evaporada e induzida à coluna, a outra parte é retirada como produto do fundo.


148

(a) (b)

(c) (d)

Fig. 64. Representações da retificação em operação contínua: a) Esquema de P&ID (Piping and Instrumentation Diagram) b) Esboço funcional c) Equipamento de escala técnica d) Equipamento de escala industrial.

5.5 Balanço de uma coluna de retificação em operação contínua Por ser mais ilustrativo, vamos considerar neste cálculo uma coluna equipada com pratos, e vamos supor que em cada um destes pratos se estabilize o equilíbrio termodinâmico (troca de matéria e troca de calor, entre fase líquida e gasosa), daí se fala de um "prato ideal". Implica


149

que o número dos pratos calculados é igual o número dos pratos que se precisa na execução da retificação.

O objetivo do nosso balanço é visualizar a separação de uma mistura de líquidos em um diagrama das fases e a base deste gráfico determinar o número de pratos que se precisa para uma dada tarefa separativa. Provou-se mais fácil fazer esse cálculo para uma mistura binária, em processo de destilação contínua, com as seguintes idealizações:

1. A coluna trabalhe de maneira adiabática. Isso implica que não se precisa balancear o calor, mas apenas as massas e composições.

2. O equilíbrio entre as fases seja completa, em cada um dos pratos.

3. As entalpias de evaporação, Hev∆ , dos dois componentes sejam aproximadamente iguais e independentes de temperatura T e composição x.

4. Os fluxos de vapor e líquido sejam constantes, tanto na parte de enriquecimento quanto no esgotamento.

5. A alimentação ("feed") da mistura de composição xF seja injetada em ebulição, na altura daquele prato onde o líquido refluxando tenha a mesma composição.

6. Não hajam perdas em pressão ao longo da coluna.

Vamos familiarizar-nos com os fluxos de matéria dentro da coluna:

dt

dnn F

F = = fluxo de material do feed;

dt

dnn P

P = = fluxo do produto leve que é retirada na cabeça;

dt

dnn S

S = = fluxo do produto pesado que é retirada no fundo.

Suas composições são xF, yP (= xP) e xS, respectivamente.

Os fluxos dos vapores e dos líquidos em contracorrente:

Dn (do vapor) e Ln (do líquido), na parte do enriquecimento; suas composições sejam y e x, respectivamente.

′Dn e ′

Ln na parte do esgotamento; suas composições sejam y´ e x´, respectivamente.


150

Fig. 65. Envelope dos balanços feitos acerca da coluna de retificação (operação

contínua).

Além destas grandezas, se mostrou confortável na hora do balanço introduzir as seguintes grandezas de processo:

Taxa de refluxo: P

L

n

nv

=

Taxa de re-evaporação: S

L

n

nv

´´=

Taxa de retirada: P

S

n

nS

= (quantidades de produto, retiradas no fundo e na cabeça, resp.).

Criamos a seguir três envelopes de balanço, conforme mostrado no seguinte gráfico.


151

1) Balanço da coluna inteira:

Fluxos em total: SPF nnn +=

Usando a taxa de retirada, podemos escrever:

( )Snn PF +⋅= 1 .

O balanço dos componentes (sempre olhando no componente mais leve):

SSPPFF xnynxn ⋅+⋅=⋅ .

Junto ao balanço acima obtemos:

S

xSyx SP

F+

⋅+=

1.

2) Balanço da parte de enriquecimento:

Fluxos: LPD nnn += .

Aproveitando da taxa de refluxo:

1+=

v

nn D

P

.

O balanço dos componentes:


152

xnynyn LPPD ⋅+⋅=⋅ .

Resolver por y, introduzir a taxa de refluxo (v) e o balanço total conforme derivado na parte 1 acima:

11 ++⋅

+=

v

yx

v

vy P

Essa é a equação de uma reta, no diagrama x vs. y, com a inclinação 1+v

v e a intersecção

1+v

yP com a ordenada. Vamos chamá-la de reta de trabalho do enriquecimento.

3) Balanço da parte de esgotamento:

Fluxos: ´´´ SDL nnn += .

Aproveitando da taxa de re-evaporação:

1´´

−=

v

nn D

S

.

O balanço dos componentes:

SSDL xnynxn ⋅+⋅=⋅ ´´´´ .

Resolver por y´, introduzir a taxa de re-evaporação (v´) e usando o balanço total conforme parte 1 acima:

1´´

1´´

´−

−⋅−

=v

xx

v

vy S

Essa é a equação da "reta de trabalho do esgotamento".

4) Considerações sobre o ponto do feed:

Através do feed (= líquido perto do ponto de ebulição) os fluxos na parte de esgotamento e enriquecimento se desigualam: DD nn ≠´ e LL nn ≠´ . O que facilita os cálculos é a escolha certa do ponto de feed: na altura do prato onde o líquido tenha a mesma composição. Aliás, isso é a forma de alimentação mais praticada, na indústria petroquímica.

O balanço nesta altura da coluna fornece:

SF

FP

xx

xx

v

vS

−

−=

−

+=

1´1

.


153

( ) ( )PFPSFS xxnxxn −⋅−=−⋅ .

Mais próxima a composição do feed à composição do produto retirado na cabeça da coluna, menor quantidade de produto precisa ser retirada na cabeça, para manter o equilíbrio com o produto do fundo.

Para as demais formas de alimantação pode-se usar essa mesma equação, ampliada por um fator de correção f que pode ser determinado através de um balanço entálpico.

A representação das retas de trabalho no diagrama das fases leva ao Diagrama de McCabe-

Thiele. A área entre essas retas e a hipérbole do equilíbrio líquido-gasoso do sistema binário, pode ser usada para a determinação do número de pratos que se precisam para chegar a um determinado grau de pureza.

Fig. 66. Construção das retas de trabalho, segundo McCabe-Thiele.

Observamos que a reta de enriquecimento tem uma inclinação inferior à diagonal, quando a taxa de refluxo v tenha um valor finito. Ela corte a diagonal, no ponto da composição da

cabeça, Pxx = , ou seja, em Pyy = . O trecho de interseção na ordenada é 1+v

yP , isto é,

depende da composição do produto de cabeça ( Py , dada pelas exigências da fábrica) e da taxa de refluxo (v, a ser escolhido pelo operador da coluna).

Ao interromper a alimentação e fechar as saídas dos produtos, a taxa de refluxo torna-se

infinita ( ∞→v , então 11

→+v

v e 0

1→

+v

yP ), isto é, a reta de enriquecimento torna-se

idêntica com a diagonal.


154

A reta de trabalho do esgotamento se evidencia mais íngreme do que a diagonal. Ela a corta

no ponto da composição do balão do fundo, xS. O trecho na ordenada é de 1´−v

yS e depende,

além da composição prescrita yS, da taxa de re-evaporação, v´.

Interessante é que o ponto de secção das duas retas de trabalho fica exatamente em Fxx = , ou seja, coincide com a composição do feed (que deve ser em ebulição, como já dito!).

5.5.1 Determinação do número de pratos teóricos, segundo o método de McCabe-Thiele

O método de McCabe-Thiele se baseia no gráfico deduzido acima e tem por objetivo determinar o número necessário de pratos, nteor, para dada tarefa de separação. Na prática se precisam sempre mais pratos do que nteor, devido às insuficiências nas trocas de matéria gasosa-líquida, nos pratos reais. O valor nteor deve ser visto, portanto, como valor mínimo necessário.

A confecção do diagrama de McCabe-Thiele precisa da curva de equilíbrio (dados experimentais ou calculadas) e as retas de trabalho, tanto a de enriquecimento como a de esgotamento.

Pegamos um ponto na curva de equilíbrio. Quando tirar uma reta horizontal pode-se alcançar uma reta de trabalho. Neste ponto fazemos leitura da composição da fase líquida, no próximo prato mais alto. Essa leitura fazemos, consequentemente, no eixo x. A partir deste ponto podemos tirar uma reta vertical (isto é, paralela ao eixo y). Daí cruzamos em certo ponto a curva de equilíbrio. Neste ponto podemos fazer leitura da composição dos vapores que sobem, a partir do prato em questão. Essa leitura fazemos, consequentemente, no eixo y.

O ponto de partida, para estimarmos o número necessário de pratos, nteor, é x = xS, que se encontra em cima da diagonal. (Lembre-se que este ponto representa a composição do líquido retirado no fundo da coluna.) A partir deste ponto procuramos a composição dos vapores que sobem até o primeiro prato (cruzamento da vertical com a curva de equilíbrio). A partir deste vapor, yS, podemos condensar um líquido no primeiro prato da composição x1 - basta tirar uma horizontal com o ponto xS/yS e procurar o cruzamento com a reta de trabalho (no caso, a reta de esgotamento). Os vapores que sobem do prato 1 têm a composição y1, conforme ilustrado no próximo gráfico:


155

Fig. 67. Determinação gráfica do número de pratos necessário, segundo McCabe-

Thiele.

Finalmente, criamos uma escada que vai até a composição da cabeça, xP. A horizontal mais alta neste desenho representa a composição dos vapores que sobem do prato mais alto (y12) e entram no condensador onde se transformam em um líquido da mesma composição, y12 = yP

= xP. A leitura do destilado xP se dá então da secção entre a horizontal e a diagonal do gráfico. A contagem dos degraus (sem o fundo S) fornece o número mínimo de pratos que se precisa, para alcançar dada pureza, aplicando uma taxa de refluxo v e taxa de re-evaporação v´. Em nosso exemplo a escada termina por acaso exatamente na composição do destilado. Em casos contrários, então deve-se acrescentar mais um degrau, para chegar logo acima do ponto xP.

Em nosso exemplo acima o feed deve ser injetado entre o prato 5 e 6, enquanto a parte do esgotamento requer cerca de 5 1/2 pratos e a parte do enriquecimento cerca de 7 1/2 pratos.

5.5.2 Número mínimo de pratos e taxa mínima de refluxo A solução gráfica do nosso problema deixa claro que o número de pratos depende da taxa de refluxo e, acoplado nesta, da taxa de re-evaporação, também. Para o dimensionamento e o controle do processo da retificação é de importância qual a combinação, taxa de refluxo e número de pratos, mais econômica. As margens dentro da qual o engenheiro toma decisão, são dadas pelo número mínimo de pratos de um lado e pela taxa mínima de refluxo no outro lado.

Quais são os parâmetros fixos ou exigidos pela fábrica? Além da curvatura da hipérbole (que depende da volatilidade relativa dos componentes da mistura), isto são a composição xF do Feed, mas também a pureza do destilado, yP, e da fração pesada, xS. A partir do balanço da coluna toda pode-se verificar que com esses parâmetros o fluxo no produto da cabeça, Pn , e a


156

taxa de partição ou taxa de retirada, P

S

n

nS

= , são definidos, também. Para tal situação existe

um número mínimo de pratos, nmin, que se precisa quando a taxa de refluxo fica infinita, ou seja, e o fluxo Fn do Feed é zero. A leitura de nmin se faz entre a curva de equilíbrio e a diagonal,, entre xS e xP.

Fig. 68. Determinação do número mínimo de pratos, segundo McCabe-Thiele,

aplicando uma taxa de reflixo infinita (v = ∞). Dados os valores de xS e xP.

Por outro lado, a taxa de refluxo mínima, vmin, se obtém com uma reta de enriquecimento mais rasa possível. Isto é o caso quando ela corta a curva de equilíbrio em xF e a diagonal em xP. A parte do esgotamento se dispensa neste caso. Só que neste caso a coluna iria precisar um número infinito de pratos teóricos - uma situação tão pouco realística quanto a do número mínimo de pratos.


157

Fig. 69. Determinação da taxa mínima de refluxo, vmin de uma coluna, aplicando um

número infinito de pratos (n = ∞).

A decisão do engenheiro vai ser em um ponto da curva a seguir (que descreve a relação recíproca de nteor e v):

Fig. 70. Relação funcional, entre o número de pratos teóricos nteor , e a taxa de refluxo

v, de uma coluna de retificação contínua.

Na prática dominam os aspectos econômicos. Muitos pratos significam altos custos de investimento na construção da coluna e baixos custos de operação. Alta taxa de refluxo significa baixos custos de investimento, mas altos custos de operação. Deve-se então procurar o ponto mínimo na curva de custos totais - que é a soma das duas.


158

Fig. 71. Custos de investimento, operação e custo total, de uma coluna de retficação,

em função da taxa de refluxo , v, e do número de pratos, n.

A experiência mostra que vopt fica entre 2 e 10 vezes o valor de vmin.

5.5.3 Pratos reais e o fator de eficácia Na prática não se consegue um equilíbrio total entre a fase gasosa e líquida, em nenhum dos pratos. Este fato deve ser levado em consideração no planejamento da coluna. Equilíbrio não é atingido devido ao curto tempo de contato entre vapor e líquido. Neste curto período o líquido na proximidade da bolinha de gás tem uma outra concentração (mais rico em composto mais volátil), do que em outro local longe das bolhas. Um prato onde se tem este tipo de gradiente local em concentração se chama, portanto, prato real.

A insuficiência em equilíbrio pode ser respeito por um fator de eficácia, ηS (coeficiente de Murphree). Pode-se postular se a resistência contra o transporte da matéria for dentro do vapor ou dentro do líquido. Seja ela maior na fase do vapor, podemos definir o fator de eficácia em termos de y:

11,

1 ≤−

−=

−

−

neqn

nnS yy

yyη .

O fator de eficácia é a relação entre as mudanças real e ideal em composição, quando comparamos um prato com o seu prato vizinho abaixo.

O problema é que o fator de eficácia varia ao longo da coluna e, portanto, ao longo da curva de equilíbrio no diagrama das fases. Afinal, o fator ηS depende do tipo de prato, das condições de operação da coluna e, lógico, das propriedades físicas das fases em contato.

Um cálculo aproximado do número de pratos reais às vezes é possível através de um fator que representa a média dos fatores ηS,n de todos pratos:

m

teornn

η= , com mη = fator de eficácia média.


159

O uso do fator médio pode levar a graves desvios, especialmente quando acurva de equilíbrio e a reta de trabalho tenham inclinações bastante diferentes. Neste caso é aconselhado usar uma curva de pseudo-equilíbrio, conforme mostrado no próximo gráfico:

Fig. 72. Diagrama de McCabe-Thiele para uma coluna com pratos reais.

5.6 Equipamentos de retificação Além da coluna de refluxo um aparelho de retificação sempre tem um condensador e um evaporador, para estabelecer a mudança das fases na cabeça e no balão do fundo, respectivamente. Também acompanham trocadores de calor com finalidade de aquecer o feed e resfriar os produtos separados. Depende da construção do interior da coluna, podemos classificar como coluna com pratos ou recheios. Na primeira categoria encaixam os pratos com borbulhadores de sino e pratos retos com perfurações, enquanto o último tipo de coluna é empacotado com pequenos corpos de recheio de grande superfície e curvatura típica.

Fig. 73. Diferentes construções de pratos em colunas de retificação, em comparação à

coluna com um leito de corpos de recheio.


160

Pratos de borbulhadores e pratos perfurados têm o mesmo objetivo: os vapores devem atravessar o líquido (regulado a poucos centímetros de altura em cada prato) de maneira mais fina, sem causar ao mesmo tempo grande resistência ao longo do seu caminho para cima. Cada prato é equipado com um cano de entorno que impede o caminho livre para os vapores. A posição da sua beirada determina a altura do líquido nos pratos.

Em colunas com recheios os vapores que sobem e os líquidos em refluxo estão em contato intenso e perpétuo. A área onde pode ocorrer troca de calor e matéria é muito maior do que em colunas com pratos reais. Para garantir um filme fino de grande área os corpos de recheio têm geometrias típicas que impede um empacotamento denso, quer dizer, entope o caminho para os vapores. As qualidades marcantes são a grande superfície e, ao mesmo tempo, um grande espaço livre para o vapor.

Fig. 74. Corpos de recheio de colunas de retificação industriais.

Um ponto fraco nos corpos de recheio é a ocorrência de canais de baixa resistência onde o vapor sobe com alta velocidade, enquanto em zonas de empacotamento passa muito pouco ou nenhum vapor, mas somente reflui o líquido. Se isso for o caso a coluna deve ser aberta e os recheios recolocados de maneira mais adequada. O empacotamento (não empilhamento!) de colunas requer, portanto, alguma experiência prática.

Uma vez a coluna com recheio estiver funcionando, ela tem certas vantagens sobre uma coluna com pratos:

A limpeza do material de recheio (geralmente feito de um material bastante resistente, tal como aço inox ou cerâmica) fica mais confortável, por ser retirável.

A perda em pressão ao longo da coluna é menor do que em colunas de pratos.

Comparando o poder de separação, o efeito de colunas de recheio da mesma altura é superior.

Para sua caracterização usa-se a altura de empacotamento que tem o mesmo efeito do que um prato teórico (equilíbrio total), chamado de HETP = Hight Equivalente to a Theoretical Plate.

teornHEPTh ⋅= ,

com h = altura da coluna toda, nteor = número teórico de pratos.

O número teórico de pratos se determina, usualmente, no gráfico de McCabe-Thiele por um zig zag entre as curvas (ver Fig. 67). Note que o valor HETP é um valor médio, ao longo da coluna toda. Dependendo do tipo e tamanho do recheio o HETP é de 2 a 15 cm.


161

5.7 Operações destilativas especiais Nesta secção abordamos a separação de misturas multi-componentes, misturas azeotrópicas e misturas onde a curva de equilíbrio fica muito próxima à diagonal (isto é, onde a volatilidade relativa α tem um valor pequeno. Nestes casos a destilação industrial requer de equipamentos mais sofisticados.

5.7.1 Separação de misturas multi-componentes Para resolver esta tarefa de maneira satisfatória e em fluxo contínuo, várias colunas devem ser acopladas em série. A maneira do acoplamento depende do grau de pureza exigido e, como sempre, é uma questão econômica. A retirada lateral de uma coluna (inglês: sidestreams), por outro lado, não fornece produtos puros. Este método se aplica, principalmente, na indústria petroquímica, onde se visa obter frações de solventes com certa faixa de ebulição.

5.7.2 Método de duas pressões É impossível separar uma mistura azeotrópica por uma retificação simples. Mesmo com um alto número de pratos se consegue apenas a composição azeotrópica, mas não os componentes puros. Isto se deve ao fato de que a curva de equilíbrio está cortando a diagonal (onde y = x), no ponto azeotrópico. O método especial de duas colunas com pressões diferentes aproveita da dependência do ponto azeotrópico, da pressão. Em geral, o ponto azeotrópico está sendo deslocado à direita, ao abaixar a pressão. Isto é, a mistura azeotrópica se enriquece em componente mais volátil.

O próximo esquema mostra o fuxograma das duas colunas e o diagrama das fases, a duas pressões diferentes (pressão 1 = baixa; pressão 2 = alta). Um exemplo que todos conhecem seria a mistura água - etanol. Na primeira coluna onde há baixa pressão, pn, uma mistura azeotrópica da composição xA1 está sendo retirada na cabeça, enquanto no fundo se coleciona o componente mais pesado (2) que é, no caso, a água. O produto da cabeça está conduzido à segunda coluna que trabalha à pressão mais alta, ph. Aqui é possível separar a mistura da composição xA1, em um produto de fundo que é etanol e um azeotrópico mais leve ainda, da composição xA2 que sai pela cabeça. Este está sendo reinjetada na primeira coluna e volta ao ciclo.


162

Fig. 75. Fluxograma da destilação de duas pressões; diagrama das fases de uma

mistura com azeotrópico a ser separada por este método.

Há casos onde um abaixamento da pressão faz com que o ponto azeotrópico some. Daí se dispensa a necessidade da segunda coluna; a retificação se executa simplesmente à pressão reduzida, daí se fala de retificação a vácuo. Esta técnica também mostra vantagens quando tratar componentes que são altamente sensíveis a altas temperaturas ou correm perigo de decomposição por oxidação.

5.7.3 Retificação extrativa Uma alternativa ao trabalho com pressões diferenciadas é o auxílio de mais um componente, geralmente um componente bem menos volátil do que se tem na mistura azeotrópica. Este componente provoca igualmente um deslocamento da posição do ponto azeotrópico ou, em casos de curva de equilíbrio rasa, o afastamento da curva da diagonal. Este método extrativo (também conhecido como processo distex) a substância auxiliar se junta intimamente ao componente menos volátil da mistura problema. Assim, a pressão de vapor deste componente se abaixa, então a volatilidade relativa do componente mais leve aumenta, sua separação pela cabeça fica mais fácil. Em uma coluna de retificação posterior ocorre a separação do produto do fundo da coluna 1 (composto auxiliar + componente pesado). O composto auxiliar é então reinjetado na coluna 1, isto é, ele não sai do ciclo e pode então ser aplicado em "quantidades catalíticas".


163

Exemplo da prática: separação de benzeno e cicloexano, usando anilina.

5.7.4 Destilação azeotrópica Em analogia à destilação extrativa, este método também aproveita de um componente auxiliar. Em caso de uma mistura de pontos de ebulição próximos (α perto de 1) o auxiliar provoca a formação de um azeotrópico, em casos onde já há azeotrópico haverá mudança do ponto azeotrópico. O novo azeotrópico deve ter um ponto de ebulição tão baixo que seja possível retirar pela cabeça da primeira coluna uma mistura ternária. No fundo da coluna 1 se obtém então o componente 1 da mistura binária original, quase puro. O produto da cabeça, após seu resfriamento, separa-se em duas fases. Daí se tem a possibilidade de conduzir uma das fases, a rica em composto auxiliar, de volta no ciclo. A outra fase é mais rica em componente 2. Este componente deve ser purificado na coluna 2. Na coluna 2 ocorre a separação do componente menos volátil pelo fundo e a recuperação do composto auxiliar pela cabeça que, logo a seguir, está reinjetado na coluna 1.

Destilação azeotrópica e extrativa são os métodos mais importantes, para separar os aromáticos dos alifáticos.


164

5.8 Lavagem de gases em colunas de corpos de recheio A técnica mais utilizada para levar gases técnicos a um nível de pureza elevado é a absorção. Esse procedimento de absorção também é conhecido como lavagem de gases. Os equipamentos mais utilizados para esta finalidade são:

Colunas com corpos de recheio (ver p. 159), usadas para quantidades menores de gases;

Colunas com pratos (do inglês: Stripper), usadas para quantidades maiores, principalmente;

Colunas com atomização/nebulização.

Enquanto no capítulo anterior (destilação e retificação) foi apresentada a coluna com pratos reais sendo o equipamento principal, nesta seção seja então a coluna com corpos de recheio o foco da nossa discussão. Lá, admitimos que em cada prato há equilíbrio e troca livre entre as fases, gasosa e líquida - um modelo que rigorosamente não é válido para colunas com corpos de recheio.

Para o dimensionamento de métodos térmicos de separação são duas grandezas de suma importância:

1. A posição do equilíbrio entre as fases, quer dizer, como a composição da fase I influencia a composição da fase II;

2. A velocidade com que esse equilíbrio se estabeleça.

O primeiro aspecto é atendido na discussão da termodinâmica, o que foi feito extensamente no cap. 5.2. O segundo aspecto, no entanto, é uma questão da cinética e depende basicamente do mecanismo de transporte no interior das fases e, como fator especialmente limitante, o transporte de matéria na interface. Observamos muitas paralelas com o transporte de calor. Sendo assim, os mecanismos de transporte de calor, a dizer condução e convecção, têm seus análogos no transporte de massa, conhecidos como difusão e convecção. Também a transferência e a transmissão de calor (ver cap. 4.3, p. 109) têm suas grandezas correspondentes no transporte mássico. Assim, pode-se formular o mecanismo deste transporte em várias etapas consecutivas, das quais a mais lenta é decisiva para a velocidade do processo global, ou seja, para o dimensionamento da planta.

As metas deste capítulo são:

1. Descrição dos processos de troca de massa entre duas fases adjacentes.

2. O conhecimento teórico de mais um método térmico das operações unitárias.

3. A introdução em um modelo com troca de matéria contínua (princípio de NTU/HTU). Este princípio, como veremos a seguir, não só vale para a lavagem de gases, mas para uma grande variedade de outros processos bifásicos, também (sendo exemplos, a retificação e a extração).

5.9 Transferência e transmissão de massa

5.9.1 Transferência de massa Em muitos processos técnicos de transporte podemos identificar a transferência de uma massa, de uma fase para outra, decorrendo sob intensa mistura nos interiores destas fases, enquanto diretamente na interface se tem um filme laminar dentro do qual existe um gradiente de concentração linear para a substância em questão. Para as partículas que se encontram


165

neste mesmo espaço fino, podemos admitir equilíbrio termodinâmico. O transporte destas partículas ocorre então exclusivamente por difusão. Além disso, pressupomos a espessura do filme da interface sendo constante e independente da massa transportada.

Exemplos representativos para este tipo de transporte:

a) Dissolver uma substância sólida Sólido i Solvente

in

Na superfície do sólido se mantém uma solução saturada da concentração csat, um valor fixo e característico para o sistema químico, a dada temperatura. A velocidade da transferência mássica n é determinada por difusão nas imediações da superfície, e por convecção quando mais afastado, ou seja, no interior da fase líquida

b) Evaporação de um líquido da superfície. Gotícula do componente i Gás

in

Na superfície redonda desta gota existe concentração de saturação, csat. A troca de matéria entre as duas fases ocorre com uma velocidade in (= velocidade da transição de matéria) que na maioria dos casos se mostra proporcional à área de troca, F, e à diferença em concentração, ∆c, entre a concentração de saturação na superfície e a concentração média no interior da fase gasosa.

cFccFn sati ∆⋅⋅=−⋅⋅= ββ )( .

Essa relação para a velocidade de transição mássica in (mol/s) é, ao mesmo tempo, a equação

de definição do coeficiente de transição de massas, ββββ (m/s). Ele pode depender de uma série de fatores, principalmente do tipo de matéria transportada (i), modo de fluxo, temperatura e grandezas acerca do aparelho. Portanto, coeficientes de transição mássica podem ser calculados, somente em casos simples e específicas. O jeito mais direto e confiável é sua determinação experimental.

O alto parentesco com o transporte de calor (p. 111) se evidencia quando olhamos na equação correspondente, da transição calorífica:

TFTTFQ S ∆⋅⋅=−⋅⋅= αα )( .


166

E em analogia aos problemas de transporte do calor, somente se conseguem resolver equações diferenciais exatas para fluidos em repouso, mas não para situações de convecção livre ou forçada. Nestes casos o coeficiente de transição mássica não se consegue mais por cálculo.

No entanto, a transição de massa sob convecção forçada é especialmente importante na técnica. Neste caso a parte que se deve à convecção livre pode ser desconsiderada. A seguir sejam referidos relações e números adimensionais acerca do transporte de massas, comparados com o fenômeno/problema correspondente de calor:

Tab. 19. Comparação entre transição de massas e de calor

Transição de massas Transição de calor

)( , isatii ccFn −⋅⋅= β )( TTFQ S −⋅⋅= α

Número de Sherwood: D

dSh

⋅=

β Número de Nusselt:

λ

α dNu

⋅=

Número de Reynolds: η

ρ⋅⋅=

duRe Número de Reynolds:

η

ρ⋅⋅=

duRe

Número de Schmidt: D

Scν

= Número de Prandtl: a

ν=Pr

ρ

ην = é a viscosidade cinemática,

pca

⋅=

ρ

λ é a condutividade térmica, D (cm²/s) é o

coeficiente de difusão molecular do componente de transferência dentro do solvente.

O número de Sherwood é determinado ao combinar os outros números adimensionais, junto aos devidos expoentes e fatores de correção:

)(Re, ScfSh = .

Exemplos:

1) Evaporação a partir de um tubo molhado, onde a correnteza seja turbulenta e L >> d:

( ) 42,075,0 180Re037,0 ScSh ⋅−= .

2) Evaporação a partir de um leito de corpos de recheio (com d = diâmetro dos corpos de recheio):

33,08,0Re066,0 ScSh ⋅⋅= .

Muitas outras equações da transição mássica, sob convecção forçada, são referidas nas obras padrões da engenharia (ver p. 7).


167

5.9.2 Transferência de massa Em analogia à transferência do calor (p. 109) discutiremos a transferência de massa, de uma fase para outra. Podemos considerar essa transferência sendo a sequência de duas transições consecutivas da massa. Todavia, podemos constatar diferenças fundamentais, entre o fenômeno aplicado ao calor e à massa. Podemos visualizar essas diferenças pelos perfis de temperatura e concentração, respectivamente, que se estabelece entre as fases.

i pode ser CO2, SO2, etc.

)( 21 TTFkQ parede −⋅⋅= in = ?

No caso da transferência de calor os meios fluidos geralmente são separados um do outro, por uma parede fixa. Em ambas as fronteiras, fluido 1/parede e parede/fluido 2, as duas fases em contato têm a mesma temperatura.

Por outro lado, na transferência de massa as duas fases do fluido encostam diretamente, uma à outra. Além disso, o composto a ser transferido mostra solubilidades diferentes nas duas fases. Justamente devido a essa diferença em solubilidade se estabelece na interface um pulo na concentração. Como já pode suspeitar, não temos acesso experimental nestas concentrações em ambos os lados da interface.

Temos que lidar com problemas de transferência de massa, nas mais diversas situações. Vamos considerar um processo de absorção. Neste caso lidamos com uma fase líquida que encosta em uma fase gasosa (ver última figura, à direita). No tratamento teórico de transferência de massas as seguintes simplificações são comumente feitas:

1. O transporte da massa em ambas as fases não depende do acontecimento no seu interior, mas da velocidade da difusão na interface.

2. Na proximidade da interface sempre tenha equilíbrio.

3. Na proximidade da interface não tenha convecção forçada.

O ponto de partida geralmente é uma relação simples de distribuição, onde no caso da absorção rege a lei de Henry, bem conhecida da fisico-química:

gasiiliqi cHec ,, ⋅= Lei de Henry (1803)


168

A constante de Henry, Hei, geralmente é definida para o caso de se ter as mesmas unidades de medida para a concentração, em ambas as fases. Para a concentração do componente de transferência na fase gasosa colocamos:

RT

pc i

gasi =, , com pi = pressão parcial do componente i,

conforme a lei dos gases ideais. Essa relação indica que a concentração é maior a temperaturas baixas - fato que o aparelho de absorção aproveita (ver Fig. 76, na p. 172). Uma coluna de absorção geralmente trabalha numa temperatura constante. Por isso e para facilitar os cálculos, as considerações neste e no próximo parágrafo valem para condições isotérmicas. As concentrações do componente de transferência i em ambas as fases mostram uma relação linear. Somente a concentrações muito altas essa relação desvia da linearidade.

Caso a constante de Henry tiver um valor grande, significa que o componente de transferência é bem solúvel na fase líquida, e oposto. O perfil de concentração esboçado na p. 167 vale então para o caso de uma constante de Henry pequena. Por outro lado, com Hei grande obteremos um perfil da seguinte forma:

Pela nossa surpresa, mesmo que ci,liq > ci,gas, o componente é transferido na direção indicada. Isso evidentemente não se explica com a diferença nas concentrações, mas sim, com a diferença no potencial químico.

Para entrar mais em detalhe, mostrou-se cômodo representar o processo de transferência do ponto de vista do líquido ou do ponto de vista do gás, conforme indicado a seguir. Do lado de vista do líquido estima-se na parte do gás uma concentração c*

i,gas que seja o contínuo da


169

concentração ci,liq. Na representação da vista do lado do gás usa-se uma concentração imaginária c*

i,liq que der continuação da concentração ci,gas.

a) Transferência do ponto de vista do líquido Na representação do lado do líquido se transforma a concentração no gás formalmente ao nível da concentração do componente i no líquido, aproveitando-se da lei de Henry:

gasiigasi cHec ,,* ⋅=

Para a taxa de transferência obtemos então:

( )liqigasiliqi ccFkn ,*, −⋅⋅= ,

ou seja:

( )liqigasiliqi ccHeFkn ,, −⋅⋅⋅= .

b) Transferência do ponto de vista do gás Na representação do lado do gás se calcula com uma concentração imaginária no lado do líquido que seja ao nível da concentração do componente i no gás:

i

liqiliqi

He

cc ,

,* = .


170

Para a taxa de transferência in obtemos então:

( )*,, liqigasigasi ccFkn −⋅⋅= ,

ou seja:

−⋅⋅=

i

liqi

gasigasi He

ccFkn

,*

, .

Nas relações dadas acima têm-se os coeficientes de transferência mássica kliq e kgas para os quais vale:

gas

i

liqliq

He

k ββ+=

11 e

liqigasgas Hek ββ ⋅+=

111.

Os coeficientes têm a seguinte relação (analogia à transferência de calor, ver p. 109):

liqigas kHek ⋅= .

Identificamos dois casos limites:

Caso limite 1: O componente de transferência é pouco solúvel (por exemplo, O2 ou N2 em água). Daí a constante Hei é pequena e liqliqk β≅ . Neste caso se oferece

uma representação do lado do líquido.

Caso limite 2: O componente de transferência é bem solúvel (por exemplo, NH3 ou HCl em água). Daí a constante Hei é grande e gasgask β≅ . Neste caso uma


171

representação do lado do gás seria mais vantajosa.

5.10 Lavagem de gases

5.10.1 Princípio e pontos comuns na lavagem de gases. Na indústria química se têm muitos exemplos de operações unitárias onde se retira um componente gasoso i (geralmente um composto tóxico, nocivo, corrosivo, reativo no senitido prejudical), a partir de um grande volume de gases misturados (gás cru). Mas também se conhecem exemplos onde o componente i é que tem valor.

Alguns exemplos:

a) Produção de ácidos inorgânicos:

SO3, HCl → Ácido sulfúrico; ácido clorídrico.

b) Purificação de gases de escapamento: Retirada de partículas de fuligem e enxofre:

Torre de nebulização com solução de cal, Ca(OH)2 → formação de sulfito de cálcio.

Retirada de CO2:

O "gás de síntese" é ponto de partida de um grande número de sínteses de substâncias químicas de plataforma. É hoje a mais importante rota dentro das "sínteses de C1", isto é, transformação do reagente CO, fonte de exatamente um carbono. Sua composição depende largamente dos seus precursores (petróleo; carvão mineral) e condições de reação (pirólise, altas temperaturas, deficiência em oxigênio). Dentro desta mistura complexa pode ser ajustado o teor em hidrogênio, conforme:

CO + H2O → CO2 + H2.

Isso gera em menores partes o coproduto da combustão, o gás carbônico. Este é sem valor e sua presença prejudica as demais etapas de síntese, principalmente devido ao seu efeito de diluição. Portanto, a mistura é lavada com metanol, a temperaturas baixas, onde se dissolve seletivamente o CO2.

c) Recuperação de solventes: A recuperação de grandes volumes de solventes, usados nas bateladas de reação, é imperativa para a indústria química. Geralmente é feita com hidrocarbonetos de alto ponto de ebulição, já que a maioria destes solventes tem elevado caráter apolar.

O princípio da lavagem de gases é mostrado na Fig. 76. O gás cru e o meio de lavagem ("solvente") são conduzidos em contracorrente, na torre de absorção. Nesta etapa o componente danoso/valoroso é extraído da mistura de maneira seletiva. O solvente carregado é então levado à torre de dessorção, onde sob condições diferenciadas (pressão, temperatura) o componente i é retirado termicamente (ver processo de retificação, p. 146) do solvente. O solvente assim recuperado é reinjetado na torre de absorção, sendo assim não sai deste processo semi-aberto.


172

Fig. 76. Princípio da lavagem de gases, por absorção.

Como solventes são usados:

Líquidos puros (por exemplo, água, metanol)

Misturas de líquidos (óleos de lavagem)

Soluções de sais inorgânicos ou orgânicos (solução de potassa, solução cáustica de alcazida)

Temos as seguintes exigências a um solvente ideal de absorção:

1. Na coluna de absorção deve mostrar alto poder de solvatação e alta seletividade para o componente i; tudo isso à baixa temperatura. A constante Hei deve ser grande.

2. Na coluna de dessorção deve ser de fácil recuperação, a uma temperatura elevada (isso inclui estabilidade química, inércia, baixa corrosividade. A constante Hei deve ser pequena.

3. A pressão de vapor própria do solvente deve ser pequena, em comparação ao componente i.

4. Embora ser preso dentro do ciclo fechado, o solvente deve ser de baixa toxidade.

Todas as lavagens de gases operam em modo contínuo. A torre de absorção trabalha a baixa temperatura e pressão elevada, enquanto na torre de dessorção se aplicam alta temperatura e pressão reduzida.

5.10.2 Velocidade da transferência de massa Em seguida usaremos a representação do lado do gás (conforme especificado na p. 169), para aprofundar o acontecimento na coluna de absorção. Para a velocidade de transferência de massa An vale sob este aspecto:


173

−⋅⋅=

i

liqi

gasigasi He

ccFkn

,*

, .

Além disso, pressupomos soluções diluídas ao longo do processo todo. As frações molares do composto i em ambas as fases anotamos na seguinte forma:

y = fração molar de i na fase gasosa;

x = fração molar de i na fase líquida.

Para a concentração do componente de transferência i em ambas as fases podemos escrever:

ycc gasgasi ⋅=,

xcc liqliqi ⋅=, ,

onde cgas e cliq representem as concentrações totais nestas fases.

Introduzimos uma área específica de troca de matéria, a (dimensão: m-1):

V

Fa = .

Por fim de uma anotação mais simples deixaremos o índice i do componente transferido embora. Daí obtemos para a velocidade da transferência:

⋅

⋅−⋅⋅⋅⋅= x

cHe

cycVakn

gas

liqgasgas .

O termo xcHe

c

gas

liq⋅

⋅ podemos interpretar como concentração de equilíbrio (partes molares).

Portanto, usaremos um novo símbolo:

xcHe

cy

gas

liqeq ⋅

⋅=

e obtemos da equação acima:

( )eqgasgas yycVakn −⋅⋅⋅⋅= .


174

Caso eqyy = , a troca de matéria cessa, a taxa de transferência de massa se torna nula.

Experimentalmente constatamos a seguintes dependência de )(xfyeq = :

Observação: essa reta de Henry corresponde à hipérbole que achamos para o equilíbrio das fases na coluna de retificação (ver Fig. 58 na p. 140).

5.10.3 Balanceamento de uma coluna de absorção com troca de massa contínua Neste lugar seja apresentada apenas a discussão da parte de absorção, por ser a parte tecnicamente mais interessante do aparelho. Na Fig. 77 se encontram todos os símbolos para os fluxos de matéria, suas frações molares e a zona onde aplicarmos o balanceamento (compare com o balanço da coluna de retificação, Fig. 65 na p. 150).

Fig. 77. Esquema de uma coluna de absorção com troca de matéria contínuo.

Balanço total na zona indicada no esboço acima:


175

( ) ( ) 000 =−⋅+−⋅ yynxxn yx .

Introdução da relação de lavagem, v:

y

x

n

nv

−=

e obtemos a equação para a reta do balanço:

00 xvyxvy ⋅−+⋅= .

Balanço diferencial no esboço acima: Para o balanço diferencial olhamos num segmento em alguma altura da coluna, conforme o esboço a seguir.

Fig. 78. Segmento da coluna de absorção.

Podemos formular o balanço da fase gasosa na seguinte forma (lembre-se que as partes de i que se perdem nesta fase, são transportadas para outro segmento):

V

n

Q

yn

dz

d iy −=

⋅.

Escrevemos

gasgasgasgasy cw

Q

cV

Q

n⋅=

⋅=

(wgas = velocidade do tubo vazio).


176

e sabemos da página anterior que

( )eqgasgasi yycak

V

n−⋅⋅⋅=

.

Inserindo no balanço diferencial obtemos:

( )eqgasgasgasgas yycakdz

dycw −⋅⋅⋅−=⋅⋅ .

Separação das variáveis e integração fornece para a coluna inteira da altura L:

−−

⋅= ∫

Ly

y eqgas

gas

yy

dy

ka

wL

0

.

Neste ponto introduzimos as seguintes definições bastante usadas para este tipo de colunas:

gas

gas

ka

wHTU

⋅= "Height of a Transfer Unit"

= altura teórica de uma unidade de transferência.

∫ −=

0y

y eqLyy

dyNTU "Number of Transfer Units"

= Número de unidades de transferência ao longo da coluna.

Daí a equação que permite o dimensionamento da coluna toma uma forma especialmente simples:

NTUHTUL ⋅= .

Com essa equação podemos calcular o comprimento da coluna, necessário para alcançar certo efeito de lavagem, ( )Lyy −0 , exigido pela fábrica. Em caso geral o comprimento da coluna é a grandeza-alvo do balanceamento. Note que esta relação é bem universal e vale para todas as curvas de equilíbrio. Quer dizer, ela não se restringe à reta de Henry, mas pode ser aplicada também a outros tipos de colunas e separações térmicas, por exemplo, à retificação. Sendo assim, o dito aqui se entende como complementação para o cap. 5.5.


177

O valor de HTU pode ser diretamente calculado, através de:

⋅+=

Lgas

gas

Hea

wHTU

ββ

11.

No caso de colunas com corpos de recheio irregulares, usadas para lavagens líquido/gasoso, podemos contar com valores de 0,1 < HTU < 0,5 m.

5.10.4 Cálculo do NTU (lei de distribuição uniforme) Antes da solução da integral do NTU, temos que exprimir o termo yeq = f(x) como yeq = f´(y).

A partir de

xHec

cxy

gas

liqeq ⋅

⋅=)(

e a equação para a reta de equilíbrio,

00 x

v

yyx +

−= ,

obtemos a concentração de equilíbrio, yeq, em termos da concentração atual y do componente de transferência na fase gasosa:

( )00)( yyHecv

cx

Hec

cyy

gas

liq

gas

liqeq −

⋅⋅+⋅

⋅= .

Agora será possível resolver a integral de maneira fechada:

∫ −=

0

)(

y

y eqLyyy

dyNTU .

O cálculo é demorado, portanto anotamos aqui apenas o resultado:

LL

L

y

y

yy

yyNTU

∆

∆⋅

∆−∆

−= 0

0

0 ln , onde eqyyy −=∆ .


178

Essa relação fornece o NTU na validez de uma distribuição uniforme do componente de transferência.

Vamos tentar entender esse resultado bastante abstrato. Em analogia à média logarítmica da temperatura que é definida como

L

L

T

TTT

T

∆

∆

∆−∆=∆

0

0ln

ln,

identificamos na equação acima uma média nas concentrações, no sentido:

y

y

yyy

L

Lln

0

0

ln∆≡

∆

∆

∆−∆.

A equação de cima se simplifica com essa maneira de escrever:

equilíbrio de médio Efeito

global lavagem de Efeito

y

yyNTU L =

∆

−=

ln

0 .

Interpretamos o NTU como efeito de lavagem total, em relação à média do efeito do equilíbrio. Sob a "média do efeito do equilíbrio" entendemos o efeito de separação que se alcance em um prato teórico da coluna. Portanto, o NTU tem formalmente o significado do número de pratos teórico, nteor, definido na p. 154.

A representação gráfica Fig. 79 deixa o significado do NTU mais claro.


179

Fig. 79. Diagramas de equilíbrio, para elucidar (a) as etapas separativas dentro da coluna de absorção, (b) a relação mínima das fases que participam na lavagem, vmin.

Um caso especial temos quando a reta de balanço anda paralelamente à reta de equilíbrio. Neste caso vale:

NTUnteor = .

Além disso, podemos afirmar para este caso:

HEPTn

LHTU

teor

== (ver definições destas siglas na p. 176).

A inclinação da reta de balanço é determinada pela relação das fases durante a lavagem, v. Quando escolhemos uma relação das fases de maneira que a reta de balanço corta a reta de equilíbrio no ponto C, ainda conseguimos resolver a tarefa de lavagem, porém precisaríamos um número infinito de estágios separativos. Portanto, esta relação das fases de lavagem é chamada de relação mínima, vmin (ν foi definido na p. 174 como relação de lavagem). Seu valor pode ser determinado a partir da inclinação da reta CB . Na prática aplica-se, na maioria dos casos, uma relação de lavagem de

minmin 6,13,1 vvv ≤≤ .

O ponto de partida do dimensionamento de colunas de absorção são os dados de:

kgas, coeficiente de transferência do componente i na fase gasosa;

a , a área específica de contato e

wgas, a velocidade do gás no tubo vazio,

a partir dos quais o engenheiro determina a HTU, para um determinado fluxo de gás. Os parâmetros-alvos y0 e yL, além de xL (que vem da coluna regeneradora), na maioria das vezes, são determinadas pela fábrica. Portanto, deve-se calcular o valor de x0, usando a equação do balanço total. Finalmente, temos que achar o certo comprimento L da coluna e a relação das fases que participam na lavagem.

Para a relação das fases vale a regra:

v grande → coluna curta

v pequeno → coluna comprida.

Como sempre, a indústria tem que avaliar os custos totais do processo, que se compõe dos custos de investimento para o aparelho e os custos operacionais - além do fator tempo. O gráfico Fig. 71 na p. 158, ilustra essas considerações econômicas.


180

Na prática usam-se aparelhos onde o contato entre as fases, quer dizer, entre o gás impuro e o solvente de lavagem, é mais intenso possível. Isso pode ser alcançado por três maneiras:

1. Gás e solvente, ambos formam fases contínuas e separadas que devem entrar em contato. Certamente, este princípio estabelece a menor área de contato a das três possibilidades.

2. O gás é dispergido dentro de um tanque de solvente. O solvente, neste caso, representa a fase contínua.

3. O solvente é nebulizado e entra em contato com o corrente do gás. Neste caso, o gás representa a fase contínua.

Uma escolha das torres de absorção mais comuns é dada na seguinte figura.

Os critérios para instalar um ou outro tipo de coluna depende de vários fatores:

do tempo de lavagem. Gerar bolhas finas de gás e gotículas do solvente requerem mais tempo, em relação ao volume, do que os fluxos na coluna recheada)

da solubilidade do gás no solvente. Onde há alta solubilidade e rapidez da solução do gás no líquido, oferece-se o processo da nebulização do líquido; por outro lado, com má solubilidade do gás deve-se aumentar o volume do líquido, daí seria a coluna com bolhas de gás a melhor escolha),

da volatilidade e viscosidade do solvente. A coluna de nebulização não se aplica em casos de solventes altamente voláteis, porque a evaporação do mesmo impede o processo de lavagem.


181


182

Fig. 80. As torres de absorção mais usados.


183

5.11 Outras operações unitárias térmicas Neste capítulo sejam brevemente apresentados os demais métodos térmicos que se usa na separação e purificação de produtos industriais.

5.11.1 Adsorção (= secagem) Os métodos de adsorção se aplicam somente em casos onde um grande volume de produto não adsorvível contém pequenas quantidades de uma impureza que pode ser adsorvida. Essas impurezas podem ser gases ou líquidos. Novamente, temos que exigir ao material adsorvente que sua regeneração seja fácil, econômica e isenta de perigos para operador e ambiente.

Exemplos técnicos da aplicação de etapas de adsorção:

1. Isolamento do benzeno, a partir dos gases da coqueria.

2. Separação dos hidrocrbonetos de massas maiores, a partir do gás natural.

3. Secagem de gases.

4. Recuperação de solventes (na pintura profissional, na fabricação de folhas e filmes finos)

5. Recuperação dos reagentes em sínteses quase completas (produção de tolueno e fenol).

Para os adsorventes oferecem-se materiais sólidos particulados, de grande porosidade e alta superfície interna, para garantir uma alta capacidade de acomodar o adsorbato.

Adsorventes típicos são:

a) Carvão ativado

b) Peneiras moleculares (zeólites).

c) Silicagel.

Para a adsorção em grande escala usa-se quase exclusivamente a "fisissorção", por ser um processo que facilmente pode ser invertido. Materiais que entram em contato quimicamente mais intenso com o adsorbato ("quimissorção"), por outro lado, são de regeneração mais difícil.

Fundamentos dos processos industriais de adsorção Típico para a fisissorção de um gás a um adsorvente sólido é o estabelecimento do equilíbrio adsorção-dessorção, dentro do tempo de saturação. Esse equilíbrio pode ser facilmente deslocado em uma ou outra direção. A Fig. 81 mostra as quantidades de gás que podem ser adsorvidas sob condições isotérmicas. O parâmetro mais influente é a pressão parcial com que se aplica o gás a ser adsorvido.


184

Fig. 81. Isoterma de adsorção ideal (camada monomolecular; modelo de Langmuir;

____ ) e real (multicamadas; modelo de Freundlich; -------).

O comportamento ideal foi derivado por Langmuir, a partir de considerações cinéticas. Para a ocupação da superfície do sólido, com uma monocamada de gás ele conseguiu:

pb

pbnnads

⋅+

⋅⋅= ∞ 1

.

Nesta, nads é a quantidade de gás adsorvido (mol), n∞ a quantidade de gás ao completar a superfície do sólido com uma camada (saturação), p a pressão parcial do gás e b uma constante característica que depende do adsorvente, do adsorbato e da temperatura.

A grandeza de n∞ depende evidentemente da área superficial do adsorvente sólido. Os materiais usados têm superfícies internas entre 300 a 1000 m²/g ! Sendo assim, podem ser carregados com 10 a 20% do seu peso próprio, com gases adsorvíveis.

Processos de difusão dentro dos poros de um sólido Dentro de um sólido, muitas vezes falamos de um catalisador heterogêneo ou um catalisador de contato que foi aplicado na superfície internqa de um material extremamente poroso, os poros são de tal dimensão que a difusão molecular fica perturbada. Dependendo do grau de perturbação, classificamos em difusão normal, difusão de Knudsen ou difusão configurativa.

Difusão normal:

A difusão normal descreve o processo de transporte dentro de poros que são de uma ordem de grandeza maiores do que o caminho livre da própria molécula em movimento. No entanto, em comparação à difusão molecular livre, devem ser também considerados as partes adicionais da difusão que se devem ao número de canais e o comprimento do labirinto dos canais dentro do corpo sólido. Corrigimos, para esta situação, a difusão regular (1a lei de Fick, ver p. !!!) por um fator de porosidade, εp, e um fator de labirinto, τp. Daí o coeficiente da difusão fica corrigido por:


185

p

pDDθ

ε⋅= 2,12,1 ´ .

εp é a parte da superfície que se deve à área dos bocais dos poros, em relação à área externa do grão liso. Por exemplo, no níquel de Raney, por sua vez catalisador de hidrogenações técnicas mais utilizado, acha-se um valor de pε = 0,5; em muitos outros materiais que são usados

como suporte de catalisadores heterogêneos, tais como carvão ativado ou alumina, os valores ficam na região de 0,55 < pε < 0,72.

Pθ

1 é o fator de labirinto (inglês: tortuosity factor) que leva em conta a complexidade dos

canais. Muitos canais são extremamente sinuosos e também ramificados. Como a influência da estrutura dos poros sobre a velocidade da difusão molecular depende também de tamanho, aspecto e mobilidade da partícula em movimento, uma estima confiável de pθ é praticamente

impossível. Deve então ser determinado por experimento, por exemplo, pelo método dinâmico de Wicke-Kallenbach. Para a difusão de hidrogênio dentro de catalisadores feitos de suporte poroso mais um metal nobre, acham-se valores do coeficiente de porosidade de 2,5 <

Pθ < 7,5. Por outro lado, quando carvão ativado é suspendido em água o fator Pθ pode também tomar valores < 1.

Difusão de Knudsen:

Caso o diâmetro médio dos poros fica menor que o caminho livre das partículas em movimento, aumentam drasticamente os impulsos transmitidos à parede do sólido, em vez de transferir essa energia ao meio do fluido (= solvente ou outras moléculas reativas). Como já mencioando na p. 13, o caminho livre de moléculas de gases fica na média em 100 a 1000 nm; este caminho, no entanto, é inversamente proporcional à pressão do gás e cai para 10 a 100 nm, quando aplicado numa pressão de 1 MPa. Portanto, a partir de uma pressão de 5 MPa temos que contar com a difusão de Knudsen, em vez da difusão regular, caso a dimensão dos poros é < 2 nm. No cálculo do fluxo de matéria gasosa por unidade de tempo, usa-se o coeficiente efetivo da difusão de Knudsen, KD 2,1 na forma:

M

RTdD

P

PpK

⋅⋅

⋅=

πθ

ε 832,1

A última parte desta expressão já conhecemos na p. 13 como velocidade média da partícula,

M

RTu

⋅≡

π

8.

Difusão configurativa:

Com a situação de o diâmetro médio dos poros seja da mesma dimensão que as partículas em movimento, o processo de transporte deve ser descrito pela difusão configurativa. Um


186

exemplo típico é a migração nos poros de zeólitos (cavidades nestes alumossilicatos, também conhecidos como "peneiras moleculares": 4 a 8 Å). Pequenas mudanças na estrutura do material sólido ou no tamanho da espécie em movimento podem deslocar o valor da difusão configurativa por várias ordens de grandeza. Uma estimativa ab initio confiável deste coeficiente de difusão é objeto de pesquisas atuais.

5.11.2 Equipamento de adsorção Os processos técnicos de adsorção requerem três etapas:

a. Adsorção (= carregamento),

b. Dessorção (= regeneração), geralmente estabelecido por aquecimento e lavagem,

c. Secagem e resfriamento.

A adsorção é um processo exotérmico e a dessorção é endotérmica. Para a última significa que temos que forçar em forma de energia externa para que ocorra a regeneração do adsorvente carregado. Portanto, aparelhos de adsorção sempre são equipados com um sistema de aquecimento e resfriamento, conforme ilustrado na Fig. 82.

Fig. 82. Esquema de uma coluna de adsorção

Para levar a etapa da adsorção a um grau elevado, é necessário trabalhar a temperaturas mais baixas possíveis. Uma vez o adsorvente está carregado, o sistema de refrigeração é mudado para aquecimento ou, sendo uma alternativa, é conduzido vapor quente através da coluna de adsorção. Para estabelecer um funcionamento contínuo é preciso trabalhar com duas (ou mais) colunas paralelas, das quais uma está em fase de regeneração enquanto a outra está sendo carregada. Neste ponto o processo de lavagem de gases com líquidos tem uma clara vantagem (ver último parâgrafo).


187

Uma grandeza importante para o bom funcionamento de colunas de adsorção é o tempo de saturação, τS que pode ser calculado a partir da quantidade de gás carregado, nads, e o fluxo molar deste gás através da coluna, gn :

g

adsS n

n

=τ .

O valor de nads, por sua vez, é acessível através da quantidade do recheio poroso e a pressão parcial do gás a ser adsorvido, usando a fórmula de Langmuir.

5.11.3 Secagem A secagem de material sólido mostra certas semelhanças à regeneração de colunas de adsorção, discutidas logo acima. Existem secadores descontínuos e contínuos, enquanto para quantidades menores se oferecem mais os equipamentos descontínuos.

a) Secagem descontínua A carga é estendida e espalhada em cima de tabuleiros e submetida a um vento seco e morno. Este tipo de secagem leva geralmente algumas horas até chegar ao resultado exigido. Exemplo na Fig. 83: secador de câmara.

b) Secagem contínua Ao se ter grande quantidade de material sólido a ser secado, é melhor usar secadores automáticos ou contínuos. Estes aparelhos são mais caros, mas podem ser operados a custos menores, além de ser mais rápidos do que os equipamentos descontínuos. Na Fig. 83 são indicados os secadores de esteira e de tambor rotativo. Em ambos os casos o ar seco e morno é conduzido em contracorrente à carga. No caso do secador a tambor, a carga úmida entra na parte superior do tambor, enquanto o gás de secagem entra do lado de baixo. Caso o material a ser secado aguente calor, podem ser usados diretamente os gases de escapamento da combustão completa, em vez de ar. A construção destes secadores é semelhante ao forno da indústria cimenteira.


188

Fig. 83. Secadores: o primeiro modelo é de operação descontínua, os outros contínuos.


189

O andamento da secagem depende principalmente da forma com que o solvente (na maioria das vezes água) é ligado ao material particulado a ser secado. Podemos distinguir três fases durante o processo de secagem:

1) Evaporação da água da superfície. Essa parte da água é volatilizada (= transformação em vapor d´água sem ebulição) e arrastado pelo ar quente que entra diretamente em contato. A temperatura do ar determina a velocidade desta etapa.

2) Transporte da água nas capilares até a superfície das partículas. Além da superfície a água pode ser retida dentro dos poros e capilares do material mal cristalizado. Devido às pequenas dimensões dos espaçamentos, esse transporte ocorre por difusão.

3) Dessorção da água: para arrancar a água retida na última camada da superfície do objeto sólido, é necessário gastar energia de dessorção, conforme ilustrado no capítulo anterior.

5.11.4 Extração Seja aqui tratada a extração mais comum, usando duas fases líquidas, também conhecida como extração de solvente. Trata-se da separação de um (ou mais) componente(s) a partir de uma mistura líquida, usando um solvente que tem predileção de dissolver o composto que pretendemos isolar. A extração, no laboratório frequentemente feito no funil de separação, quando aplicado em escala maior é um processo bastante caro. Somente é usado em casos onde a destilação ou retificação não são viáveis, devido à sensibilidade térmica dos componentes ou por causa de uma forma desvantajosa da curva de equilíbrio do sistema binário (ver, por exemplo, Fig. 75, na p. 162). Também se aplica onde deve ser separado, a parir de uma mistura multicomponente, um grupo de compostos que tenham diferentes pontos de ebulição, mas aproximadamente as mesmas polaridades, como é o caso na mistura BTX (Benzeno, Tolueno, Xilenos), a partir do óleo mineral.

Exemplos para extrações com solventes Separação de grupos de componentes: os aromáticos mais polares podem ser

extraídos, a partir de parafinas e/ou óleo cru. Os meios adequados para essa extração são sulfolana, dietilenoglicol e dimetilsulfóxido.

Separação de substâncias sem estabilidade térmica, por exemplo extratos naturais, antibiótica (penicelina/acetato de amila)

Isolamento da caprolactama (na produção de Nylon 6).

Separação de impurezas presentes em pequenas quantidades: águas industriais servidas podem ser liberadas de fenol, por lavagem com pouco solvente orgânico. Outro exemplo é a extração de restos de ácido acético, na produção de acetato de celulose.

Princípio da operação de extração Enquanto na destilação/retificação aproveitamos das diferentes volatilidades dos componentes (então diferentes composições das fases, líquida e gasosa), o processo da extração tem como fundamento a solubilidade específica de certo componente da mistura, em um solvente adequado. A mistura primária líquida (fase liberadora = solvente R + substância a ser extraída, E) entra em contato intenso com um solvente secundário (fase receptora, L). Daí a substância E sai da fase de R, então chamada de fase refinada, e entra na fase receptora, então chamada de fase do extrato. O seguinte esquema coloca as expressões utilizadas em relação.


190

Ao contrário da retificação, obtemos em primeira instância somente outra mistura, a dizer solvente receptor L + substância extraída E. O isolamento de E requer então mais etapas operacionais, entre as quais a destilação é a mais usada.

Em analogia à retificação, a extração trabalha também em contracorrente. Assim, o efeito elementar de separação se multiplica.

Lei de distribuição (Nernst) A base fisico-químca da extração é a "lei de distribuição de Nernst" que descreve a distribuição de E em cima das fases distintas de L e R. Essa lei vale rigorosamente, quando os dois líquidos L e R não sejam solúveis um no outro (aproximadamente dado no sistema água/benzeno, a frio) e desde que se trate apenas de soluções diluídas de E.

xNy ⋅= Nernst (1891)

x = fração molar de E na fase liberadora R;

y = fração molar de E na fase receptora L.

Em palavras: em caso de equilíbrio, o quociente das concentrações de uma substância E estabelecidas em dois solventes R e L, é constante, ao manter a temperatura constante.

Ressaltamos que a lei de Nernst somente vale quando a substância E se dissolva sob a mesma forma molecular, em ambas as fases. Famosa exceção são os ácidos orgânicos do tipo R-COOH nos quais esta lei não se aplica, porque estas substâncias formam pares estáveis de dimeros em solventes orgânicos, enquanto se dissolvem monomolecular em água.

Favoráveis para o processo da extração são então pares de solventes onde o valor da constante de distribuição N é alto.

Em casos de concentrações elevadas de E e/ou solubilidade parcial de R e L, essa lei deve ser ampliada por parâmetros corretivos (não será tratado aqui).

O critério principal para o sucesso da extração é o rendimento A em substância E:

R radeliberado fase da dentro tempo, por E de Quantidade

L receptora fase da dentro tempo, por E de QuantidadeA Rendimento =


191

O cálculo de A (não apresentado) revela que o rendimento em E depende do valor da constante de distribuição N e também da relação dos volumes de R e L aplicados no processo.

Esse último fator é chamado de "relação de lavagem", v:

R

L

n

nv

= ,

e o produto de N e v é conhecido como fator de extração, B:

⋅=

R

L

n

nNB

.

Em uma extração simples (isto é, um prato teórico) o rendimento se dá como:

B

BA

+=

11 .

No caso de uma coluna de contracorrente, onde se estabelecem n pratos teóricos:

1

11 −

−⋅=

+n

n

nB

BBA .

Ao utilizar a integral da NTU, o rendimento da coluna de extração contínua pode ser escrito como:

1

1)1(

)1(

−⋅

−⋅=

−

−

NTUB

NTUB

NTU eB

eBA .

Em vez do cálculo, o rendimento da extração pode ser elucidado também por meio do gráfico, representando uma coluna com n pratos teóricos (Fig. 84). Este gráfico contém a relação de

Nernst em forma da reta de equilíbrio e a relação de lavagem, R

L

n

nv

= , em forma da reta de

balanço.


192

(a) (b)

Fig. 84. (a) Determinação do número de estágios teóricos de separação na extração em contracorrente, alta diluição; (b) Diagrama de equilíbrio, aplicando a relação de lavagem mínima, vmin.

(Observação: por coincidência têm-se os mesmos símbolos, n, para a variável que indica o número de mols da substância extraída, e n como índice e expoente onde representa o número de pratos.)

A inclinação da reta de balanço se dá da relação de lavagem, v. O número de pratos teóricos se revela do número de degraus, da escada construída entre as duas retas (Fig. 84 a).

Para uma dada tarefa de extração v não deve cair debaixo de um valor vmin. Conseguimos esse valor limite, da inclinação da reta de balanço que corta a reta de equilíbrio no ponto (x0, y0). Com essa relação de lavagem mínima seriam necessários inúmeros pratos, para alcançar o grau de extração exigido pela fábrica. Isso implica também que o tempo necessário para esta extração será infinito (Fig. 84 b). Para se tornar economicamente viável, v deve ser maior que vmin . Como pratos adicionais de extração custam caros, na prática tenta-se operar com colunas de n ≈ 10 pratos teóricos.

Eficiência da extração em termos de número de pratos O que é sempre de interesse prático é a questão da quantidade da substância E que permanece na fase L, após n etapas de extração, usando-se os volumes VL e VR em cada etapa.

( ) n

R

L

L

n

LnL

V

V

nnn

+

=+

=

11

0,0,,

ν.

Essa relação tem grande importância na prática do laboratório, também. Um exemplo simples deve ilustrar os efeitos que têm um aumento do volume da fase extratora por um lado e um aumento das etapas extrativas, por outro lado.


193

1 mol da substância E se distribua em um litro de líquido mais leve (fase R) e um litro de líquido mais pesado (fase L), na relação 9 : 1 (N = 9). No equilíbrio temos então as concentrações 0,9 mol.L-1 na fase superior e 0,1 mol.L-1 na fase inferior. Quando aumentamos o volume da fase superior para 2 L, a relação entre as concentrações deve ficar inalterada, conforme a lei de Nernst. A concentração na fase inferior diminui por x mol.L-1, enquanto na fase superior a concentração de agora 0,9 : 2 = 0,45 mol.L-1 aumenta por x/2.

Obtemos:

19

1,02

45,0=

−

+

x

x

⇒ x = 0,0474 mol.L-1.

Na fase inferior têm-se agora 0,0526 mol.L-1 e na fase superior 0,0474 mol.L-1.

Obviamente, é mais favorável fazer duas extrações consecutivas com 1 L da fase superior, em vez de duplicar o volume em etapa única. Sendo assim, na primeira extração se consegue remover 0,9 mol de E da fase inferior. Já na segunda etapa de extração é transferido 0,09 mol de E para a fase superior. Embora usamos o mesmo volume de solvente extrator, a concentração nL se abaixou a 0,01 mol.L-1, enquanto no primeiro caso ficaram 0,0526 mol.L-

1.

Sendo assim, é vantajoso executar várias etapas com volumes pequenos, do que poucas etapas com volumes grandes.

Execução técnica da extração Na maioria dos problemas práticos, a carga na fase L é dada. Exigidos são, ou um refinamento mínimo da fase L, ou uma extração mais completa possível para a fase R. Isso deve ser realizado em um aparelho mais simples possível, com o mínimo de solvente R. Como o valor da constante N é apenas razoavelmente grande, quase nunca obtemos o resultado desejado com apenas um estágio extrativo.

O método mais aplicado hoje é a extração contínua em contracorrente. As colunas são equipadas com corpos de recheio irregulares, com pratos de diferentes construções (furos finos, etc.). Sendo uma alternativa às colunas, pode-se executar a extração em uma série de bateladas, onde após cada batelada de mistura segue uma batelada de descanso. Lá, as fases separam-se devido às densidades diferentes e podem ser decantadas para a próxima batelada de mistura intensa.


194

Fig. 85. Aparelhos de extração (a: interface)

5.11.5 Cristalização Com o processo térmico da cristalização se conseguem purezas excelentes. Isto se deve ao fato que, para a maioria dos sistemas multicomponentes existe incompatibilidade completa em fase sólida. Portanto, na maioria das tarefas de separação uma etapa de cristalização será necessária, para alcançar a pureza exigida em componente cristalina. A cristalização prática torna-se complicada onde o tempo prolongado de cristalização leva à implementação de impurezas nos cristais; também é difícil em casos onde um filme de solvente fica grudado firmemente na superfície dos cristais.


195

Ponto de partida para uma cristalização é uma solução supersaturada. Esse estado podemos alcançar ao evaporar solvente sobressalente ou, como as condições da maioria das soluções melhoram junto à temperatura, por um resfriamento da solução saturada. Em vez de estabelecer um alto grau de supersaturação, mostrou-se mais vantajoso para o processo de cristalização de operar:

Com supersaturações apenas moderadas,

Sob agitação lenta e contínua,

Com adição de cristalitos de nucleação.

Sob essas promessas se conseguem cristais de tamanho certo (não muito grandes nem pequenos) e uniformes.

O campo mais amplo da cristalização é a produção de sais, a partir dos seus sóis (impuros). Quase todas as substâncias inorgânicas e muitos produtos orgânicos, formam cristais que podem ser isolados com pureza elevada a partir das suas soluções.

Os aparelhos de cristalização usados na indústria são mais diversos. Muitos destes têm agitação, resfriamento e zonas de sedimentação (n) onde os cristais se depositam e desenvolvem até o tamanho desejado. Existem modelos contínuos e descontínuos. Outros cristalizadores funcionam sob vácuo e estabelecem a evaporação do solvente a temperaturas somente pouco elevadas.


196

Fig. 86. Cristalizadores (a: admissão solvente; b: descarregamento dos cristais)

Na cristalização identificamos dois estágios:

1. a formação dos núcleos de cristais (também chamados de germes) e

2. o crescimento dos núcleos.

Já podemos afirmar que até hoje não existe uma teoria consistente que permite um cálculo ab inicio da cristalização. Ainda valem as considerações pioneiras de Tammann 15 que derivou as cinéticas para estes dois estágios.

De suma relevância para o crescimento dos cristais são o coeficiente de transferência mássica, β, e a constante de velocidade do crescimento, kg, na superfície do cristalito.

Com boa aproximação podemos descrever a velocidade da cristalização por:

( )satg

gi ccF

k

kn −⋅⋅

+

⋅=

β

β .

15 Tammann, Z. Phys. Chem. B 25 (1898) 441. Descrição da teoria da cristalização, ver http://en.wikipedia.org/wiki/Nucleation.


197

Pelas dificuldades teóricas mencionadas, cada etapa de cristalização industrial deve ser desenvolvida através de um scale-up cauteloso a parir da escala de laboratório.

5.11.6 Técnicas com membranas Na preparação de água potável, na indústria química e também na medicina ("rim artificial") são aplicados cada vez mais métodos usando membranas seletivas. A natureza química das membranas seletivas é um dos campos principais da pesquisa aplicada industrial.

Ao se usar membranas com poros entre 0,1 e 10 µm de diâmetro, a permeabilidade se deve ao mesmo efeito que conhecemos da peneira. Partículas menores podem passar pela malha, enquanto as partículas coloidais ou em suspensão ficam retidas na membrana.

Em membranas sem poros a permeabilidade para certas substâncias se deve à solubilidade diferenciada frente certas substâncias de baixa molecularidade. Afinal, estas substâncias passam a membrana via difusão, porque os canais são tão estreitos. Em membrans trocadoras de íons, por exemplo, é menos importante a natureza dos íons, do que a sua carga. Exemplos de técnicas com membranas bem estabelecidas se encontram na próxima tabela.

Tab. 20. Processos com membrana de importância técnica

Processo Força propulsora para o transporte

Tipo de membrana usada

Mecanismo de separação

Aplicações

Microfiltração Pressão hidrostática de 50 a 500 kPa

Simétrica com poros de 0,1 a 20

µm

Peneira Separação de sólidos suspendidos

Ultrafiltração Pressão hidrostática de 100 a 1000 kPa

Assimétrica com poros de 0,1 a 20

µm

Peneira Concentração, fracionamento e purificação de

macromoléculas em solução

Osmose reversa Pressão hidrostática de 1000 a 10.000

kPa

Polímero homogêneo, com

solubilidade assimétrica

Solubilidade e difusão na matriz

homogênea do polímero

Concentração de solutos de baixa molecularidade

Diálise Diferença na concentração

Simétrica com poros

Difusão isenta de convecção (na

proximidade da membrana).

Separação de pequenas

moléculas, de soluções ou

suspensões de polímeros.

Eletrodiálise Diferença no potencial elétrico

Trocadora de íons Cargas diferentes dos compostos

solutos

Tirar sais e ácidos de soluções de

neutras e de baixa molecularidade.

Separação de gases

Pressão hidrostática de 1000 a 150.000

kPa





Separação de gases e vapores.

Pervaporação Diferença na pressão parcial de 0

a 100 kPa





Isolamento de solventes e misturas

azeotrópicas


198

Destilação a membrana

Diferença na pressão parcial de 0

a 100 kPa

Simétrica, hidrofóbica, microporosa.

Diferenças nas pressões de vapor.

Dessalinização de água; concentração

de soluções.

Para serem utilizadas nestas técnicas, as membranas finíssimas são colocados em cima de suportes porosos. Esses arranjos são empilhados formando "módulos de membrana", onde a meta é alcançar máxima superfície em relação ao volume. Somente assim podemos chegar em fluxos tecnicamente viáveis. Alguns destes módulos são representados na Fig. 87.

Fig. 87. Módulos de membranas, suas propriedades e aplicações

Tipo de módulo Área da membrana por volume

(m²/m³)

Custos Controle da polarização

de concentração

Aplicações

20 - 30 muito altos

muito bom Filtração perpendicular de soluções

com alta carga de sólidos

400 - 600 altos moderado Filtração, pervaporação, separação de

gases, osmose reversa.

800 - 1000 baixos fraco Ultrafiltração, osmose reversa,

pervaporação, separação de

gases.

600 - 1200 baixos bom Ultrafiltração, pervaporação,

membranas líquidas.

O que acontece nas proximidades da membrana dentro destes módulos é esquematizado a seguir.


199

Fig. 88. Esquema de um estágio separativo por meio de uma membrana.

O cálculo da separação por membranas que funcionam conforme esboçado na Fig. 88, será feito para uma mistura binária onde os componentes tenham velocidades de permeação diferentes. Usaremos os símbolos x, y e xF, para denominar as frações molares do componente mais móvel (= componente 1).

Para sua separação o fluxo de admissão (Feed; Fn , xF) é dividido em uma fração de

permeação ( Pn , y) e uma fração restante que não passa pela membrana ( Rn , x). O balanço total sobre um estágio de membrana é

( ) xnynxnn RPFRP ⋅+⋅=⋅+ .

Introduzimos a relação de partição, com P

R

n

nv

= . Daí, esse balanço fornece, em toda analogia

aos demais processos de separação, a reta de balanço na forma:

( ) Fxvxvy ⋅++⋅−= 1 .

O balanço dos fluxos que passam pela membrana, Pn ,1 e Pn ,2 , resolvido para o componente

de permeação mais fácil:

( )PPP nnyn ,2,1,1 +⋅= .

Para a relação entre os dois fluxos separados se dá:


200

y

y

n

n

P

P

−=

1,2

,1

.

A permeação é um processo de separação que se baseia em efeitos dinâmicos. Com o balanço do transporte da permeação obtemos uma relação entre x e y que pode ser entendida como relação de equilíbrio, como também nos demais processos de separação térmica já discutidos.

Os fluxos com que os componentes 1 e 2 passam pela membrana dependem de três fatores:

1. das suas solubilidades dentro da membrana, L1 e L2

2. dos seus coeficientes de difusão, D1 e D2

3. das diferenças em pressão parcial em ambos os lados da membrana, ∆p1 e ∆p2.

Para os fluxos dos dois componentes recebemos:

s

pDLFn i

iiPi

∆⋅⋅⋅=, , i = 1, 2.

Nesta, F é a área e s a espessura de parede da membrana. Procuramos o contexto desta forma da lei de Fick, com a pressão total p do permeato, da diferença da pressão total ∆p e das frações molares x e y.

)1()1()()(

22

11

,2

,1

ypxpp

ypxpp

DL

DL

n

n

P

P

−⋅−−⋅∆+

⋅−⋅∆+⋅

⋅

⋅=

.

O fator 22

11

DL

DL

⋅

⋅ batizamos de "permeasseletividade α". Inserimos essa relação dos fluxos, na

equação de balanço que achamos acima (da vista do componente de permeação mais fácil), obtemos uma relação entre x e y que vale para tais processos de separação dinâmicos:

pyppx

pyppx

y

y

⋅−∆+⋅

⋅−−∆+−

−=

)()1())(1(

1α .

A determinação do efeito de separação é através do gráfico desta curva, conforme mostrado na Fig. 89.


201

Fig. 89. Determinação gráfica do efeito separativo de um estágio com membrana.

Um exemplo cada vez mais atual para modernos filtros de membrana é a dessalinização de água marinha que é considerada a melhor opção para abastecer a Califórnia e outras regiões litorâneas secas, a longo prazo, com água potável. O princípio de funcionamento da membrana é a osmose reversa (= migração osmótica dos sais onde os sentido natural é invertido por aplicação de alta pressão) e representa no momento a técnica mais econômica, para retiradas de 10 a 100 gramas de NaCl a cada litro de água.


202

Fig. 90. Custos de processo de diferentes dessalinizações, em função do teor em sal na

água crua.

6 Representações das operações unitárias Uma planta química é projetada e notificada em mapas e fluxogramas, com diferentes detalhes e objetivos:

6.1.1 Diagrama de operações básicos O diagrama de operações básicos é feito por blocos e formas geométricas bastante abstratas e simples. Tem por objetivo fornecer uma vista geral da produção como toda. As poucas formas representam as principais unidades funcionais da fábrica. Elas são conectadas por linhas que mostram o fluxo de matéria principal, desde a matéria prima até o produto acabado da unidade.

Seja um exemplo a planta de produção de estireno a partir de etilbenzeno:

Etilbenzeno Reator Separação Estireno

Produtos paralelos


203

As informações são reduzidas ao mínimo, o que deve facilitar o entendimento do princípio da produção. Não se mostra como as partes mostradas são realizadas na fábrica. Neste exemplo reconhecemos que a reação requer uma etapa de purificação - o que é o caso geral em todos os processos industriais. O fluxo principal das matérias pode ser destacado através das letras usadas ou da grossura das linhas. Importante é saber que parte do etilbenzeno não reage e deve ser reinjetado ao reator. Também é necessário saber que nesta produção pode-se contar com produtos paralelos (em menores quantidades), o que exclui a produção de um coproduto em maiores quantidades.

6.1.2 Diagrama de fluxo de processo Já o diagrama de fluxo de processo ou simplesmente fluxograma (inglês: Process Flow Diagram, PFD; também: flowsheet), fornece informações concretas sobre o funcionamento das unidades da linha de produção. Os aparelhos são representados por símbolos unificados e definidos na norma DIN 30600 e ISO 10628 (também: ISO 14617). Em livros didáticos e textos de relevância geral os fluxogramas são as mais comumente usadados diagramas. Além dos aparelhos são indicados todos os fluxos de materiais, substâncias, misturas, subprodutos e efluentes de uma planta química. Para ficar no mesmo exemplo, a Fig. 91 mostra o fluxograma da síntese do estireno, a partir de etilbenzeno.

A interpretação da Fig. 91 deixa claro o quanto em informação esse esquem tem a mais do que o diagrama em blocos na p. 202.

O etilbenzeno e a água são evaporados nos trocadores a e b usando vapor de alta pressão. Essa mistura aquecida é conduzida ao reator tubular que trabalha a 600 °C. Neste, a água gasosa serve tanto como portador do calor quanto como meio de diluição. A mistura reagida é refrigerada com o trocador d usando água de refrigeração AR e levada ao separador das fases e. NEste equipamento já são liberados os produztos gasosos da reação. A fase aquosa é reinjetada no vaporizador b. A fase orgânica líquida g corresponde à admissão no bloco "Separação", do esquema da p. 202.

A parte da "Separação" consiste de três colunas:

Na coluna 1 se obtém o estireno cru (i) no fundo que é purificado a seguir na coluna 3 para estireno final. A cabeça da coluna 1 contém em maior parte etilbenzeno que não reagiu. Após a separação de produtos paralelos de menor ponto de ebulição, o etilbenzeno purificado é tirado do fundo da coluna 2 (j) e reinjetado no aquecedor a.

Mas ainda existem muitas dúvidas não esclarecidas pelo fluxograma:

O que acontece com a fração líquida mais volátil, na cabeça da coluna 2?

O que acontece com o resíduo, no fundo da coluna 3?

Numa planta química nenhum fluxo pode ser desconsiderado, pois trata-se de quantidades enormes - não importa que seja.

Poderíamos acrescentar informações adicionais neste fluxograma:

O resíduo é queimado num gerador de calor

As frações líquidas voláteis contêm bastante benzeno que é purificado e levado à palnta de síntese do etilbenzeno.

O aquecimento principal do reator ocorre via gás natural.

Os calores necessitados nos trocadores a e b vem, em partes, da mistura reacional quente (c); assim, precisamos menos água de refrigeração AR no trocador d.


204

O gás de escapamento é principalmente H2.

A destilação do estireno nas colunas 1 e 3 deve ser feita a pressão reduzida de 0,2 bar, pois as altas temperaturas de uma destilação a pressão atmosférica provocará a polimerização precoce do estireno.

Certamente, uma ou outra das informações que dá resposta às dúvidas abertas pode ser acrescentada ao fluxograma, o que ao mesmo tempo o torna mais complexo, mais difícil de enxergar as características mais importantes do processo. Portano, deve-se ponderar com carinho quais informações se fornece adicionalmente.

Fig. 91. Exemplo de um fluxograma: síntese de estireno a partir de etilbenzeno. a:

evaporador do etilbenzeno (VAP = vapor de alta pressão); b: evaporador para água; c: reator tubular, aquecido a 600 °C para a reação endotérmica; d: condensador (AR = água de refrigeração); e: separador das fases; f: gás de escapamento; g: fase orgânica; h: fase aquosa; i: estireno cru; J: refluxo do etilbenzeno.

Nesta figura aplicam-se símbolos normados para abstrair os equipamentos. Segue uma lista das mais usadas representações, conforme ISO 10628.


205

Recipientes/reatores/colunas:

Bombas (para líquidos):

Meios de transporte para gases (densificadores):

Trocadores de calor/ aquecedores/ refrigeradores:

Aparelhos mecânicos:


206

Outras:

6.1.3 Diagrama de tubulação e instrumentação

Um diagrama de tubulação e instrumentação (inglês: piping and instrumentation diagram; P&ID) é um diagrama bastante utilizado em processos industriais que exibe as tubulações de determinado processo, juntamente com os equipamentos instalados e instrumentação da planta. É bastante detalhado e é visto como base mais aprofundada, no planejamento, na homologação por órgãos públicos, no controle interno e também para quaisquer modificações na planta química em funcionamento.

Um diagrama P&ID geralmente contém:

• Equipamento mecânico com nomes e números • Instrumentação e denominações • Todas as válvulas e suas identificações • Materiais usados, dimensionamentos, condições físicos limites (pressão, temperatura) • Alturas relativas dos aparelhos instalados. • Processo de tubagens, dimensões e identificação • Miscelânea - orifícios de ventilação, esgotos, instalações especiais, linhas de

amostragem, redutores, etc. • Permanente start-up e as linhas de flush • Sentidos de fluxo • Quantidades e concentrações esperadas em operação contínua. • Referências Interligações • Controle de entradas e saídas, intertravamentos • Interfaces para a mudança de classe • Entrada do sistema de controle de computador • Identificação de componentes e subsistemas fornecidos por outros

O diagrama P&ID é então bastante complexo e detalhado. A descrição de uma planta química ocupa geralmente um armário inteiro. Em consequência perde-se a transparência e a evidência nestes desenhos. Hoje existem programas de CAD (Computer Aided Design), para a elaboração dos diagramas P&ID, enquanto a elaboração de maquetes é bastante ultrapassada. A elaboração no computador tem como vantagens adicionais a relação certa dos tamanhos dos aparelhos e tubulações, um passeio virtual revela insuficiências de espaço; além disso, existem programas cada vez mais sensíveis que alertam aos defeitos no desenho.

Como veremos na Fig. 92, a diferença mais evedente aos fluxogramas é a inclusão de:

Válvulas,


207

Sistemas de segurança (alternativas na hora da falha de uma peça) e

Os instrumentos de medição, dosagem e regulagem que são caracterizados, além de um número de identificação, por três letras, conforme as normas DIN 19227 e ISO 3511.

Tab. 21. Siglas usadas em aparelhos de medição, dosagem e regulagem, em diagramas P&ID

Primeira letra Grandeza medida (em inglês) Medida em português

A Analysis Análise

B Burner, Combustion Queimador

C Conductivity Condutividade

D Density Densidade

E Voltage Voltagem ou outras grandezas elétricas

F Flow Fluxo

H Hand Manualmente

I Current Corrente

J Power Potência

K Time, Time Schedule Tempo, Duração

L Level Nível

M Moisture Umidade

N Torque Torque

P Pressure Pressão

Q Quantity; quality Quantidade, também

qualidade do material (p. ex. concentração)

R Radiation Radiação

S Speed, Frequency Velocidade, frequência,

rotações

T Temperature Temperatura

U Alarm Output Sinal de alerta

V Vibration, Mechanical Analysis Vibração

W Weight, Force Peso, também força

Tab. 22. Significado das letras mais usados, em aparelhos de medição, dosagem e regulagem, continuação.

Segunda letra Significado (ingês) Significado (português)


208

D Difference Diferença; valor diferencial

F Fraction Relação

Q Quantity Valor integral; soma (p. ex. volume percorrido)

Terceira letra Significado (ingês) Significado (português)

I Indication, display Mostrado

R Recording Armazenado

C Control Controlado

S Switch Ligado

A Alarm Sinal de alerta

Z Emergency Medida de emergência

+ (ou H) High Limite superior

- (ou L) Low Limite inferior

Fig. 92. Um aparelho de retificação como exemplo para um diagrama P&ID.


209

Tab. 23. Especificações dos materiais usados nos aparelhos da folha 2, ver Fig. 92.

Aparelho Função Dados técnicos Material Pressão max.

K211 Coluna de pratos de sino

d = 1500 mm

l = 13400 mm

1.4571 3 bar

W213 Vaporizador circular natural

20 m² 1.4571 32 bar (vapor)

W214 Resfriador produto fundo

5 m² 1.4571 3 bar

W215 Condensador destilado

30 m² 1.4571 3 bar

P214

A / B

Bomba centrífuga fundo

5 m²/h

∆p = 2 bar

G-X 3 Cr Ni Mo Cu 24 6

5 bar

P215

A / B

Bomba centrífuga cabeça

15 m²/h

∆p = 4 bar

G-X 3 Cr Ni Mo Cu 24 6

8 bar

7 Anexos

7.1.1 Vista geral sobre os números adimensionais mais importantes na engenharia química

(em ordem alfabética)

Número adimensi

onal

Expressão Significado físico Ref. na página

Utilidade

Arquimedes (Ar)

( )2

3

η

ρρdAr flsk −⋅

=

Força de sustentação por força de fricção.

62 Movimento de fluidos devido a diferenças de

densidade

Biot (Bi)

k

LhBi

⋅=

Resistência térmica de condução dentro de um sólido, por resistência térmica de

convecção na superfície do sólido.

-- Condutividade superficial vs. volumétrica de

sólidos

Brinkman (Br)

T

uBr

∆⋅

⋅=

λ

µ 2

Transferência de calor via convecção

forçada (= calor gerado por aquecimento viscoso), por transferência

de calor via condução.

(λ = condutividade térmica)

-- Transferência de calor da

parede para um fluido

altamente viscoso.

Damköhler (homogêne

o) uc

Lr

⋅

⋅

Velocidade da reação química homogênea, por escoamento do meio.

-- Escala de tempo de uma reação química vs. o fenômeno


210

de transporte

Damköhler (baseado

no kr) 2

222

u

TLck nr ⋅⋅⋅ −

Velocidade da reação química

homogênea, por escoamento do meio. --

Damköhler (heterogên

eo) Sc

r

Velocidade da reação química heterogênea, por velocidade de

transporte mássico.

--

Eckert

Tc

VEc

p ∆⋅=

2

Energia cinética por entalpia. Caracterizar a

dissipação do calor

Eötvös (Eo) 2lg

Eo⋅⋅

=ρ

σ

Forças de tensão interfacial por forças de gravidade.

-- Determinação da forma da

gota

Euler (Eu) 2

2

u

pEu

⋅

∆=

ρ

Queda em pressão, por velocidade de transporte de massa por volume.

Alternativa: Forças de pressão vs. forças inerciais.

22 Hidrodinâmica - cálculo de

escoamentos.

Fourier (Fo) 2R

tFo

⋅=

α

Taxa de condução de calor por taxa de armazenamento de energia térmica.

-- http://pt.wikipedia.org/wiki/N%C3%BAmero_de_FourierTransferência

de calor

Fator de Fanning (f) 2

2

m

w

u

gf

⋅

⋅=

ρ

τ

Tensão provocado pelo atrito na parede, por velocidade do transporte de massa

específica (= massa por volume = densidade).

-- É 1/4 do fator de Darcy (ver

abaixo).

Número de fricção

(= fator de Darcy)

(Re)λ Caso especial do fator de Darcy:

Re64

(Re) =λ , para fluxo em tubo

redondo;

Re9,56

(Re) =λ , para um canal

quadrado.

23

Froude (Fr)

gd

uFr

⋅=

2

Forças de inércia por forças de

gravidade em fluidos. 99 Escoamentos

supercríticos com Fr > 1, os subcríticos com

Fr < 1.

Grashof (Gr) 2

23

η

βρ TdGr

⋅∆⋅=

Sustentação de um fluido por forças viscosas.

117 Convecção natural

Newton (Ne) 22 Lu

FNe w

⋅⋅=

ρ

Força de resistência por força do fluxo. 69 Potência entregue à

batelada pelo agitador


211

Nusselt (Nu) λ

α dNu

⋅=

Transferência de calor via convecção forçada, por transferência de calor via

condução.

117 Transferência de calor com convecção forçada.

Ohnesorge (Z)

DZ

⋅⋅=

σρ

µ

Forças viscosas por força de tensão interfacial.

-- Atomização de líquidos

Péclet (Pe) ⋅⋅⋅=

pL k

cuDPe

ρ

Transferência de calor via convecção forçada, por transferência de calor via

condução.

-- Problemas de advecção–

difusão

Péclet mássico D

uDPe L

ABL ⋅=

⋅= Re

Transferência de massa via convecção, por difusão molecular.

-- Problemas de advecção–

difusão

Prandtl (Pr)

λ

η

α

ν ⋅==

pcPr

Momento da difusividade (= viscosidade cinemática) por

difusividade térmica.

Pr (calor) corresponde ao Sc (mássico).

117 Convecção forçada e natural

Reynolds (Re) η

ρ ud ⋅⋅=Re

Forças de inércia por forças viscosas em fluidos.

22 Descreve o regime do

fluxo de massa.

Schmidt (Sc) DD

Sc⋅

==ρ

µν

Momento da difusividade (= viscosidade cinemática) por

difusividade molecular.

(µ = viscos. dinâmica; [Pa.s = Kg.m-1.s-1])

94 Dinâmica de fluidos

(transferência de massa e

difusão)

Sherwood (Sh) D

LSh

⋅=

β

Transferência convectiva de massa, por transferência difusiva de massa.

-- Transferência de massa e convecção

forçada

Stanton (St) PrRe⋅

=Nu

St Transferência de calor via convecção forçada, por transferência de calor via

condução.

-- Transferência de calor com convecção

forçada

Weber (We)

σ

ρcdnWe

⋅⋅=

32

Forças de inércia por forças de tensão

interfacial. 75 Fluxos

multifásicos sobre

superficies curvadas.

Gr x Pr

µ

ρβ LTg ⋅⋅⋅∆⋅⋅ 23

Transferência de calor via convecção natural, por transferência de calor via

condução.

--

Grupo radiação 3T

cu p

⋅⋅

⋅⋅

εσ

ρ

Transferência de calor via convecção, por transferência de calor via radiação.

--


212

7.1.2 Números adimensionais, organizados por campo de aplicação: Óptica:

Nome Aplicação

Número de Abbé Dispersão em materiais transparentes

Número de Fresnel Difração

Fluidos:

Nome Aplicação

Número de Arquimedes Influência da densidade no movimento dos fluidos

Número de Deborah Reologia dos fluidos viscoelásticos (polímeros acima do Tg)

Número de Eötvös determinação da forma da gota Número de Froude Relação entre as forças gravitacional e de inércia

Número de Knudsen Aproximação do contínuo em fluidos

Número de Laplace Convecção natural em fluidos miscíveis

Número de Morton Determinação da forma da gota Número de Prandtl Convecção forçada e natural Número de Reynolds Forças de inércia vs. viscosas em fluidos

Número de Schmidt Dinâmica de fluidos (transferência de massa e difusão)

Calor:

Nome Aplicação

Número de Biot Condutividade térmica na superfície vs. volumétrica de sólidos

Número de Brinkmann Transferência de calor por condução entre uma superficie e um líquido viscoso (tipicamento usado no processamento de polímeros fundidos).

Número de Eckert Transferência de calor por convecção

Número de Foppl–von Karman

Flambagem de cascas delgadas

Número de Fourier Transferência de calor

Número de Graetz Fluxo de calor

Número de Grashof Convecção natural Número de Hagen Convecção forçada Número de Karlovitz Combustão turbulenta Número de Lewis Difusão molecular vs. difusão térmica Número de Nusselt Transferência de calor por convecção forçada

Número de Peel Adesão de microestruturas sobre substratos (adesivos) Número de Stanton Transferência de calor por convecção forçada

Número de Stefan Transferência de calor durante mudanças de fases

Fluxos (incl. reatores químicos):


213

Nome Aplicação

Número de Bagnold Fluxo de grãos, areia, etc. Número de Bodenstein Distribuição do tempo de residência (reatores batelada) Número de Bond Força capilar devido à flotação Número de Brownell-Katz Combinação do número de capilaridade e o número de Bond Número de Damköhler Escala de tempo de uma reação química vs. o fenômeno de

transporte (reatores) Número de Dean Vórtices em tubulações curvas Número de Euler (física) Hidrodinâmica (forças de pressão vs. forças inerciais) Número de Galilei Fluxo viscoso devido à gravidade Número de Marangoni Tensão superficial vs. forças viscosas (espupas e bolhas) Número de Ohnesorge Atomização de líquidos, fluxo de Marangoni Número de Péclet Problemas de advecção–difusão Número de Richardson Efeito da flotação na estabilidade dos fluxos

Número de Rayleigh Forças de flotação e viscosas em convecção natural Número de Sherwood Transferência de massa e convecção forçada Número de Sommerfeld Lubrificação de bordas Número de Stokes Dinâmica da partícula Número de Strouhal Fluxos contínuos e pulsantes

Número de Taylor Fluxos rotacionais

Número de Weber Fluxos multifásicos sobre superfícies curvadas; deformação de gotículas em emulsões.

Número de Weissenberg Fluxos viscoelásticos

Número de Womersley Fluxos contínuos e pulsantes

Matemática/Física/outros:

Nome Aplicação

Número de Courant-Friedrich-Levy

Resolução numérica de equações diferenciais

Número de Ekman Geofísica (forças de atrito por viscosidade) Número de Erlang Unidade de intensidade de tráfego, corresponde ao quociente

entre o Tempo de utilização e o tempo de observação em circuitos de telefonia. (telecomunicações e telefonia)

Número de Mach Dinâmica dos gases (velocidade do gás vs. velocidade do som)

Número de Reynolds magnético

Magneto-hidrodinâmica

Número de Rossby Forças inerciais em geofísica

7.1.3 Tabela de pressão de vapor sobre os líquidos, em função da temperatura (adaptada de Organikum, organisch-chemisches Grundpraktikum, VEB Deutscher Verlag der Wissenschaften, Berlin 1988)

Legenda:


214

1. Éter dietílico

2. Acetona

3. Benzeno

4. Água

5. Clorobenzeno

6. Bromobenzeno

7. Anilina

8. Nitrobenzeno

9. Quinolina

10. Álcool dodecílico

11. Trietilenoglicol

12. Ftalato dibutílico

13. Tetracosano

14. Octacosano


215


216

7.2 Índice dos símbolos usados neste texto e suas unidades (onde se aplicam)

Alguns símbolos são usados em diferentes contextos. Também na literatura padrão não há unanimidade na dedicação destes símbolos.

a m²/s Condutividade térmica (ou número de condução térmica)

a 1/m Área específica de troca

A --- Rendimento

Ar --- Número de Arquimedes

B --- Fator de extração

c mol/L Concentração

cp Kkg

kJ

⋅ Capacidade calorífica específica

Cp Kmol

kJ

⋅ Capacidade calorífica molar

cs 42 Km

W Constante de radiação do corpo negro, cs = 5,67.10-8

42 Km

W.

d m Diâmetro; comprimento característico, largura nominal.

dh m Diâmetro hidráulico

dg m Diâmetro médio dos grãos

D m²/s Coeficiente de difusão

E kJ Energia

EV 2sm

kg

⋅ Energia relacionada ao volume.

Eu --- Número de Euler

F m² Área de contato; área perpendicular

Fr --- Número de Froude

g m/s² Aceleração gravitacional terrestre, g = 9,81 m/s² (ao nível do mar)

GE --- Número adimensional geométrico (= relação dos aspectos)

Gr --- Número de Grashof

h m Altura; altura de transporte

H m Altura

Hh m Altura hidrostática

Hp m Altura pressão


217

Hr m Altura fricção

∆evH kJ/mol Entalpia molar de evaporação

∆RH kJ/mol Entalpia molar de reação

He --- Constante de Henry

k (variável) Constante de velocidade

kgas, kliq m/s Coeficiente de transferência mássica

kw Km

W

⋅2 Coeficiente de transferência térmica

K 2s

mkg ⋅ Força

Km --- Carga

l m Comprimento característico

L m Comprimento; altura de leitos fixos e fluidizados.

m kg Massa

m kg/s Fluxo de massa (= velocidade de massa)

M g/mol Massa molar

n mol Quantidade molar

n 1/s Número de rotações

n --- Asperidade relativa

n --- Expoente politrópico

nteor --- Número de pratos teóricos

n mol/s Fluxo molar (= fluxo de massa)

in mol/s Velocidade de transferência de massa

NA 1/mol Constante de Avogadro; NA = 6,023.1023 mol-1)

NA --- Número adimensional

N --- Constante de Nernst (= constante de distribuição)

Nel kW Potência elétrica recebida

Nutil kW Potência útil (fora do calor)

Nu --- Número de Nusselt

p 2sm

kg

⋅ Pressão; pressão de vapor.

pi 2sm

kg

⋅ Pressão parcial do componente i.

Pr --- Número de Prandtl

q 2ms

J

⋅ Fluxo de calor


218

q W/m² Carga da área de aquecimento

Q kJ Quantidade de calor

Q kJ/s Fluxo de calor

r m Raio; raio interno.

R m Raio; raio externo.

R Kmol

J

⋅ Constante dos gases; R = 8,314

Kmol

J

⋅.

R sm

kg

⋅2 Resistência da torta de filtragem

Re --- Número de Reynolds

S m² Superfície

S --- Relação de retirada

Sg m²/kg Superfície específica

Sc --- Número de Schmidt

Sh --- Número de Sherwood

t s Tempo

T K Temperatura

u m/s Velocidade do fluxo; velocidade linear

u m/s Velocidade média do fluxo

u0 m/s Velocidade no tubo vazio

U m Circunferência

v --- Relação de refluxo (= taxa de refluxo)

v --- Relação de lavagem

v´ --- Taxa de reevaporação

V m³ Volume

V m³/s Fluxo de volume = vazão = velocidade de volume

w m/s Velocidade; velocidade do fluxo

w m/s Velocidade média das partículas

W kJ Trabalho útil

x --- Fração molar

y --- Fração molar

z m Coordenada do local (em direção ao movimento)

Z --- Número de aceleração rotacional relativa; relação de aceleração

α 1/m² Resistência específica da torta


219

α Km

W

⋅2 Coeficiente de transição calorífica

β 1/K Coeficiente de dilatação térmica

β m/s Coeficiente de transição de massa

δ m Espessura de uma camada limite (= interface)

ε --- Porosidade de uma carga particulada

φ ° Ângulo

ζ --- Coeficiente da resistência particular

η sm

kg

⋅ Viscosidade dinâmica (= tenacidade dinâmica)

η --- Eficácia

ηm --- Eficácia média do estágio (= prato)

ηs --- Eficácia do estágio (= prato)

θ --- Grau de ocupação (na superfície);

Pθ --- Fator de labirinto dentro de um sólido poroso.

κ --- Relação dos calores molares, cp/cv (= coeficiente de Poisson)

κ m⋅Ω

1 Condutividade elétrica

Λ m Comprimento médio do caminho livre

λ --- Número de fricção

λ Km

kW

⋅ Coeficiente da condutividade térmica

µ --- Partes em substância sólida

ν m²/s Viscosidade cinemática (=tenacidade cinemática)

ν 1/s Número de rotações

ξ --- Correção à resistência

ρ kg/m³ Densidade

σ m Diâmetro de colissão

τ s Tempo médio de demora

τ 2sm

kg

⋅ Tensão tangencial (na deformação linear por empuxo)

τS s Tempo de saturação (superfície do adsorvente)

ψ --- Fator de forma

ω 1/s Velocidade angular.

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Operações Unitárias na Industria Quimica