Caldo de cana

UNIVERSIDADE REGIONAL DE BLUMENAU CENTRO DE CIÊNCIAS TECNOLÓGICAS

DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA

MAIARA FERNANDA GONÇALVES HOLZ

PRODUÇÃO DE ÁLCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR

BLUMENAU 2010


PRODUÇÃO DE ALCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR

Trabalho de Conclusão de Curso apresentado à disciplina de Planejamento e Projeto da Indústria II, da Universidade Regional de Blumenau como requisito parcial para conclusão do curso de Engenharia Química.

Orientador: Dirceu Noriler

BLUMENAU 2010


PRODUÇÃO DE ÁLCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR

Trabalho de Conclusão de Curso apresentado à disciplina de Planejamento e Projeto da Indústria II, da Universidade Regional de Blumenau como requisito parcial para conclusão do curso de Engenharia Química, aprovado pela banca formada por:

Aprovado em: ___/___/____

Presidente: Prof. Dirceu Noriler, Dr. – Orientador, IES

Membro: Prof. Lorena Benathar Ballod Tavares, Dr., IES

AGRADECIMENTOS

À Deus, por Ele ter me dado o dom da vida, me guiado e dado forças e

determinação ao longo desses cinco anos;

Aos meus pais, Marcos Holz, Laurita Gonçalves e Fernanda da Silva Holz,

por terem me dado ensinamentos a seguir em frente, superar os obstáculos e nunca

desistir, pelo incentivo, amor, compreensão, amizade durante esses longos cinco

anos;

Aos meus irmãos, João Paulo Gonçalves, Nikolas Holz e Gabriella

Gonçalves, por todo o amor, carinho e compreensão;

Ao meu noivo, Carlos Eduardo Goll, que me apoiou e acreditou em meu

potencial durante essa longa etapa da vida;

Aos meus amigos, Mariela, Pollyane, Carolini, Sabrina, Rudiney pelo

companheirismo, compreensão perante as diversas dificuldades que encontramos

nesses cinco anos;

As minhas “irmãs”, Fernanda e Elisandra, por mesmo de longe, estarem

sempre ao meu lado, torcendo e apoiando meus estudos.

A todos os meus familiares, por sempre prestativos, me ajudarem quando

possível e entenderem o quão difícil foi esse curso;

Aos mestres e professores, que sempre estiveram prontos para nos ensinar e

ter paciência enquanto persistimos em errar;

Aos meus colegas das Usinas em que visitei, por terem me recebido e pelas

importantes contribuições neste trabalho de conclusão de graduação;

A todos os colegas de classe e curso pelos momentos compartilhados.

“Viver é acalentar sonhos e esperanças,

fazendo da fé a nossa inspiração maior. É

buscar nas pequenas coisas, um grande

motivo para ser feliz!”

Mário Quintana

6

SUMÁRIO

LISTA DE FIGURAS .............................................................................................................................. 8

LISTA DE TABELAS ............................................................................................................................. 9

RESUMO ............................................................................................................................................... 10

INTRODUÇÃO ...................................................................................................................................... 11

1.1 OBJETIVOS .......................................................................................................................... 12

1.2 OBJETIVO GERAL .............................................................................................................. 12

1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS............................................................................................... 12

2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ....................................................................................................... 13

2.1 HISTÓRICO .......................................................................................................................... 13

2.2 CLASSIFICAÇÃO DA CANA DE AÇÚCAR ...................................................................... 14

2.3 COLHEITA ............................................................................................................................ 16

2.4 LAVAGEM DA CANA ........................................................................................................... 17

2.5 PREPARO DA CANA ........................................................................................................... 18

2.6 EXTRAÇÃO DO CALDO ..................................................................................................... 18

2.7 EMBEBIÇÃO ......................................................................................................................... 20

2.8 PENEIRAMENTO ................................................................................................................. 20

2.9 TRATAMENTO DO CALDO ............................................................................................... 20

2.10 TRATAMENTO QUÍMICO................................................................................................... 21

2.11 FLASHEAMENTO ................................................................................................................ 22

2.12 DECANTAÇÃO ..................................................................................................................... 23

2.13 CONCENTRAÇÃO E ESTERILIZAÇÃO DO CALDO...................................................... 24

2.14 FERMENTAÇÃO .................................................................................................................. 24

2.15 PREPARO DO MOSTO ....................................................................................................... 27

2.16 PREPARO DO FERMENTO ............................................................................................... 27

2.17 RECUPERAÇÃO DO FERMENTO .................................................................................... 28

2.18 DESTILAÇÃO ....................................................................................................................... 29

3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO ................................................................................................... 32

3.1 ETAPAS DO PROCESSO .................................................................................................. 33

3.1.1 Aquecimento ..................................................................................................................... 33

7

3.1.2 Decantação ...................................................................................................................... 34

3.1.3 Filtração ............................................................................................................................ 35

3.1.4 Concentração e esterilização ......................................................................................... 36

3.1.5 Fermentação .................................................................................................................... 36

3.1.6 Centrifugação ................................................................................................................... 37

3.1.7 Destilação ......................................................................................................................... 37

CRONOGRAMA DE TRABALHO...................................................................................................... 39

4 PRINCIPAIS RESULTADOS ...................................................................................................... 40

4.1 DIAGRAMA DE BLOCOS ................................................................................................... 40

4.2 ESCOPO DO PROCESSO ................................................................................................. 41

4.3 CAPACIDADE PRODUTIVA ............................................................................................... 41

4.4 DADOS DO BALANÇO DE MASSA .................................................................................. 41

4.5 DADOS DO BALANÇO DE ENERGIA .............................................................................. 42

4.6 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DOS EQUIPAMENTOS ......................................... 43

4.6.1 Trocadores de Calor........................................................................................................ 43

4.6.2 Coluna de Destilação ...................................................................................................... 43

4.7 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO .................................................... 44

CONCLUSÃO ....................................................................................................................................... 46

REFERÊNCIAS ..................................................................................................................................... 47

8

LISTA DE FIGURAS

Figura 1: Seqüência de reações enzimáticas de fermentação alcoólica (Lima et al, 2008).. 26

Figura 2: Esquema simplificado do processo de Melle-Boinot de fermentação (Dias,

2008) ................................................................................................................................... 29

Figura 3: Destilação do álcool (Albuquerque et al, 2008). .................................................... 31

Figura 4: Diagrama de processo de fabricação de álcool hidratado..................................... 32

Figura 5: Decantador convencional de uma indústria sucroalcooleira (Brumazi, 2009). ...... 35

Figura 6: Diagrama de Blocos do Processo ......................................................................... 40

9

LISTA DE TABELAS

Tabela 1: Composição da cana de açúcar ........................................................................... 15

Tabela 2: Principais constituintes da cana de açúcar .......................................................... 15

Tabela 3: Composição média dos caldos de cana de açúcar .............................................. 21

Tabela 4: Teor médio de sólidos solúveis nos caldos de cana de açúcar ............................ 21

Tabela 5: Cronograma de Trabalho ..................................................................................... 39

Tabela 6: Dados balanço de massa Coluna de Destilação .................................................. 42

Tabela 7: Dados do balanço de energia, quantidade de vapor e água necessários ............ 42

Tabela 8: Áreas dos trocadores de calor ............................................................................. 43

Tabela 9: Principais parâmetros da Coluna de Destilação ................................................... 44

Tabela 10: Principais dados da tubulação ........................................................................... 45

10

RESUMO

Este estudo descreve as etapas da produção de álcool, a partir do caldo da

cana de açúcar. A indústria sucroalcooleira tem mostrado sua importância na

economia do País, devido ao crescimento dos biocombustíveis, principalmente em

frente ao mercado externo, favorecendo assim, o aumento das divisas em

exportações. Para a realização do trabalho, procedeu-se um levantamento

bibliográfico sobre a história da cana de açúcar e seu produto após a destilação, o

álcool. Buscou-se conhecer as principais etapas necessárias para o tratamento da

cana até a obtenção do álcool. Destacou-se principalmente a etapa de destilação,

onde foram calculados os principais parâmetros.

Palavras chaves: Cana de açúcar; Álcool; Destilação.

11

INTRODUÇÃO

Os primeiros testes utilizando álcool combustível adicionado a gasolina foram

realizados em 1925. Após essa aprovação, foi decretada a Lei nº 737,

estabelecendo que fosse obrigatória a adição de álcool a gasolina produzida no

País. Como conseqüência disso, o Brasil tem produzido álcool a partir da cana de

açúcar em larga escala, desde o ano de 1975, quando foi lançado o Programa

Nacional do Álcool (Proálcool). Esse programa tinha como objetivo introduzir no

mercado a mistura gasolina/álcool e incentivar o desenvolvimento de plataformas

veiculares movidas a álcool. Até o ano de 2005, o Brasil era o maior produtor

mundial, mas como houve um crescente interesse mundial nos biocombustíveis

como aditivo a gasolina, a produção brasileira foi caindo.

Com crescente busca de novas opções de combustíveis, devido ao aumento

no preço do barril de petróleo e da preocupação mundial com relação à redução da

emissão dos gases, vem crescendo mundialmente o interesse em biocombustíveis.

O Brasil é o maior produtor mundial da cana de açúcar, que é a matéria prima mais

eficiente para a produção de álcool.

O álcool nas indústrias brasileiras é produzido a partir da fermentação da

glicose e da frutose, que são obtidas da sacarose que está presente na cana de

açúcar. Existem outras matérias primas para a produção de álcool, como beterraba,

extrato de mandioca, do arroz, do milho entre outras.

A cana de açúcar, além de ser matéria prima para produção do álcool,

também é a matéria prima para a produção do açúcar, tendo como subproduto o

bagaço da cana, que pode ser utilizado para a produção de vapor e energia elétrica

através da sua queima em caldeiras.

12

1.1 OBJETIVOS

O objetivo desse trabalho de conclusão de curso foi aprimorar os

conhecimentos de produção de álcool hidratado.

1.2 OBJETIVO GERAL

Projetar uma unidade de destilação de álcool com a capacidade de 50.000L

por dia.

1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS

São fundamentais para que possa atingir de forma o objetivo geral, sendo

assim segue os seguintes objetivos.

a) Realizar um estudo sobre a produção de álcool a partir da cana de açúcar;

b) Apresentar o diagrama de blocos e o fluxograma de processo;

c) Calcular os balanços de massa e energia para a capacidade definida;

c) Demonstrar e dimensionar os equipamentos utilizados;

d) Mostrar os materiais utilizados na coluna de destilação.

13

2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA

2.1 HISTÓRICO

Desde o descobrimento do Brasil, as indústrias de açúcar e álcool estiveram

sempre atreladas umas as outras. Conforme Lima (et al, 2001), as primeiras mudas

de cana de açúcar foram trazidas da Ilha da Madeira em 1532 e na Capitania de

São Vicente foi montado o primeiro engenho de açúcar do País. Por alguns séculos

as bebidas destiladas foram o único álcool produzido, sendo que primeiramente

transformava o melaço residual da fabricação do açúcar em cachaça e diretamente

da garapa fermentada produzia-se a aguardente.

Lima (et al, 2001), afirma que a indústria de álcool teve seu início na Europa,

nos meados do século 19, sendo que neste mesmo século iniciou-se a produção de

etanol no Brasil, com o que restava da fabricação do açúcar, o melaço.

Alguns países como a Alemanha e a França contribuíram significativamente

com o desenvolvimento das técnicas de fermentação alcoólica, da destilação e dos

aparelhos de destilação. O álcool não era apenas utilizado como bebidas, mas

também para fins farmacêuticos, produtos químicos, combustão e etc. Outro grande

acontecimento que ajudou no desenvolvimento do álcool foi a I Guerra Mundial.

Naquela época, começou-se a utilizar o álcool como combustível líquido de motores

de explosão.

Na crise de 1929, onde as economias de todos os países, inclusive a indústria açucareira no Brasil, não ficaram de fora, sobrava açúcar e cana e faltavam divisas para a aquisição de combustível líquido. Em 1931, quando foi instalada a primeira destilaria de álcool anidro, o governo federal estabeleceu a obrigatoriedade de 5% de etanol na gasolina (Decreto 19.717), para melhorar a importação de combustível e a lavoura canavieira. (LIMA, 2001 p. 7)

14

Por muito tempo faltou álcool para misturar a gasolina. Já na guerra 1939 a

1945, utilizou-se álcool como o principal combustível, devido à falta da gasolina.

Assim que a guerra foi cessada, a gasolina voltou como primeira opção e o

combustível alternativo perdeu novamente seu valor. Mesmo assim, continuou

sendo adicionando álcool a gasolina em larga escala.

Com a crise do petróleo em 1974, fez com que o Brasil desse início a uma

nova fase na produção de etanol.

Ortolan (apud Marques et al, 2006) afirma que:

O etanol, derivado da cana de açúcar, figura como a alternativa energética que mais atende às preocupações das economias mundiais: é renovável, polui menos e, principalmente, pode reduzir a dependência do petróleo, cuja era, sabidamente, está chegando ao fim.

Com as novas pesquisas tecnológicas, as destilarias começaram a produzir

mais álcool, pois os novos automóveis passaram a ser abastecidos somente com

álcool e também para misturar a toda gasolina usada no país. Com o crescimento

da utilização do combustível alternativo, os canaviais aumentaram, as destilarias se

modernizaram, gerou-se um grande número de empregos diretos e indiretos e uma

evolução na fabricação de motores para esse tipo de combustível.

2.2 CLASSIFICAÇÃO DA CANA DE AÇÚCAR

De acordo com Marafante (1993), a cana de açúcar pertence ao gênero

Saccharium, da família das gramíneas. A cana de açúcar é formada por um sistema

radicular que tem capacidade de absorção de água e nutrientes (pêlos absorventes)

e também, a função de sustentação da planta. O colmo, haste principal, é onde

nascem numerosas raízes adventícias e ramos secundários, em algumas situações.

O colmo é cilíndrico, geralmente ereto e fibroso, constituído de nós e entrenós

(gomos). A sacarose é estocada predominantemente nos colmos da planta onde

15

contém cerca de 90% de suco, sendo que se extrai apenas 10 a 20% de açúcar. O

açúcar é produzido e armazenado pela própria planta, cabendo a indústria realizar

sua extração, purificação, e no caso do álcool, sua transformação. A composição

básica da cana de açúcar é apresentada na Tabela 1.

Tabela 1: Composição da cana de açúcar

Componente Teor (% em massa)

Sólidos Solúveis 12 a 23

Fibras (base seca) 8 a 14

Água Açúcares

65 a 75 11 a 18

Fonte: COOPERSUCAR, 2009

Na Tabela 2 é apresentada a composição dos sólidos solúveis que estão

presentes na cana de açúcar.

Tabela 2: Principais constituintes da cana de açúcar

Constituintes Sólidos Solúveis (%) Açúcares Sacarose

75 a 93 70 a 91

Glicose Frutose

2 a 4 2 a 4

Sais Ácidos inorgânicos Ácidos orgânicos

Proteínas Amido Gomas

Ceras e Graxas Corantes

3,0 a 5,0 1,5 a 4,5 1,0 a 3,0 0,5 a 0,6

0,001 a 0,05 0,3 a 0,6

0,05 a 0,15 3,0 a 5,0

Fonte: COOPERSUCAR, 2009

A partir desse breve histórico da cana de açúcar, é descrito o processo de

fabricação de álcool.

16

2.3 COLHEITA

É de extrema importância o trabalho em conjunto entre a lavoura e a

indústria, de forma que sejam programadas as etapas de corte, escolha de

variedades adequadas, com maiores teores de sacarose e o processamento quase

que imediato, para evitar deterioração e perdas de açúcar.

O tipo de colheita da cana de açúcar pode modificar a produção e

longevidade da cultura, do solo, do meio ambiente, etc. A colheita da cana pode ser

feita manual ou utilizando-se colhedeiras mecânicas. No caso da colhedeira manual,

é necessária a queima da cana, onde com a queima elimina a matéria seca e

aumenta a concentração de gás carbônico na atmosfera, o que acaba contribuindo

com o efeito estufa e diminuindo a matéria orgânica no solo. O decreto de Lei

Estadual 47.700, de 11 de março de 2003, regulamenta a Lei Estadual 11.241, de

19 de setembro de 2002 que determinou prazos para a eliminação gradativa do

emprego do fogo para despalha da cana-de-açúcar nos canaviais paulistas, sendo

de grande interesse agrícola e ecológico, estabelecendo prazos, procedimentos,

regras e proibições que visam a regulamentar as queimas em práticas agrícolas.

A colhedeira mecanizada, já muito utilizada nos sistemas de produção do

Brasil, é um processo sem queima, onde as folhas, as bainhas, colmos são

cortados, triturados e lançados sobre o solo formando uma cobertura de resíduo

vegetal no solo.

O transporte de cana do campo até a usina é predominantemente do tipo

rodoviário, com o emprego de caminhões, que carregam a (cana inteira) ou cana

picada (colheita mecânica).

A colheita da cana deve seguir controle de tráfego de caminhões e

colhedeiras e planejamento dos canaviais, de modo a reduzir o tempo de espera

entre a colheita e o processamento, o que diminui a contaminação bacteriana e a

formação de dextranas. O armazenamento da cana não deve ser realizado pelos

mesmos motivos, e um controle rigoroso deve ser feito de modo a evitar filas de

caminhões transportando a cana no pátio da usina de acordo com Dias (2008).

O estoque da cana não pode ser excessivo, pois dificulta a retirada da cana

17

mais velha, gerando problemas no processamento e perdas de açúcar por

decomposição bacteriológica. A cana picada não pode ser estocada, ela deve ser

descarregada imediatamente nas esteiras e enviadas ao processo de moagem.

2.4 LAVAGEM DA CANA

Dias (2008) afirma que a cana de açúcar depois de colhida contém pedaços

de terra e algumas outras impurezas, que ajudam aumentar a proliferação de

microorganismos e conseqüentemente à fermentação que podem prejudicar o

processo de produção do álcool e açúcar. Como a sua chegada na usina não passa

por nenhum processo de lavagem, é necessário que a cana seja lavada antes de ir

para a moagem.

Existem 2 tipos de processos de limpeza da cana. Um deles é onde a cana é

descarregada em mesas ou esteiras de alimentação das moendas onde passa por

um sistema de limpeza de água em circuito fechado. Essa água remove certa

quantidade de terra da cana, e após sua decantação ela é reutilizada na limpeza. Há

desvantagem nesse processo de limpeza com água na cana, como geralmente ela

chega picada nas esteiras, pode se perder até 2% dos açúcares da cana. Outro

método de limpeza da cana utilizado é um sistema a seco, nele são utilizados

ventiladores que promovem a separação de partículas minerais por meio de

separadores ou mesas com fundo perfurado nos quais a cana é revolvida. A cana já

limpa passa por mesas de distribuição onde é nivelada por meio de facas rotativas

chamada de niveladora. Após essas facas niveladoras, ela passa por facas

cortadoras, onde as mesmas retalham, cortam e picam a cana. A cana segue por

uma esteira, onde nela é contido um eletroímã, que retira eventuais materiais

metálicos presentes na cana.

18

2.5 PREPARO DA CANA

Conforme Marafante (1993) a cana é constituída por uma parte dura (casca e

nós) que contém cerca de 15% do caldo e a parte mole (medula) contém 85% de

todo o suco extraído.

O objetivo do preparo da cana é reduzir a resistência da parte dura da cana

para facilitar a moagem e romper as estruturas dos vasos celulares da medula, parte

mole da cana, aumentando assim a extração. Para Payne (1990), o preparo da cana

significa a liberação de alta porcentagem de caldo da estrutura celular da cana, sem

a redução da fibra tal que comprometa a alimentação do terno.

O preparo da cana resume-se em picar e desintegrar a cana para a extração

do caldo que é rico em açúcares. Essa etapa é muito importante, pois ajuda na

extração do caldo para a moagem, na capacidade das moendas e na produção de

um bagaço melhor. Em algumas usinas, são utilizadas facas rotativas e

desfibradores nesta etapa. Não é necessária a utilização dos dois equipamentos,

mas garante um melhor rendimento para a moagem, podendo chegar em até 94%.

2.6 EXTRAÇÃO DO CALDO

A extração do caldo é um processo de esmagamento da cana de açúcar, ou

seja, é um processo físico de separação da fibra (bagaço), geralmente podendo ser

executado de duas formas: através dos ternos de moenda ou por lixiviação em

difusores.

Na extração por moagem, a separação é feita por pressão mecânica dos

rolos da moenda sobre o colchão de cana desfibrada. Já na difusão, a separação

acontece por meio de lavagem da sacarose absorvida ao colchão da cana.

(ALCARDE, 2009)

Na maioria das usinas, a unidade de extração consiste em moendas que são

19

constituídas por ternos, que podem variar de 4 a 6, sendo os mesmos formados por

três cilindros (cilindro de entrada, cilindro superior e cilindro de saída), sustentados

por uma estrutura metálica chamada “castelo”.

Marafante (1993) afirma que para que o processo seja economicamente

viável, é utilizado de 3 a 7 ternos trabalhando em série, formando assim um conjunto

de moendas.

Geralmente, as moendas possuem um quarto cilindro, que é denominado rolo

de pressão, este tem como função aumentar a eficiência da alimentação.

(ALCARDE, 2009).

Os ternos, usualmente acionados por turbinas a vapor, devem ser eletrificados para promover maior economia de energia. Nas moendas, a cana desfibrada passa entre os rolos e é comprimida a pressões elevadas, o que promove a liberação do caldo de dentro das células da cana. No sexto (ou último, no caso de menor número de ternos) terno das moendas há utilização de água de embebição, utilizada para aumentar a extração dos açúcares contidos na cana. O caldo obtido no sexto terno serve como embebição do quinto, e assim sucessivamente até o segundo terno (no primeiro terno não há necessidade de embebição), constituindo o sistema de embebição composta. A água utilizada na embebição é proveniente do condensado dos evaporadores, e sua temperatura é da ordem de 50°C. No último terno de moendas são obtidos o caldo cru e o bagaço da cana de açúcar, com teor de água de cerca de 50 % em massa. (DIAS, 2008, p. 9)

O processo de difusão é um processo pouco utilizado nas usinas brasileiras,

mas que vem adquirindo seu espaço dentro delas. A difusão é um processo onde o

preparo da cana tem que ser mais rigoroso, isso se torna uma desvantagem em

relação às moendas, mas que também possui vantagens como baixo custo de

energia e manutenção, melhor extração da sacarose, obtenção de caldos mais

puros e menor desgaste.

Nesse processo de difusão a cana é conduzida em aparelhos chamados

difusores onde a sacarose absorvida ao material fibroso seja diluída e removida por

lavagem, em um processo contracorrente com a água.

20

2.7 EMBEBIÇÃO

A embebição consiste num processo de adicionar água no bagaço, ou seja,

tem como finalidade diluir o caldo remanescente do bagaço, aumentando a extração

da sacarose.

Ela pode ser simples, quando é utilizada apenas água, ou composta quando

utilizada água e caldo. Ambos os tipos podem ser únicos, duplos ou triplos e assim

por diante, variando apenas o número de pontos de contato com o bagaço.

2.8 PENEIRAMENTO

O objetivo do peneiramento é a remoção de partículas em suspensão no

caldo, como bagacilho e areia. Para essa etapa, é necessária a utilização de

hidrociclones e peneiras que ajudam na remoção da sujeira mais bruta do caldo.

2.9 TRATAMENTO DO CALDO

O objetivo do tratamento do caldo é a recuperação da sacarose presente no

caldo obtido através do processo de extração para um bom processo fermentativo.

Nessa etapa é necessário que o caldo esteja com a menor quantidade de impurezas

e contaminantes possíveis, para evitar a inibição da atividade da levedura e para

que possa produzir com o menor consumo de energia nas etapas de separação.

Existem diversos fatores que alteram a composição do caldo de cana como:

clima, idade, tipo de solo, adubação, variedade da cana e etc.

Nas Tabela 3 e Tabela 4, mostram-se a composição média dos caldos e o

21

teor médio de sólidos solúveis nos caldos.

Tabela 3: Composição média dos caldos de cana de açúcar

Componente Teor (% em massa) Água 75 a 88

Sacarose 10 a 21 Açucares redutores

Não açúcares orgânicos Não açúcares inorgânicos

Sólidos totais (Brix)

0,3 a 2,5 0,5 a 1,5 0,2 a 0,7 12 a 23

Fonte: DIAS, 2008

Tabela 4: Teor médio de sólidos solúveis nos caldos de cana de açúcar

Componente Teor (% em massa) Açúcares 75 a 93 Sacarose 70 a 91 Glicose Frutose

Sais Ácidos inorgânicos Ácidos orgânicos

Ácidos carboxílicos Aminoácidos

Proteínas Amido Gomas

Ceras e graxas Corantes e outros

2 a 4 2 a 4 3 a 5

1,5 a 4,5 1 a 3

1,1 a 3,0 0,5 a 2,5 0,5 a 0,6

0,001 a 0,05 0,3 a 0,15

0,05 a 0,15 3 a 5

Fonte: DIAS, 2008

2.10 TRATAMENTO QUÍMICO

Depois da eliminação da maior parte de impurezas solúveis, o objetivo

principal do tratamento químico é a remoção das impurezas insolúveis presentes no

caldo. Outra finalidade é a neutralização do caldo a fim de evitar a inversão e a

decomposição da sacarose.

De acordo com Dias (2008), pode se afirmar que o tratamento químico do

caldo é feito utilizando ácido fosfórico, cal e polímero floculante, que promovem a

correção do pH, a reação com ácidos orgânicos presentes no caldo, a coagulação, a

22

floculação das partículas e ainda ajudam a prevenir a corrosão dos equipamentos.

Para CAMARGO (apud Dias, 2008, p. 13) a adição de ácido fosfórico é feita anteriormente a adição de cal, e é baseada no teor de fosfatos do caldo, de modo a atingir uma concentração de fosfato entre 200 e 300 ppm. As vantagens da aplicação de ácido fosfórico são: alta taxa de sedimentação; lodo mais concentrado, com maior facilidade de filtração.

Após a dosagem de ácido fosfórico, o caldo é aquecido até 70 ºC.

Seguidamente é inserida a cal, CaO, que é acrescentada ao caldo como leite de cal,

Ca(OH)2 e aquecido novamente até 105ºC. Se tiver ocorrência de que a temperatura

esteja muito baixa, podem ocorrer problemas na clarificação como formação

deficiente de flocos, coagulação e eliminação de gases incompleta. Casualmente,

se estiver em alta temperatura, podem ocorrer perdas e destruição de açúcares,

sendo que aumentaria o consumo desnecessário de vapor de aquecimento.

A leite de cal Ca(OH)2 que é acrescentada ao caldo, tem uma concentração

de 4 a 7 Bé (equivalente à concentração da solução), e esta etapa é denominada de

calagem. A calagem tem por finalidade a eliminação de corantes do caldo, a

neutralização de ácidos orgânicos e a formação de sulfito e fosfato de cálcio, que ao

sedimentar, arrastam consigo impurezas presentes no caldo, daí a necessidade de

adicionar fosfato e garantir pouca quantidade deste composto no caldo.

2.11 FLASHEAMENTO

Nessa etapa o caldo passa por um balão flash, onde tem por finalidade

eliminar os gases que prejudicam a etapa de decantação. Quando a mesma não é

realizada de maneira satisfatória, pode vir a aparecer bolhas junto aos flocos que

podem dificultar a separação na etapa de decantação. Um dos únicos parâmetros

necessários para realização do flasheamento é que o caldo esteja à uma

temperatura superior à temperatura de ebulição da água, ou seja, à 105ºC. O caldo

23

é enviado ao balão flash à pressão atmosférica onde será removido todo o ar

presente.

2.12 DECANTAÇÃO

Conforme Gorni (200-), depois da passagem do caldo pelo balão flash é

adicionado um polímero floculante, onde o mesmo tem por objetivo promover a

aglomeração dos flocos, aumentar a velocidade de sedimentação, compactação e

redução no volume do lodo formado, diminuir a turbidez do caldo resultante e

diminuir as perdas de sacarose na torta. A adição de polímeros ao caldo é feita na

razão de aproximadamente 3 g de polímero por tonelada de cana sendo

processada, o que significa um gasto de aproximadamente 2,5 kg de polímeros por

dia, conforme visita técnica realizada na Usina de Açúcar Santa Terezinha.

A decantação é uma etapa onde ocorre a eliminação das impurezas

presentes no caldo da sedimentação das partículas que formam aglomeradas nas

etapas de calagem e adição de polímero floculante. Esse processo é realizado de

forma contínua em um equipamento denominado decantador, onde o mesmo possui

vários compartimentos (bandejas), a fim de aumentar a superfície de decantação.

Como o lodo adquirido na etapa de decantação contém açúcares, o mesmo é

recuperado por filtração. Na maioria das usinas o filtro rotatório é o mais utilizado,

composto por um tambor giratório horizontal cuja parte externa é composta por tela

perfurada, permanecendo com uma parte submersa no lodo a ser filtrado.

Copersucar (200-) afirma que o lodo se torne possível de filtrar, deve-se

adicionar água, para a recuperação dos açúcares e bagacilho fino que aumenta a

retenção dos flocos, tendo, portanto melhor separação do sólido. A torta que ficou

impregnada na superfície do tambor é conduzida para o campo, onde será utilizada

como fertilizante na lavoura, já o filtrado é misturado ao caldo logo após a adição de

cal.

24

2.13 CONCENTRAÇÃO E ESTERILIZAÇÃO DO CALDO

Para que o grau alcoólico do vinho não seja muito baixo, é realizada essa

etapa de concentração e esterilização do caldo, ou seja, o objetivo é para retirar a

maior quantidade possível de água contida no caldo, utilizando evaporadores de

múltiplos efeitos.

Dias (2008, p.15) afirma que:

Somente uma parte do caldo é concentrada, de modo a atingir uma concentração final de açúcares no mosto cerca de 22% Brix. Convencionalmente utiliza-se a concentração de parte do caldo até 65% Brix, sendo este caldo concentrado misturado ao caldo clarificado e encaminhado a esterilização.

A esterilização é um tratamento onde o caldo é aquecido até 130ºC,

permanecendo nessa temperatura aproximadamente 30 minutos e sofrendo um

rápido resfriamento até a temperatura de fermentação, ou seja, 30ºC.

Após esse tratamento efetuado de remover certa quantidade de impurezas

(areia, bagacilho, etc.) do caldo, o mesmo está devidamente concentrado e

esterilizado para ser enviado a etapa de fermentação que é conhecido como mosto.

2.14 FERMENTAÇÃO

O processo de fermentação alcoólica é um processo biológico, cujo agente é

a levedura. A levedura mais utilizada é a Saccharomyces cerevisia. Na Figura 1

mostra a seqüência de reações enzimáticas da fermentação alcoólica.

Lima (2006), afirma que:

25

A seqüência de reações enzimáticas de produção de ATP, e intrínsecas à formação de etanol, rotas metabólicas alternativas aparecem para propiciar a formação de materiais necessários à constituição da biomassa (polissacarídeos, lipídeos, proteínas, ácidos nucléicos e outros), bem como a formação de outros produtos de interesse metabólico, relacionados direta ou indiretamente com a adaptação e sobrevivência.

Dias (apud BASSO, 2006), afirma que a produção de glicerol na fermentação

alcoólica está acoplada à formação de ácidos e a situações de stress para a

levedura, como stress osmótico causado pelas altas concentrações de açúcares e

sais no mosto, entre outras.

Segundo Dias (2008), a produção destes subprodutos implica diretamente em

redução da produção de etanol, mas alguns deles são essenciais para manter a

atividade microbiana.

Para que a fermentação fique dentro das especificações técnicas, é muito

importante que se misture ao mosto uma quantidade de levedura capaz de

converter os açúcares em álcool e gás carbônico, dentro de determinadas

condições. O nome desse conjunto de microorganismos é pé-de-cuba ou apenas

fermento.

A fermentação alcoólica se desenvolve em condições de anaerobiose, ou

seja, em ausência de oxigênio livre. A seqüência de reações pode ser resumida

como:

2tancos COolEeGlilevedura

+ →

(2.1)

As reações ocorrem na fermentação alcoólica do mosto, sintetizadas na

equação anterior.

Primeiramente a sacarose presente no caldo é invertida em glicose e frutose:

61262112212 2 OHCOHOHC →+ (2.2)

Depois, a frutose é invertida a glicose e o etanol é produzido a partir da

conversão das hexoses:

2526126 22 COOHHCOHC +→ (2.3)

26

Figura 1: Seqüência de reações enzimáticas de fermentação alcoólica (Lima et al, 2008).

De acordo com Alcarde (2009), as leveduras utilizadas na indústria do álcool

devem apresentar algumas características como: velocidade de fermentação,

27

rendimento, tolerância de álcool, resistência e estabilidade. A velocidade da reação

pode ser determinada pela quantidade de açúcar fermentado por uma quantidade

de leveduras em um determinado tempo.

2.15 PREPARO DO MOSTO

O mosto é uma solução de açúcar cuja concentração foi ajustada para tornar

a fermentação com mais eficiência. Para o preparo do mosto é necessário ter

alguns cuidados com a concentração dos açúcares totais e sua relação com os

sólidos solúveis, acidez total e pH.

O preparo do mosto é simples, ele é feito a partir de méis, água e caldo, de

modo que essa mistura tenha uma concentração final aproximadamente de 16 a 23º

Brix.

2.16 PREPARO DO FERMENTO

Os mostos preparados industrialmente devem ser inoculados com as

leveduras. Para que se possa ter uma fermentação satisfatória, é importante que

seja adicionado aos mostos uma quantidade considerável de microorganismos

capazes de transformar rapidamente os açúcares em álcool e gás carbônico.

Depois do fermento e o mosto serem preparados, ambos são misturados a

dorna de fermentação. Essa adição do mosto ao fermento deverá ser de forma

contínua, onde a quantidade deverá ser controlada através da concentração da

mistura.

As fermentações industriais podem ser classificadas como o tipo de

alimentação das dornas e desenvolvimento da fermentação, em processos

28

contínuos ou em batelada.

Alcarde (2009), afirma que no processo em batelada pode ser em batelada

simples ou batelada alimentada. Na batelada simples, a fermentação só inicia

quando o fermentador for completado. Esse tipo de processo não pode ser utilizado

em grandes quantidades, ou seja, ele é empregado para fermentações laboratoriais

e farmacêuticas. A batelada alimentada é misturada o mosto ao fermento à medida

que a dorna vai sendo preenchida. Esse método é considerado mais produtivo, pois

não se expõe as leveduras, tendo como vantagem menores riscos de inatividade

das mesmas.

O processo contínuo são dornas ligadas em série, onde se pode ter

quantidade e tamanhos variados, pois oferece vantagem de uniformização em

instalações industriais, controle mais simples, controle do consumo de insumos e

maior produtividade.

2.17 RECUPERAÇÃO DO FERMENTO

O processo Melle-Boinot baseia-se na separação da levedura do vinho por

centrifugação, com posterior tratamento com ácido sulfúrico antes de ser reutilizado.

Depois que os açúcares se saturam do mosto em fermentação, o vinho é

bombeado da dorna para a centrífuga separadora, onde acontece a separação: de

um lado o leite de levedura e do outro, o vinho delevedurado.

Marafante (1993) afirma que este tratamento tem como principal finalidade a

eliminação das bactérias que possam estar no levedo alcoólico. Para que se

possam atingir os objetivos, é importante que as condições de execução do

tratamento do fermento sejam bem observadas.

A seguir na Figura 2 é mostrado um esquema simplificado do processo de

Melle-Boinot.

29

Figura 2: Esquema simplificado do processo de Melle-Boinot de fermentação (Dias, 2008)

2.18 DESTILAÇÃO

O vinho resultante da fermentação é composto basicamente por componente

em fase líquida, destacando o álcool (7 a 10º GL) e a água (89 a 93%). Os demais

componentes como glicerina, alcoóis homólogos superiores, furfural, aldeído,

bagacilho, leveduras e bactérias, sais minerais entre outros, são encontrados em

menores quantidades.

Dias (2008) afirma que para separação do álcool dos outros componentes do

vinho, o processo realizado é a destilação alcoólica, sendo que nas usinas

brasileiras são utilizadas 5 colunas de destilação: A, A1, D, B e B1, conforme a

Figura 3.

30

A primeira etapa da destilação é a purificação do vinho, onde consiste na

eliminação parcial de impurezas como aldeídos e ésteres. Esta etapa é realizada em

uma coluna de depuração, onde se resulta o vinho depurado e uma fração do álcool

bruto de segunda. A etapa seguinte é denominada etapa de esgotamento, onde o

vinho depurado é submetido a uma nova destilação. O produto de fundo da coluna

A1 é esgotado no fundo da coluna A, sendo produzida a vinhaça. A vinhaça é um

resíduo aquoso composta por substâncias fixas do vinho e parte das voláteis. Ela é

responsável pelo pré- aquecimento do vinho no trocador K, conforme ilustrado na

Figura 3. No topo da coluna A, é obtido vapor de flegma, que é uma mistura impura

de água e álcool, e que alimenta a coluna B.

A coluna D que está localizada sob a coluna A1 é onde se concentra os

produtos mais voláteis do vinho. O vapor obtido na coluna D é condensado através

do trocador de calor R, sendo que a corrente obtida é dividida em duas partes: uma

parte retorna a coluna em forma de reciclo e outra parte é retirada como álcool de

segunda. (DIAS, 2008).

O flegma resultante da coluna A, será submetido à retificação para a

separação dos alcoóis superiores e a concentração de destilado até o grau alcoólico

do álcool hidratado. O fundo da coluna B é a alimentação da coluna B1. Esse fundo

é chamado de flegmaça, que contém um teor alcoólico muito baixo. Como

alternativa, pode-se obter a flegmaça com teor alcoólico mais elevado fazendo o seu

reciclo na coluna A1.

31

Figura 3: Destilação do álcool (Albuquerque et al, 2008).

32

3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO

Figura 4: Diagrama de processo de fabricação de álcool hidratado

Recepção da Cana

Lavagem da Cana

Preparo da Cana

Extração do Caldo

Embebição

Tratamento do Caldo

Aquecimento

Filtração

Concentração e

esterilização

Fermentação

Destilação

Levedura CO2

Vinho p/ recuperação

Álcool hidratado

Cal (Ca(OH)2)

Decantação Polímero

Centrifugação

Água

Torta

Bagacilho

Resíduo

Caldo p/

tratamento

33

3.1 ETAPAS DO PROCESSO

A seguir serão apresentadas as etapas para a produção do álcool hidratado

que será abordado neste trabalho, conforme visita técnica realizada na Usina de

Álcool e Açúcar Santa Teresinha.

3.1.1 Aquecimento

Após receber o caldo já tratado, ele irá diretamente para os aquecedores

onde deverá atingir uma temperatura de 105ºC. Se o caldo estiver em uma

temperatura insuficiente de aquecimento, poderão ocorrer problemas como: a má

formação de flocos, pois as reações químicas não conseguem ser finalizadas, a

coagulação incompleta, não permitindo a total remoção das impurezas e a

eliminação parcial dos gases. Já se a temperatura for muito elevada, poderão

ocorrer destruições e perdas de açúcares, caramelização do açúcar, aumentando as

substâncias e o consumo excessivo de vapor.

Para evitar que se ocorra os constrangimentos citados, os termômetros

deverão ser inspecionados e calibrados periodicamente.

34

3.1.2 Decantação

Assim que o caldo sai dos aquecedores, o caldo é enviado a um tanque onde

irá repousar por um tempo. Após esse repouso, o caldo é enviado aos

decantadores, que tem como objetivo clarificar o caldo em processo contínuo.

Na entrada dos decantadores, existe uma caixa onde é armazenado o

polímero que é dosado ao caldo. Existem diversos fatores que favorecem a

utilização de polímeros no caldo, como: os mesmos são responsáveis por promover

a aglomeração dos flocos presentes no caldo, visando maior velocidade de

sedimentação, compactação e redução do volume do lodo, melhora da turbidez do

caldo clarificado e menores perdas de sacarose na torta.

O caldo que irá sair dos decantadores é chamado de caldo clarificado e o

objetivo da clarificação do caldo é promover a precipitação e coagulação de colóides

e minimizar ao máximo as borras, tendo o caldo mais claro possível. O pH, a

temperatura e o tempo de retenção do caldo nos decantadores são fatores muito

importantes para um bom resultado desta operação. A Figura 5 mostra um modelo

de um decantador de uma indústria sucroalcooleira.

35

Figura 5: Decantador convencional de uma indústria sucroalcooleira (Brumazi, 2009).

3.1.3 Filtração

A decantação separa o caldo tratado em duas partes: o caldo claro e o lodo,

que se espessa no fundo do decantador.

O caldo claro é peneirado estaticamente e segue para a destilaria, enquanto

o lodo é filtrado através de um filtro rotativo, para que se separe do material

precipitado, contendo sais insolúveis.

Como o lodo que foi decantado é de material gelatinoso, deverão ser

adicionados bagacilho fino e água. O bagacilho auxilia na filtração, aumentando a

porosidade do bolo e a retenção de flocos. Já a água auxilia na recuperação dos

açúcares. O caldo filtrado retorna ao decantador para um melhor tratamento e o

resíduo sólido, a torta, é utilizada na lavoura.

36

3.1.4 Concentração e esterilização

Após o caldo ter passado pelo processo de filtração, ele é enviado ao um

tanque pulmão de onde irá direto para os evaporadores.

O evaporador tem como finalidade remover a maior quantidade de água

presente no caldo clarificado. A alimentação do caldo clarificado ao evaporador deve

ser de aproximadamente 115 ºC. Para temperaturas inferiores, será aproveitada

apenas parte da superfície do evaporador, tendo que ser aquecido o caldo, até a

temperatura adequada, para que a evaporação se inicie.

A esterilização do caldo é feita através de trocadores de calor do tipo placas,

onde o caldo é recebido a uma temperatura de 115ºC aproximadamente e é

resfriado até 30ºC. Após isso o caldo é enviado à dorna de fermentação.

3.1.5 Fermentação

A fermentação alcoólica ocorre através de uma transformação dos açúcares

em álcool, onde o agente é a levedura. O agente mais utilizado é a Saccharomyces

cerevisia.

As dornas de fermentação podem ser abertas ou fechadas, sendo que as

abertas apresentam perdas de álcool devido ao fato do CO2 arrastar parte deste

durante a fermentação. Existem dois tipos de processos de fermentação: o contínuo

e o por batelada. Neste, são utilizados várias dornas menores do que as utilizadas

em processo contínuo. Apesar de possuir uma automação e manutenção com

custos mais altos do que um processo contínuo, a fermentação em batelada oferece

um controle microbiológico facilitado, maiores teores alcoólicos ao final da

fermentação e maior flexibilidade quanto ao processo.

Antes de o fermento ser adicionado ao mosto, ele é previamente tratado com

37

ácido sulfúrico, para controlar a infecção, e alguns outros produtos que ajudam

melhorar a viabilidade do fermento a ser utilizado.

Um dos fatores importantes para ter uma boa qualidade na fermentação é a

velocidade de alimentação da levedura. Se a alimentação for muito rápida, corre o

risco de estressar a levedura, tendo como conseqüência um tempo de fermentação

maior. Se a velocidade for muito lenta, poderá ocorrer a multiplicação da levedura,

ou seja, quanto mais levedura mais ela irá consumir açúcar, o qual na verdade

deverá ser transformado em álcool.

Assim o mosto é misturado ao fermento e o ºBrix deverá ser medido de hora

em hora, até que esses valores forem iguais em diferentes horários de medições, ou

seja, a dorna está morta. Quando a dorna chegar a esse ponto, significa que a

fermentação acabou e o vinho deverá enviado diretamente a centrífuga.

3.1.6 Centrifugação

As centrífugas servem para separar o fermento do vinho. Elas bombeiam o

fermento até as cubas de tratamento, onde será adicionada água para diminuir o

teor alcoólico do meio e também ácido sulfúrico para o tratamento da desinfecção. A

correção do pH deverá ficar em torno de 1,9 a 2,5 e o tempo de agitação na cuba

deverá ser entre 1 e 3 horas, até poder ser enviada novamente a dorna e reutilizada.

Já o vinho, será bombeado a dorna volante de onde ele irá ser enviado à

alimentação da coluna de destilação.

3.1.7 Destilação

A destilação é o processo de separação que acontece devido à diferença do

38

ponto de ebulição entre duas ou mais substâncias de uma mistura. Este é o

processo utilizado pelas usinas para separar o álcool e as demais substâncias

voláteis do vinho. O vinho, quando submetido à destilação, resultará em duas

frações além dos alcoóis: a vinhaça e a flegmassa.

A destilação é realizada em colunas de destilação, sendo alimentada

continuamente com vinho e retirando a vinhaça na base na coluna e no topo o

produto destilado, o álcool.

Neste trabalho, será utilizada apenas uma coluna, sendo que a mesma é

maior na base e menor no topo.

Antes de vinho entrar na coluna, ele passa por um trocador de calor, que tem

como objetivo aquecê-lo através da troca térmica com a vinhaça que é obtida na

base da coluna. Após sua entrada na coluna, com aproximadamente 9,0 ºGL, o

liquido em contracorrente com o vapor desce pela coluna e entram em contato direto

com os pratos perfurados.

Na seção mais abaixo da alimentação os componentes menos voláteis são

retirados do liquido, onde é chamada de seção de esgotamento. Acima da

alimentação, a concentração dos componentes mais voláteis aumenta, sendo que

essa seção é chamada de retificação ou enriquecimento. Nesta mesma seção, os

vapores dos alcoóis passam por um condensador, que tem por finalidade promover

o refluxo para a coluna. Então, o flegma é concentrado para um teor alcoólico entre

93 ºGL, tendo a separação do álcool hidratado, dos aldeídos e dos ésteres.O

produto de fundo é a vinhaça, que tem uma proporção de 13 litros para cada litro de

álcool produzido e seus constituintes são basicamente água, sais e sólidos. Seu teor

alcoólico é de aproximadamente 1ºGL.

39

CRONOGRAMA DE TRABALHO

O cronograma de trabalho define as etapas executadas durante a elaboração

do Trabalho de Conclusão de Curso conforme descrito na Tabela 5 abaixo:

Tabela 5: Cronograma de Trabalho

ATIVIDADES 2009 2010

8 9 10 11 12 1 2 3 4 5 6

1. Escolha do Tema

2. Revisão literatura

3. Pré projeto

3.1 Diagrama de blocos

3.2 Capacidade Nominal

3.3 Avaliação Econômica

4. Projeto Básico

4.1 Fluxograma do projeto

4.1.1 Balanço de Massa

4.1.2 Balanço de Energia

4.2 Diagrama T+I

4.3 Diagrama Layout

5. Entrega do Projeto Básico

Fonte: Autor

40

4 PRINCIPAIS RESULTADOS

4.1 DIAGRAMA DE BLOCOS

O diagrama de blocos, ilustrado na Figura 6, descreve as principais etapas do

processo de produção de álcool hidratado a partir do caldo da cana de açúcar:

Figura 6: Diagrama de Blocos do Processo

41

4.2 ESCOPO DO PROCESSO

O objetivo deste trabalho foi desenvolver um projeto para produção de 50.000

l/dia (39,5 ton/dia) de álcool hidratado em regime contínuo, considerando 95% das

horas trabalhadas e 5% para eventuais paradas de manutenção.

4.3 CAPACIDADE PRODUTIVA

Tipo de Processo: Contínuo

Regime de trabalho: semanadia

diah 7,24

Horas disponíveis: ano

h

dia

h

ano

dias 760.824365 =×

Horas trabalhadas: hh 300.895,0760.8 =×

Capacidade diária: diaton5,39

Capacidade horária: hton

diaton h 64,1245,39 =÷

Capacidade semanal: semanaton

semanadia

diaton 5,27675,39 =×

Capacidade mensal: mêston

mêsdia

diaton 185.1305,39 =×

Capacidade nominal: anoton

htonh 612.1364,1300.8 =×

4.4 DADOS DO BALANÇO DE MASSA

No Balanço de Massa foram calculadas todas as correntes, desde o

42

tratamento do caldo até a coluna de destilação.

Na Tabela 6 mostra os principais resultados do balanço de massa da coluna

de destilação, sendo que as demais correntes encontram-se nos anexos.

Tabela 6: Dados balanço de massa Coluna de Destilação

Corrente/ Componente

Alimentação Topo Base 220 (kg/h) x_C220 250 (kg/h) x_C250 280 (kg/h) x_C280

Alcool Agua

TOTAL

17.464,37 176.584,14 194.048,50

0,09 0,91 1,00

15.692,62 1.181,16

16.873,78

0,93 0,07 1,00

1.771,15 175.402,97 177.174,72

0,01 0,99 1,00

Fonte: Autor

4.5 DADOS DO BALANÇO DE ENERGIA

A Tabela 7 descreve a quantidade de energia e de água utilizados em cada

equipamento.

Tabela 7: Dados do balanço de energia, quantidade de vapor e água necessários

Equipamento Energia (W) Quantidade Vapor (m³/h)

Quantidade de água (m³/h)

W120 W130 W140 W150

9,591 x 105 1,411 x 107 3,486 x 107 6,829 x 104

2,998 x 10³

48,512 1,214 x 10³

2,531

Fonte: Autor

43

4.6 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DOS EQUIPAMENTOS

4.6.1 Trocadores de Calor

A Tabela 8 apresenta as áreas dos trocadores dimensionados neste projeto.

Tabela 8: Áreas dos trocadores de calor

Equipamento Área de troca (m²)

W120 W130 (A,B,C)

W140 (A,B,C,D) W150

11,471 156,28

207,887 2,017

Fonte: Autor

4.6.2 Coluna de Destilação

A Tabela 9 mostra os principais resultados dos parâmetros calculados para a

coluna de destilação.

44

Tabela 9: Principais parâmetros da Coluna de Destilação

Parâmetros calculados Região de Esgotamento Região de Retificação

Dt (diâmetro da Torre) 2,689 m 2,065 m

At (área da Torre) 5,678 m² 3,348 m²

A livre (área livre) 5,119 m² 3,018 m²

A furos (área dos furos dos pratos) 0,613 m² 0,362 m²

Vnf (veloc. do gás) 11,333 m/s 7,235 m/s

Vn (veloc. de inundação) 5,666 m/s 3,617 m/s

CFS gás (vazão volumétrica gás) 1,1 x 105 m³/h 4,142 x 104 m³/h

Vf (veloc. máx. da fase gasosa na torre) 11,942 m/s 7,623 m/s

A livre (área livre) 5,119 m² 3,018 m²

Vh (veloc. gás através dos furos) 47,302 m/s 30,197 m/s

Ad (área downcomer) 0,284 m² 0,167 m²

H (altura da corda) 0,2617 m 0,2006 m

Lw (comp. do downcomer) 1,594 m 1,223 m

ht (perda de carga total do prato) 0,201 m 0,219 m

∆P (perda de carga no prato seco) 4,495 in 2,212 in

h entrada (altura de líquido na entrada do prato) 0,087 m 0,079 m

hw (altura dos vertedores) 0,05 m 0,05 m

X (parâmetro de fluxo) 0,042 0,044

F inundação (fator ligado as propriedades do fluido)

1,171 1,171

Fs(fator de escoamento do gás) 3,791 lb½ /( ft ½ s) 3,945 lb½/( ft ½ .s)

Fonte: Autor

4.7 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO

A Tabela 10 a seguir apresenta os diâmetros das tubulações, velocidade e

perda de carga em 100m. Os cálculos realizados encontram-se nos anexos deste

trabalho.

45

Tabela 10: Principais dados da tubulação

Corrente Diâmetro da tubulação (m) Velocidade (m/s) ∆P 100m (Pa)

C210 0,203 1,67 1,707 x 104

C220 0,203 1,67 1,707 x 104

C230 0,04 19,049 1,28 x 107

C240 0,173 0,726 2,375 x 103

C250 0,041 0,839 1,995 x 104

C260 0,045 0,839 7,573 x 104

C270 0,035 19,838 1,466 x 104

C280 0,128 0,995 1,031 x 104

C290 0,202 0,991 5,69 x 103

C300 0,128 0,995 9,071 x 103

Fonte: Autor

46

CONCLUSÃO

Com este trabalho pude concluir que:

a) O álcool é uma fonte de energia renovável, que irá competir com o

petróleo, pois devido sua escassez, é necessário desenvolver novas

de mini destilarias, como proposto neste TCC;

b) Pode-se perceber que as destilarias contribuem significativamente nas

regiões onde estão localizadas, principalmente no estado de São

Paulo, tendo como resultado um desenvolvimento social e econômico

bom para a região;

c) A realização deste trabalho possibilitou utilizar todos os conhecimentos

construídos ao longo do curso de Engenharia Química, dentre elas, o

desenvolvimento do balanço de massa e energia, dimensionamento

da coluna e das tubulações;

d) Este trabalho fez-se muito importante para o desenvolvimento final do

curso, pois baseado no estudo realizado, conseguiu-se perceber o

importante papel do Engenheiro Químico em frente aos processos nas

industriais e a necessidade de uma ótima formação acadêmica;

e) Para todo este projeto realizado, pode-se concluir que a utilização da

cana de açúcar em micro destilarias é uma alternativa para produção

de biocombustíveis, utilizando os resíduos como fonte de energia

renovável, contribuindo com a redução do aquecimento global.

47

REFERÊNCIAS

COPERSUCAR. Cana de Açúcar. Disponível em: <http://www.copersucar.com.br/institucional/por/academia/cana_acucar.asp>. Acesso em: 15 dez. 2009.

DIAS, Marina O. Souza. Simulação do processo de produção de etanol a partir do açúcar e do bagaço, visando a integração do processo e a maximização da produção de energia e excedentes do bagaço. 2008. 282f. Dissertação (Mestrado em Engenharia Química – Desenvolvimento em Processos Químicos) – Universidade Estadual de Campinas, Campinas, 2008.

LIMA, U., AQUARONE, E.; BORZANI, W., SCHMIDELL, W.. Biotecnologia Industrial: Processos fermentativos e enzimáticos. São Paulo: Edgard Blucher, 2001. 593 p.

LIMA,D.W., MARQUES, M.O., AZANIA A.A.P.M., JUNIOR L.C.T., NOGUEIRA G.A. Tópicos em Tecnologia Sucroalcooaleira. 1. ed. Jaboticabal: Multipress Ltda, 2006.191p.

PAYNE, J.H.Operações Unitárias na Produção de Açúcar de Cana. 1. ed. São Paulo: Nobel, 1989. 245p.

ALCARDE, A.R. Fermentação. Agência de Informação Embrapa – Cana de Açúcar, 200-. Disponível em: <http://www.agencia.cnptia.embrapa.br/gestor/cana-de-acucar/arvore/CONTAG01_105_22122006154841.html>. Acesso em: 15 dez. 2009.

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MARAFANTE, Luciano J. Tecnologia da Fabricação do Álcool e do Açúcar. 1. ed. São Paulo: Ícone, 1993.148p.

48

INSTITUTO CENTRO DE ENSINO TECNOLÓGICO - CENTEC. Produtor de cana-de-açucar. 2. ed. Fortaleza: Demócrito Rocha, 2004.64 p.

SILVEIRA, Amélia; MOSER, Evanilde Maria. Roteiro básico para apresentação e editoração de teses, dissertações e monografias. 3. ed. rev., atual. e ampl. Blumenau: Edifurb, 2009. 240 p, il. +, 1 CD-ROM.

ALBUQUERQUE, A. R. L., FONTES, C. E. Destilação de álcool: desafio para a automação. MECATRÔNICA ATUAL, 2008. Disponível em: < http://www.mecatronicaatual.com.br/secoes/leitura/5>. Acesso em: 29 mar. 2010.

BRUMAZI. Soluções Industriais. Disponível em: <http://www.brumazi.com.br/area_atuacao_preparo/aa-area-atuacao-prepar.php>. Acesso em: 29 mar. 2009.

INCROPERA, F.P., DEWITT, D.P. Fundamentos de Transferência de Calor e Massa. 5. ed. Rio de Janeiro: LTC, 2002. 699 p.

CALDAS, J.N., LACERDA, A.I., VELOSO, E., PASCHOAL, L.C.M., Internos de Torres pratos & recheios. 2. ed. Rio de Janeiro: Editora Interciência, 2007. 510 p.

GOMIDE, R. Operações Unitárias. São Paulo: Ed do Autor, 1980. 4vol.

SMITH, J.M., VAN NESS, H.C., ABBOTT, M.M. Introdução à termodinâmica da Engenharia Química. 7ed. Rio de Janeiro: LTC, 2007. 626 p.

USAÇÚCAR. Visita Técnica. Maringá, 2009.

GORNI, E. L. Produção e Fabricação de açúcar e álcool – parte 1. Cola da Web, 200-. Disponível em < http://www.coladaweb.com/quimica/quimica-geral/producao-e-fabricacao-de-acucar-e-alcool-parte-1>.Acesso em: 20 mar. 2010.

ANEXOS

50

ANEXO 1

LISTA DE EQUIPAMENTOS

51

TAG DESCRIÇÃO B100 Tanque Pulmão

Caldo de cana tratado

V= ? L

Pe= ? bar

INOX 304 P100 Bomba

Caldo tratado

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: Ferro Fundido W100 Trocador de calor

A= ? m²

E=?

Q=?

Material: Aço carbono P110 BOMBA

Polímero

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: Ferro Fundido V100 Misturador Tipo Ejetor

INOX 304 F100 Câmara de Decantação

INOX 304 P120 Bomba

Caldo decantado

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: AISI 316 B110 Tanque de Armazenagem

Lodo

V= ? L P130 Bomba

Lodo

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: Ferro Fundido B120 Tanque de Armazenagem

Lodo

V= ? L

D= ? m

H= ? m

52

H100 Rosca Transportadora

Q=? m³/h

Material: Aço Carbono F110 V=? L

Material do tambor: AISI 304 V110 Compressor

Q=? m³/h

Material: Aço Carbono

Pe=? bar

? kW P140 Bomba

Caldo para tratamento

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: Ferro Fundido B130 Tanque de Armazenagem

Caldo tratado

V= ? L

Pe= ? bar

Ferro fundido P150 Bomba

Caldo tratado

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: Ferro fundido D100 Evaporador

A=? m² P160 Bomba

Mosto

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: INOX 304 W110 Trocador de calor

A= ? m²

E=?

Q=?

Material: Aço carbono B140 Tanque de Armazenagem

Levedura

V= ? L

Pe= ? bar P170 INOX 316

Bomba

Levedura

53

Q= ? m³/h

? rpm R100 Carcaça: INOX 316

Dorna de fermentação

V=? m³

Pe=? bar

Material: INOX 304 P180 Bomba

Vinho

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: INOX 316 P190 Bomba

Vinho p/ recuperação

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: INOX 316 B150 Tanque de Armazenagem

Levedura p/ recuperação

V= ? L

Pe= ? bar

INOX 316 P200 Bomba

Vinho p/ destilaria

Q= ? m³/h

? rpm

Carcaça: INOX 316 B160 Tanque de Armazenagem

Vinho p/ destilaria

V= ? L

Pe= ? bar

INOX 316 W120 Trocador de calor

A= 11,471 m²

E=959,1 kW

Q de água= 4,429x104 kg/hr

Material: Aço carbono B170 Tanque de Armazenagem

Água p/ tratamento

V= ? L

Pe= ? bar

INOX 316 K100 Coluna destilação

Vinho

54

D retificação= 2,065m

D esgotamento= 2,689m

Pe= 1 atm W130 Trocador de calor

A= 156,28 m²

E=4705 kW

Q de água= 404,53 m³/hr W140 Material: Aço carbono

Trocador de calor

A= 207,89 m²

E= 8716 kW

Q de água = 749,45 m³/hr

Material: Aço carbono W150 Trocador de calor

A= 2,017 m²

E= 68290 W

Q de água = 2,531 m³/h P210 Material: Aço carbono

Bomba

Vinho p/ destilaria

Q= 5,755 m³/h

260 rpm

Carcaça: INOX 316

55

ANEXO 2

LISTA DE INSTRUMENTOS

56

TAG QUANTIDADE DESCRIÇÃO

TICA 3 Indicador de Temperatura com controlador e alarme T1000

FICA 1 Indicador de Vazão com controlador e alar-me F1000

LICA 1 Indicador de Nível com controlador e alarme

L1000

NM +- 1 Acionamento elétrico manual N2100 NO +- 1 Acionamento elétrico, iluminação N2100

57

ANEXO 3

MEMORIAL DE CÁLCULO

58

BALANÇO DE MASSA

Definição da capacidade

Considerando que 1 tonelada de cana de açúcar rende 600 litros de caldo

tratado e 60 litros de álcool hidratado e que a capacidade deste projeto é de 50.000

litros/dia, temos:

V 20.833m

3

hr:=

ρ 810kg

m3

:=

m ρ V⋅:=

m 4.687kg

s=

C110 m:=

C110 1.687 104

×kg

hr=

Corrente 100 e 110:

Definição das variáreis

F= Vazão de alimentação da torre de destilação;

D= Vazão de destilado no topo da torre de destilação;

B= Vazão de líquido na base da torre de destilação.

F D B+:=

D C110:=

xf 0.09:=

xd 0.93:=

59

xb 0.01:=

xf F⋅ xd D⋅ xb B⋅+:=

xf D B+( )⋅ xd D⋅ xb B⋅+:=

xf B⋅ xb B⋅− xd D⋅ xf D⋅−:=

B xf xb−( )⋅ xd D⋅ xf D⋅−:=

BD xd xf−( )⋅

xb xf−:=

BD 0.93 0.09−( )⋅

0.08:=

B 1.772 105

×kg

hr=

Como:

F D B+:=

F 1.941 105

×kg

hr=

C100 F:=

C100 1.941 105

×kg

hr=

Qtde_alcool_C100 xf C100⋅:=

Qtde_água_C100 1 xf−( ) C100⋅:=

Qtde_água_C100 1.766 105

×kg

hr=

Qtde_alcool_C100 1.747 104

×kg

hr=

Centrifugação C80 e C90

C80 C90 C100+:=

Corrente 90:

60

x_levedura_C90 0.75:=

x_água_C90 0.19:=

x_alcool_C90 0.03:=

x_sacarose_C90 0.03:=

Corrente 80:


x_água_C80 0.70:=

x_alcool_C80 0.09:=


C80 C90 C100+:=

x_levedura_C80 C80⋅ x_levedura_C90 C90⋅:=

x_levedura_C80 C90 C100+( )⋅ x_levedura_C90 C90⋅:=

x_levedura_C80 C90⋅ x_levedura_C80 C100⋅+ x_levedura_C90 C90⋅:=

C90x_levedura_C80 C100⋅

x_levedura_C90 x_levedura_C80−:=

C90 7.057 104

×kg

hr=

C80 C90 C100+:=

C80 2.646 105

×kg

hr=

Corrente 80:

Qtde_levedura_C80 x_levedura_C80 C80⋅:=

Qtde_levedura_C80 5.293 104

×kg

hr=

Qtde_água_C80 x_água_C80 C80⋅:=

Qtde_água_C80 1.852 105

×kg

hr=

Qtde_alcool_C80 x_alcool_C80 C80⋅:=


×kg

hr=

Qtde_sacarose_C80 x_sacarose_C80 C80⋅:=

61

Qtde_sacarose_C80 2.646 103

×kg

hr=

Corrente 90:



×kg

hr=


Qtde_água_C90 1.341 104

×kg

hr=

Qtde_alcool_C90 x_alcool_C90 C90⋅:=


×kg

hr=



×kg

hr=

Fermentação C70, C75 e C77:

C70 C75+ C77 C80+:=

resíduolevedoCOoleegli +++→ 2tancos

síduoLevedoCOOHHCOHC Re22 2526126 +++→

180 46 44

1 2 2


×kg

hr=

Qtde_CO2_C77Qtde_alcool_C80

46

44⋅:=

Qtde_CO2_C77 2.278 104

×kg

hr=

62

Qtde_glicoseQtde_alcool_C80

46 2⋅

180⋅:=

Qtde_glicose 4.66 104

×kg

hr=

frutoseegliáguasacarose +→+ cos

61262112212 2 OHCOHOHC →+

342 18 180

1 1 2

Qtde_glicose 4.66 104

×kg

hr=

Qtde_água

Qtde_glicose

180

218⋅:=

Qtde_água 2.33 103

×kg

hr=

Qtde_sacarose

Qtde_glicose

180

2342⋅:=

Qtde_sacarose 4.427 104

×kg

hr=

C77 Qtde_CO2_C77:=

C77 2.278 104

×kg

hr=

Corrente 75:


x_água_C75 0.60:=

Corrente 80:


x_água_C80 0.70:=

x_alcool_C80 0.09:=

x_açucar_C80 0.01:=

63

Corrente 70:


x_água_C70 0.72:=

C70 C75+ C77 C80+:=

C70 C77 C80+ C75−:=

*a C77 não tem água

x_água_C70 C70⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C75 C75⋅−:=

x_água_C70 C77 C80+ C75−( )⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C75 C75⋅−:=

C75 x_água_C70 x_água_C75+( )⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C70 C77⋅− x_água_C70 C80⋅−:=

C75x_água_C80 C80⋅ x_água_C70 C77⋅− x_água_C70 C80⋅−( )

x_água_C75 x_água_C70−:=

C75 1.808 105

×kg

hr=

C70 C77 C80+ C75−:=

C70 1.066 105

×kg

hr=

Corrente 70:


Qtde_água_C70 7.676 104

×kg

hr=



×kg

hr=

Corrente 75:


Qtde_água_C75 1.085 105

×kg

hr=



×kg

hr=

Concentração e esterilização C60 e C65:

64

C60 C65 C70+:=

Corrente 60:

x_água_C60 0.85:=


Corrente 65:


x_água_C65 0.92:=

C60 C65 C70+:=

x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C65 C65⋅ x_sacarose_C70 C70⋅+:=

x_sacarose_C60 C65 C70+( )⋅ x_sacarose_C65 C65⋅ x_sacarose_C70 C70⋅+:=

x_sacarose_C60 C65⋅ x_sacarose_C60 C70⋅+ x_sacarose_C65 C65⋅ x_água_C70 C70⋅+:=

x_sacarose_C60 C65⋅ x_sacarose_C65 C65⋅− x_sacarose_C70 C70⋅ x_sacarose_C60 C70⋅−:=

C65x_sacarose_C70 C70⋅ x_sacarose_C60 C70⋅−( )

x_sacarose_C60 x_sacarose_C65−( ):=

C65 1.98 105

×kg

hr=

C60 C65 C70+:=

C60 3.046 105

×kg

hr=

Corrente 65:


Qtde_água_C65 1.822 105

×kg

hr=



×kg

hr=

65

Corrente 60:


Qtde_água_C60 2.589 105

×kg

hr=



×kg

hr=

Decantação C20, C30 e C35

C20 C30+ C35 C60+:=

Corrente 20:

x_água_C20 0.80:=


x_SST_C20 0.10:=

Corrente 35:

x_água_C35 0.16:=


x_SST_C35 0.02:=

x_polimero_C35 0.80:=

Corrente 30:

A quantidade de polímero utilizada é de 500g a 1000g, por ton de cana,

então:

Polímero0.75kg

1ton:=

66

Qtde_cana 281.24ton

hr:=

C30 Polímero Qtde_cana⋅:=

C30 210.93kg

hr=

C20 C30+ C35 C60+:=

C20 C35 C60+ C30−:=

x_sacarose_C20 C20⋅ x_sacarose_C35 C35⋅ x_sacarose_C60 C60⋅+:=

x_sacarose_C20 C35 C60+ C30−( )⋅ x_sacarose_C35 C35⋅ x_sacarose_C60 C60⋅+:=

x_sacarose_C20 C35⋅ x_sacarose_C35 C35⋅− x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C20 C60⋅− x_sacarose_C20 C30⋅+:=

C35x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C20 C60⋅− x_sacarose_C20 C30⋅+( )

x_sacarose_C20 x_sacarose_C35−( ):=

C35 1.907 105

×kg

hr=

C20 C35 C60+ C30−:=

C20 4.951 105

×kg

hr=

Corrente 20:


Qtde_água_C20 3.961 105

×kg

hr=



×kg

hr=

Qtde_SST_C20 x_SST_C20C20⋅:=

Qtde_SST_C20 4.951 104

×kg

hr=

Corrente 35:


Qtde_água_C35 3.05 104

×kg

hr=


67


×kg

hr=


Qtde_SST_C35 3.813 103

×kg

hr=

Qtde_polimero_C35 x_polimero_C35C35⋅:=

Qtde_polimero_C35 1.525 105

×kg

hr=

Aquecimento C10:

C10 C20:=

C10 4.951 105

×kg

hr=

Filtração C40, C45, C50 e C55:

C40 C45+ C55 C50+:=

Bagacilho C45:

A quantidade de bagacilho utilizada é de 3 a 5 kg por tonelada de cana, então

temos que:

Bagacilho4kg

1ton:=

68

Qtde_cana 281.24ton

hr:=

C45 Bagacilho Qtde_cana⋅:=

C45 1.125 103

×kg

hr=

Sabendo que:

C40 C35:=

C40 1.907 105

×kg

hr=

Corrente 40:

x_água_C40 x_água_C35:=

x_água_C40 0.16=

x_sacarose_C40 x_sacarose_C35:=

x_sacarose_C40 0.02=

x_SST_C40 x_SST_C35:=

x_SST_C40 0.02=

x_polimero_C40 x_polimero_C35:=

x_polimero_C40 0.8=


Qtde_água_C40 3.05 104

×kg

hr=



×kg

hr=


Qtde_SST_C40 3.813 103

×kg

hr=

Qtde_polimero_C40 x_polimero_C40C40⋅:=

Qtde_polimero_C40 1.525 105

×kg

hr=

Corrente 50:

x_água_C50 0.36:=

69

x_residuo_C50 0.62:=

x_bagacilho_C50 0.02:=

Considerando que 20% do que entra na etapa de filtração, que é a C40+C50,

20% vai para resíduo e 80% vai para tratamento, então podemos ter:

C40 C45+ 1.918 105

×kg

hr=

C50 C40 C45+( ) 0.80⋅:=

C50 1.534 105

×kg

hr=


Qtde_água_C50 5.523 104

×kg

hr=

Qtde_residuo_C50 x_residuo_C50 C50⋅:=

Qtde_residuo_C50 9.512 104

×kg

hr=

Qtde_bagacilho_C50 x_bagacilho_C50 C50⋅:=

Qtde_bagacilho_C50 3.068 103

×kg

hr=

Corrente 55:

x_água_C55 0.75:=


C55 C40 C45+ C50−:=

C55 3.836 104

×kg

hr=


Qtde_água_C55 2.877 104

×kg

hr=



×kg

hr=

Continuação do Balanço de Massa da coluna de destilação

70

Após a determinação das vazões anteriormente:

F 194048.5kghr

:=

B 177174.72kghr

:=

D 16873.78kghr

:=

xd_alcool 0.93:=

xd_agua 0.07:=

xf_alcool 0.09:=

xf_agua 0.91:=

xb_alcool 0.01:=

xb_agua 0.99:=

Como serão 4 colunas, as vazões ficam conforme abaixo:

Alimentação:

F_AF4

:=

F_A 4.851 104×

kghr

=

71

F_BF4

:=

F_B 4.851 104×

kghr

=

F_CF4

:=

F_C 4.851 104×

kghr

=

F_DF4

:=

F_D 4.851 104×

kghr

=

Topo:

D_AD4

:=

D_A 4.218 103×

kghr

=

D_BD4

:=

D_B 4.218 103×

kghr

=

D_CD4

:=

D_C 4.218 103×

kghr

=

D_DD4

:=

D_D 4.218 103×

kghr

=

Base:

B_AB4

:=

72

B_A 4.429 104×

kghr

=

B_BB4

:=

B_B 4.429 104×

kghr

=

B_CB4

:=

B_C 4.429 104×

kghr

=

B_DB4

:=

B_D 4.429 104×

kghr

=

Componente F (kg/h) xf D (kg/h) xd B (kg/h) xb

Etanol 17.464,37 0,09 15.692,62 0,93 1.771,75 0,01

Água 176.584,14 0,91 1.181,16 0,07 175.402,97 0,99

TOTAL 194.048,50 1,00 16.873,78 1,00 177.174,72 1,00

Alimentação Topo Topo

De acordo com Gomide (1924, p. 66), o valor de γ está relacionado

diretamente com o tipo de alimentação. Considerando que a nossa alimentação seja

com líquido saturado e com base nos dados do autor supracitado, temos as

seguintes condições:

1=γ

Teb_agua 373.15K:=

Teb_alcool 351.35K:=

∆T Teb_agua Teb_alcool−:=

∆T 21.8K=

ΤTeb_agua Teb_alcool+

2:=

73

Τ 362.25K=

α e10.7

∆T

Τ⋅

:=

α 1.904=

RRmin1

α 1−

xd_alcoolxf_alcool

α1 xd_alcool−

1 xf_alcool−

⋅−

⋅:=

RRmin 11.27=

Estimando que a razão de refluxo é 1,3 vezes a RRmin, temos:

RR 1.3 RRmin⋅:=

RR 14.65=

Cálculo das vazões do topo e da base dos refluxos da coluna:

QL D_A RR⋅:=

QL 6.18 104×

kghr

=

QV QL D_A+:=

QV 6.602 104×

kghr

=

QVl QV:=

QVl 6.602 104×

kghr

=

QLl F_A QL+:=

QLl 1.103 105×

kghr

=

BALANÇO DE ENERGIA

Para calcular o balanço de energia, fez-se necessário conhecer a entalpias.

Estas foram calculadas a partir da equação de Riedel (VAN NESS, 2007).

74

Cálculo das entalpias:

Para água:

Teb_agua 373.15K:=

Pc_agua 220.55:=

Tc_agua 647.1K:=

Tred_aguaTeb_aguaTc_agua

:=

Tred_agua 0.577=

R 8.314J

mol K⋅:=

R_agua R1mol

0.018015kg⋅:=

R_agua 461.504J

kg K⋅=

∆H_agua1.092 ln Pc_agua( ) 1.013−( )⋅

0.93 Tred_agua−R_agua Teb_agua⋅( )⋅:=

∆H_agua 557.157kcalkg

=

Para o álcool:

Teb_alcool 351.35K:=

Pc_alcool 61.48:=

Tc_alcool 513.9K:=

Tred_alcoolTeb_alcoolTc_alcool

:=

Tred_alcool 0.684=

R 8.314J

mol K⋅:=

R_alcool R1mol

0.046069kg⋅:=

R_alcool 180.468J

kg K⋅=

75

∆H_alcool1.092 ln Pc_alcool( ) 1.013−( )⋅

0.93 Tred_alcool−R_alcool Teb_alcool⋅( )⋅:=

∆H_alcool 208.529kcalkg

=

Cp_agua 4186.8J

kg K⋅:=

Cp_alcool 2512.08J

kg K⋅:=

Cp_mist_D Cp_agua xd_agua⋅ Cp_alcool xd_alcool⋅+:=

Cp_mist_D 0.628kcalkg K⋅

=

Admitindo que a temperatura no topo da torre é 78,2ºC, ou 351,35K, calculou-

se a entalpia do líquido saturado:

Td 351.35K:=

Tref 273.15K:=

hd Cp_mist_D Td Tref−( )⋅:=

hd 49.11kcalkg

=

hl hd:=

hl 49.11kcalkg

=

HV xd_agua ∆H_agua⋅ xd_alcool ∆H_alcool⋅+:=

HV 232.933kcalkg

=

Cálculo da quantidade de calor no condensador (Qc):

Qc QV HV⋅ QL hl⋅− D_A hd⋅−:=

Qc 1.411 107× W=

HVl xb_agua ∆H_agua⋅ xb_alcool ∆H_alcool⋅+:=

76

HVl 553.671kcalkg

=

Cp_mist_B Cp_agua xb_agua⋅ Cp_alcool xb_alcool⋅+:=

Cp_mist_B 0.996kcalkg K⋅

=

Tb 373.15K:=

hb Cp_mist_B Tb Tref−( )⋅:=

hb 99.6kcalkg

=

hll hb:=

hll 99.6kcalkg

=

Cálculo da quantidade de calor no reboiler (Qr):

Qr QVl HVl⋅ B_A hb⋅+ QLl hll⋅−:=

Qr 3.486 107× W=

CÁLCULO DO NÚMERO DE PRATOS DA COLUNA DE DESTILAÇÃO

Determinação das equações das linhas de operação:

As linhas de operação superior e inferior são a base para a determinação do

número de pratos teóricos necessários para a separação desejada, que neste caso,

água-álcool. Estas equações são desenvolvidas a partir de balanços de massa em

cada uma das regiões da coluna de destilação.

Linha de equação superior:

A linha de equação superior, LOS, é determinada a partir do balanço de

massa na posição acima da posição da alimentação. Essa região é chamada de

retificação ou purificação.

DXQV

Dx

QV

QLy ⋅+⋅=

77

QL 6.18 104×

kghr

=

QV 6.602 104×

kghr

=

D_A 4.218 103×

kghr

=

93.010602.6

10218.4

10602.6

1018.64

3

4

4

⋅×

×+⋅

×

×= xy

0595,09361,0 +⋅= xy

Linha de equação inferior:

A linha de equação inferior (LOI) é similar a LOS, ou seja, o balanço de

massa é calculado a partir da região abaixo a posição de alimentação, denominada

esgotamento ou recuperação.

BXQVl

Bx

QVl

QLly ⋅+⋅=

QLl 1.103 105×

kghr

=

QVl 6.602 104×

kghr

=

B_A 4.429 104×

kghr

=

01.010602.6

10429.4

10602.6

10103.14

4

4

5

⋅×

×+⋅

×

×= xy

00678,06707,1 +⋅= xy

Equação de equilíbrio:

Após conhecer as LOS e LOI, pode-se determinar a equação de equilíbrio, a

partir da volatilidade relativa, obtida inicialmente para o cálculo da Razão de

Refluxo.

x

xy

ji

ji

⋅−+

⋅=

)1(1*

,

,

α

α

78

α 1.904=

x

xy

⋅−+

⋅=

)1904.1(1

904.1*

x

xy

⋅+

⋅=

904,01

904.1*

Utilizando as equações das linhas de operação e a equação de equilíbrio,

pode-ser descrever uma equação quadrática em x que quando calculadas as raízes

desta equação, pode-se determinar o número de pratos teóricos em cada uma das

regiões da coluna. (COULSON, 1989)

Fazendo para região de esgotamento:

)()1(

*)1(

xbxfRR

xbRRxdxfRRS

−⋅+

+−+⋅=

))(1(

)(

xbxfRR

xbxdxfb

−+

⋅−=

E para região de esgotamento:

1+=

RR

RRS

1+=

RR

xdb

As equações passam a ser descritas como:

CxSy +⋅=

S_esgRR xf_alcool⋅( ) xd_alcool+ RR 1+( ) xb_alcool⋅−

RR 1+( ) xf_alcool xb_alcool−( ):=

S_esg 1.671=

b_esgxf_alcool xd_alcool−( ) xb_alcool⋅

RR 1+( ) xf_alcool xb_alcool−( ):=

b_esg 6.709− 10 3−×=

79

S_retifRR

RR 1+:=

S_retif 0.936=

b_retifxd_alcoolRR 1+

:=

b_retif 0.059=

Combinando as equações anteriores, possibilita-se a obter uma equação

quadrática, conforme abaixo:

( )[ ] 01)1( ,,

2

, =−⋅+−⋅−+⋅−⋅ CxSCxS jijiji ααα

x_esg 2.443− 10 2−⋅:=

x_retif 0.0689:=

c_esg 1 α 1−( ) x_esg⋅+:=

c_esg 0.978=

c_retif 1 α 1−( ) x_retif⋅+:=

c_retif 1.062=

Utilizando β como parâmetro necessário para o cálculo de número de pratos

teóricos:

( )2

,

, 1

CS

CS

ji

ji

⋅−

−⋅⋅=

α

αβ

β_esgS_esg c_esg⋅ α 1−( )⋅

α S_esg c_esg2⋅−

:=

β_esg 4.827=

β_retifS_retif c_retif⋅ α 1−( )⋅

α S_retif c_retif 2⋅−

:=

β_retif 1.061=

Para a determinação do número de pratos teóricos, também é necessário

80

determinar as frações presentes nas colunas, conforme equações abaixo:

Para a região de esgotamento:

kxx f −=∗0

kxx bn −=∗

k_esg x_esg:=

k_esg 0.024−=

Para a região de retificação:

kxx d −=∗0

kxx fn −=∗

k_retif x_retif:=

k_retif 0.069=

A partir das equações acima, calcula-se:

Região de esgotamento:

xo_esg xf_alcool k_esg−:=

xo_esg 0.114=

xn_esg xb_alcool k_esg−:=

xn_esg 0.034=

Região de retificação:

xo_retif xd_alcool k_retif−:=

xo_retif 0.861=

xn_retif xf_alcool k_retif−:=

xn_retif 0.021=

Pode-se assim determinar o número de pratos teóricos, utilizando a equação

de Smoker obtida através do Coulson (1989):

81

( )( )

⋅

⋅−⋅

⋅−⋅

=∗∗

∗∗

2

,

0

0

log

1

1log

CS

xx

xx

NPTji

n

n

α

β

β

NPT_esg

logxo_esg 1 β_esg xn_esg⋅−( )⋅

xn_esg 1 β_esg xo_esg⋅−( )⋅

logα

S_esg c_esg2⋅

:=

NPT_esg 10.404=

NPT_retif

logxo_retif 1 β_retif xn_retif⋅−( )⋅

xn_retif 1 β_retif xo_retif⋅−( )⋅

logα

S_retif c_retif 2⋅

:=

NPT_retif 10.406=

Número de pratos totais

NPT NPT_esg NPT_retif+:=

NPT 20.811=

DIMENSIONAMENTO DOS TROCADORES DE CALOR

W130 Qc:=

W130 1.411 107× W=

W130_AW130

3:=

W130_A 4.705 106× W=

W130_BW130

3:=

W130_B 4.705 106× W=

W130_CW130

3:=

W130_C 4.705 106× W=

82

De acordo com Incropera (et al, 2002), o Coeficiente global de transferência

de calor para condensador de álcool com água nos tubos fica na faixa de: U=250 a

700 W/(m²*K).

Adotado: U=700 W/(m²*K)

351.35K 351.35K

303.15K 313.15K

∆T_1_W130 351.35K 313.15K−:=

∆T_1_W130 38.2K=

∆T_2_W130 351.35K 303.15K−:=

∆T_2_W130 48.2K=

∆Tml_W130∆T_1_W130 ∆T_2_W130−( )

ln∆T_1_W130

∆T_2_W130

:=

∆Tml_W130 43.006K=

U_W130 700W

m2 K⋅:=

A_W130W130

U_W130 ∆Tml_W130⋅:=

A_W130 468.843m2=

Como em cada torre irá possuir 3 condensador , em cada condensador

teremos uma área de troca aproximadamente:

83

A_W130_AA_W130

3:=

A_W130_A 156.281m2=

A_W130_BA_W130

3:=

A_W130_B 156.281m2=

A_W130_CA_W130

3:=

A_W130_C 156.281m2=

Cálculo da massa de água necessária para condensação:

∆T_W130 313.15K 303.15K−:=

∆T_W130 10K=

ρ_agua 1000kg

m3:=

m_W130

W130

Cp_agua ∆T_W130⋅

ρ_agua:=

m_W130 1.214 103×

m3

hr=

Massa de água necessária para cada condensador:

m_W130_Am_W130

3:=

m_W130_A 404.537m3

hr=

m_W130_Bm_W130

3:=

m_W130_B 404.537m3

hr=

84

m_W130_Cm_W130

3:=

m_W130_C 404.537m3

hr=

Cálculo da área de troca do evaporador

Com base no Incropera (et al, 2002), o Coeficiente global de transferência de

calor para água - água é de: U=850 a 1700 W/(m²*K).

Adotado U=1700W/(m²*K):

W140 Qr:=

W140 3.486 107× W=

W140_AW140

4:=

W140_A 8.716 103× kW=

W140_BW140

4:=

W140_B 8.716 103× kW=

W140_CW140

4:=

W140_C 8.716 103× kW=

W140_DW140

4:=

W140_D 8.716 103× kW=

373.15K 373.15K

85

353.15K 343.15K

∆T_1_W140 373.15K 353.15K−:=

∆T_1_W140 20K=

∆T_2_W140 373.15K 343.15K−:=

∆T_2_W140 30K=

∆Tml_W140∆T_1_W140 ∆T_2_W140−( )

ln∆T_1_W140

∆T_2_W140

:=

∆Tml_W140 24.663K=

U_W140 1700W

m2 K⋅:=

A_W140W140

U_W140 ∆Tml_W140⋅:=

A_W140 831.546m2=

Como serão 4 evaporadores, temos a seguinte área para cada:

A_W140_AA_W140

4:=

A_W140_A 207.887m2=

A_W140_BA_W140

4:=

A_W140_B 207.887m2=

A_W140_CA_W140

4:=

A_W140_C 207.887m2=

A_W140_DA_W140

4:=

A_W140_D 207.887m2=

86

Cálculo da massa de vapor água necessária:

∆T_W140 353.15K 343.15K−:=

∆T_W140 10K=

m_W140

W140


ρ_agua:=

m_W140 2.998 103×

m3

hr=

Massa de vapor de água necessária para cada evaporador:

m_W140_Am_W140

4:=

m_W140_A 749.449m3

hr=

m_W140_Bm_W140

4:=

m_W140_B 749.449m3

hr=

m_W140_Cm_W140

4:=

m_W140_C 749.449m3

hr=

m_W140_Dm_W140

4:=

m_W140_D 749.449m3

hr=

Cálculo do trocador de calor W120, que está na entrada da coluna:

F_A 4.851 104×

kghr

=

87

B_A 4.429 104×

kghr

=

m_W120 F_A:=

m_W120 4.851 104×

kghr

=

∆T_W120 323.15K 306.15K−:=

∆T_W120 17K=

W120 m_W120 Cp_agua⋅ ∆T_W120⋅:=

W120 9.591 105× W=

m_C280 B_A:=

m_C280 4.429 104×

kghr

=

∆T_C280W120

m_C280 Cp_agua⋅:=

∆T_C280 18.619K=

T_2_C280 373.15K:=

T_1_C280 T_2_C280 ∆T_C280−:=

T_1_C280 354.531K=

Q_C280 m_C280 Cp_agua⋅ ∆T_C280⋅:=

Q_C280 9.591 105× W=

306.15K 323.15K

354.531K 373.15K

∆T_1_W120 354.531K 306.15K−:=

∆T_1_W120 48.381K=

88

∆T_2_W120 373.15K 323.15K−:=

∆T_2_W120 50K=

∆T_ml_W120∆T_1_W120 ∆T_2_W120( )−

ln∆T_1_W120

∆T_2_W120

:=

∆T_ml_W120 49.186K=

O coeficiente global de transferência de calor para água-água é de U=850 a

1700 W/m²K (Incropera et al, 2002).

Adotado: U=1700 W/m²K

U_W120 1700W

m2 K⋅:=

A_W120W120

U_W120 ∆T_ml_W120⋅:=

A_W120 11.471m2=

Cálculo da massa de vapor necessária:

m_W120

W120


ρ_agua:=

m_W120 48.512m3

hr=

Cálculo do trocado de calor, W150, que irá diminuir a temperatura de saída

do álcool da torre de destilação:

D_A 4.218 103×

kghr

=

m_C250 D_A:=

m_C250 4.218 103×

kghr

=

m_C260 D_A:=

89

m_C250 4.218 103×

kghr

=

∆T_C250 351.35K 328.15K−:=

∆T_C250 23.2K=

W150 m_C250 Cp_alcool⋅ ∆T_C250⋅:=

W150 6.829 104× W=

∆T_C260W150

m_C260 Cp_alcool⋅:=

∆T_C260 23.2K=

T_2_C260 323.15K:=

T_1_C260 T_2_C260 ∆T_C260−:=

T_1_C260 299.95K=

351.35K 328.15K

299.95K 323.15K

∆T_1_W150 351.35 K⋅ 299.95K−:=

∆T_1_W150 51.4K=

∆T_2_W150 328.15 K⋅ 323.15K−:=

∆T_2_W150 5K=

∆T_ml_W150∆T_1_W150 ∆T_2_W150−

ln∆T_1_W150

∆T_2_W150

:=

∆T_ml_W150 19.912K=

O coeficiente global de transferência de calor para água-água é de U=850 a

90

1700 W/m²K (Incropera et al, 2002).

Adotado: U=1700 W/m²K

U_W150 1700W

m2K:=

A_W150W150

U_W150 ∆T_ml_W150⋅:=

A_W150 2.017m2=

Cálculo da massa de água necessária para resfriamento do alcool:

∆T_W150 323.15K 299.95K−:=

∆T_W150 23.2K=

ρ_agua 1000kg

m3:=

m_W150

W150


ρ_agua:=

m_W150 2.531m3

hr=

DIMENSIONAMENTO DA COLUNA DE DESTILAÇÃO

Cálculo do Diâmetro da torre:

Região de Esgotamento:

Parâmetro de Fluxo (X):

91

ρ_v_esg 0.6kg

m3:=

ρ_l_esg 958kg

m3:=

X_esgQLlQVl

ρ_v_esg

ρ_l_esg

0.5

⋅:=

X_esg 0.042=

Adotando o espaçamento entre os pratos 6'', utilizando a figura abaixo, pode-

se achar o Csb de inundação:

Fonte: Caldas, 2007

Csb_esg 0.21ms

:=

Vnf_esgCsb_esg

ρ_v_esg

ρ_l_esg ρ_v_esg−

0.5:=

Vnf_esg 8.389ms

=

Fazendo a correção para a tensão superficial do sistema:

92

σ_sist 90:=

Vnf_esg_cor Vnf_esgσ_sist

20

0.2

⋅:=

Vnf_esg_cor 11.333ms

=

Assumindo que a velocidade de inundação é de 50%:

Vn_esg 0.5 Vnf_esg_cor⋅:=

Vn_esg 5.666ms

=

Como a Velocidade de inundação (Vn) é baseada na área livre para

escoamento do vapor, tenho que:

Considerando 95%

Dt_esgQVl

Vn_esg 0.95⋅ π⋅ ρ_v_esg⋅

4

:=

Dt_esg 2.689m=

Cálculo das velocidades nos furos:

Primeiramente calcula-se a vazão volumétrica de gás nas condições do prato:

CFSgas_esgQVl

ρ_v_esg:=

CFSgas_esg 1.1 105×

m3

hr=

F inundação = fração da condição de inundação de 0,4 a 0,8.

Adotado: 0,5

F_inund_esg 0.5:=

σ 44:=

F_fluido_esgσ

20

0.2

:=

93

F_fluido_esg 1.171=

Conforme tabela abaixo, adotamos o F sistema=0,9:

94

Fonte: Caldas, 2007

F_sistema 0.9:=

95

Vf_esg Vnf_esg_cor F_fluido_esg⋅ F_sistema⋅:=

Vf_esg 11.942ms

=

Alivre_esgCFSgas_esg

Vf_esg F_inund_esg⋅:=

Alivre_esg 5.119m2=

De acordo com CALDAS (2007), a área perfurada deve ser de 8 a 15% da

área ativa, tendo um ótimo resultado em torno de 12%.

Adotado: 12%

At_esgπ Dt_esg2

⋅

4:=

At_esg 5.678m2=

Aa 0.9At_esg:=

Afuros_esg 0.12Aa:=

Afuros_esg 0.613m2=

Vh_esg Vn_esgAlivre_esgAfuros_esg

⋅:=

Vh_esg 47.302ms

=

Analisando a figura 3.38, calcula-se o fator de escoamento do gás:

QVl 6.602 104×

kghr

=

ρ_v_esg 0.6kg

m3=

Fs_esg

QVl

Alivre_esg

ρ_v_esg:=

Fs_esg 3.791lb0.5

ft0.5 s⋅=

96

A área do downcomer 5% da área total:

Ad_esg 0.05 At_esg⋅:=

Ad_esg 0.284m2=

( ) 2

2

22

2arccos2

HHDtHDtDt

HDtDt

Ad −⋅⋅−−

−⋅

=

Dt_esg 2.689m=

H_esg 0.2617m:=

Lw_esg 2Dt_esg

2

2 Dt_esg2

H_esg−

2−⋅:=

Lw_esg 1.594m=

GPM_esgQLl

ρ_l_esg:=

GPM_esg 115.15m3

hr=

GPM_esgLw_esg

8.079gal

min in⋅=

A partir da figura abaixo (Caldas, 2007) pode-se obter o fator de aeração, β:

97

Fonte: Caldas, 2007

β_fa_esg 0.88:=

Afuros_esgAa

0.12=

Espessura 1.52mm:=

Dfuros 10mm:=

EspessuraDfuros

0.152=

Com base na percentagem de área perfurada do prato e a relação entre a

espessura e o diâmetro do orifício do prato, pode-se encontrar o Co (Coeficiente de

descarga do orifício), através do gráfico abaixo:

Fonte: Caldas, 2007

Co 0.79:=

Utilizando o método recomendado por Smith e Fair, deve-se calcular a perda

98

de carga no prato seco, então se tem:

∆P_esg 0.186s2

ft2⋅ in⋅

Vh_esgCo

2⋅

ρ_v_esg

ρ_l_esg

⋅:=

∆P_esg 4.495 in=

Para calcular a perda de carga no prato, necessita-se conhecer o how (altura

de líquido desaerado sobre o vertedor de saída) e o hw (altura do vertedor de

saída):

3/2

48,0

⋅=

Lw

GPMhow

GPM_esgLw_esg

8.079gal

in min⋅=

how_esg 0.48min

2

3 in

5

3⋅

gal

2

3

⋅GPM_esgLw_esg

2

3:=

how_esg 1.933in=

A faixa de altura dos vertedores está de 0 a 100mm, conforme tabela

CALDAS, 2007.

Adotado: 50mm

hw_esg 0.05m:=

hw_esg 1.969in=

h_entrada_esg β_fa_esg hw_esg how_esg+( )⋅:=

h_entrada_esg 0.087m=

ht_esg h_entrada_esg ∆P_esg+:=

ht_esg 0.201m=

99

Para a região de retificação:

Parâmetro de Fluxo (X)

ρ_v_retif 1.594kg

m3:=

ρ_l_retif 733kg

m3:=

X_retifQLQV

ρ_v_retif

ρ_l_retif

0.5

⋅:=

X_retif 0.044=

Adotando o espaçamento entre os pratos 6'', utilizando a figura mostrada

anteriormente, pode-se achar o Csb de inundação:

Csb_retif 0.25ms

:=

Vnf_retifCsb_retif

ρ_v_retif

ρ_l_retif ρ_v_retif−

0.5:=

Vnf_retif 5.355ms

=

Fazendo a correção para a tensão superficial do sistema:

σ_sist 90:=

Vnf_retif_cor Vnf_retifσ_sist

20

0.2

⋅:=

Vnf_retif_cor 7.235ms

=

Assumindo que a velocidade de inundação é de 50%:

100

Vn_retif 0.5 Vnf_retif_cor⋅:=

Vn_retif 3.617ms

=

Como a Vn é baseada na área livre para escoamento do vapor, tenho que:

Considerado 95%

Dt_retifQV

Vn_retif 0.95⋅ π⋅ ρ_v_retif⋅

4

1

2:=

Dt_retif 2.065m=

Cálculo das velocidades nos furos:

CFSgas_retifQV

ρ_v_retif:=

CFSgas_retif 4.142 104×

m3

hr=

F inundação = fração da condição de inundação de 0,4 a 0,8.

Adotado: 0,5

F_inund_retif 0.5:=

σ 44=

F_fluido_retifσ

20

0.2

:=

F_fluido_retif 1.171=

Conforme tabela mostrada na região de esgotamento, adotamos o F

sistema=0,9:

F_sistema 0.9:=

Vf_retif Vnf_retif_cor F_fluido_retif⋅ F_sistema⋅:=

101

Vf_retif 7.623ms

=

Alivre_retifCFSgas_retif

Vf_retif F_inund_retif⋅:=

Alivre_retif 3.018m2=

Adotado para área perfurada: 12% da área ativa

At_retifπ Dt_retif 2

⋅

4:=

At_retif 3.348m2=

Aa 0.9At_retif:=

Afuros_retif 0.12Aa:=

Afuros_retif 0.362m2=

Vh_retif Vn_retifAlivre_retifAfuros_retif

⋅:=

Vh_retif 30.197ms

=

Cálculo do fator de escoamento do gás:

Fs_retif

QV

Alivre_retif

ρ_v_retif

:=

Fs_retif 3.945lb0.5

ft0.5 s⋅=

A área do downcomer 5% da área total:

Ad_retif 0.05 At_retif⋅:=

Ad_retif 0.167m2=

102

( ) 2

2

22

2arccos2

HHDtHDtDt

HDtDt

Ad −⋅⋅−−

−⋅

=

Dt_retif 2.065m=

H_retif 0.2006m:=

Lw_retif 2Dt_retif

2

2 Dt_retif2

H_retif−

2−⋅:=

Lw_retif 1.223m=

GPM_retifQL

ρ_l_retif:=

GPM_retif 0.023m3

s=

GPM_retifLw_retif

7.71gal

min in⋅=

β_fa_retif 0.85:=

Afuros_retifAa

0.12=

Espessura 1.52mm:=

Dfuros 10mm:=

EspessuraDfuros

0.152=

Utilizando o mesmo método gráfico da região de esgotamento, tem-se:

Co_retif 0.86:=

Perda de carga nos pratos secos:

∆P_retif 0.186s2

ft2⋅ in⋅

Vh_retifCo_retif

2⋅

ρ_v_retif

ρ_l_retif

⋅:=

∆P_retif 0.136m=

∆P_retif 5.368 in=

103

Para calcular a perda de carga no prato, necessita-se conhecer o how (altura

de líquido desaerado sobre o vertedor de saída) e o hw (altura do vertedor de

saída):

how_retif 0.48min

2

3 in

5

3⋅

gal

2

3

⋅GPM_retifLw_retif

2

3:=

how_retif 0.048m=

how_retif 1.873 in=

A faixa de altura dos vertedores está de 0 a 100mm, conforme tabela

CALDAS, 2007.

Adotado: 50mm

hw_retif 0.05m:=

hw_retif 1.969 in=

h_entrada_retif β_fa_retif hw_retif how_retif+( )⋅:=

h_entrada_retif 0.083m=

ht_retif h_entrada_retif ∆P_retif+:=

ht_retif 0.219m=

DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO

O dimensionamento da tubulação tem como base as equações:

A=π D²/4

Q=A v

Sendo que:

Q = vazão

v = velocidade

104

Tubulação corrente 210:

ρ_agua 1000kg

m3:=

C210 F:=

C210 1.94 105×

kghr

=

Q_C210C210

ρ_agua:=

Q_C210 0.054m3

s=

Com base na Tabela "Velocidade econômica de vários fluidos na indústria"

(GOMIDE, 1980), pode-se conhecer a faixa de velocidade recomendada.

Para essa tubulação, descarga de bombas, a faixa é de 1,5 a 3,0 m/s.

Adotado: 2,0 m/s

v_ad_C210 2.0ms

:=

D_C210Q_C210

v_ad_C2104

π⋅:=

D_C210 0.185m=

D_C210 7.293in=

Corrigindo o diâmetro, de acordo com a tabela "Transport and Storage of

fluids" (PERRY, 1980), conforme anexo, tem-se o diâmetro da tubulação:

D_C210_cor 7.981in:=

Schedule 40:

D_C210_cor 0.203m=

v_C210_realQ_C210

π D_C210_cor2⋅

4

:=

105

v_C210_real 1.67ms

=

Após o cálculo da velocidade real, calculou-se o o número de Reynolds, que

é dado pela equação:

Sendo que:

ρ=massa específica da mistura

µ= viscosidade da mistura.

µ

ρ v⋅=Re

Para essa corrente, utilizaremos a viscosidade da água, pois essa tubulação

alimenta a torre e possui 91% de água:

µ_C210 0.001Pa s⋅:=

Re_C210ρ_agua D_C210_cor⋅ v_C210_real⋅

µ_C210:=

Re_C210 3.386 105×=

Para Reynolds acima de 4000, utiliza-se a equação de Churchill para se obter

o fator de atrito de Fannig (f) conforme abaixo, segundo GOMIDE (1980):

+

⋅−=

9,0

Re

727,0log4

1

Df

ε

Admitindo que a tubulação será em aço inox, ε=0.0457 mm, segundo PERRY

(1980)

ε 0.000457m:=

f_C2101

4− log 0.27ε

D_C210_cor⋅

7Re_C210

0.9+

⋅

2:=

f_C210 6.203 10 3−×=

Calculando a perda de carga, para 100 m de tubulação ∆Ρ100m:

106

comp_tub 100m:=

∆P_C210 f_C2102 comp_tub⋅

D_C210_cor⋅ ρ_agua⋅ v_C210_real2⋅:=

∆P_C210 1.707 104× Pa=


C220 C210:=

C220 1.94 105×

kghr

=

Para esta tubulação o diâmetro e a velocidade serão as mesmas da C210,

sendo assim:

v_C220_real v_C210_real:=

v_C220_real 1.67ms

=

D_C220_cor D_C210_cor:=

D_C220_cor 0.203m=

∆P_C220 ∆P_C210:=

∆P_C220 1.707 104× Pa=

Cálculo da perda de carga por acessórios:

Acessório Quantidade Coeficiente (k)

Válvula globo 1 6,0

Válvula retenção 1 10,0

TOTAL 2 16,0

Σk_C220 16:=

grav 9.81m

s2:=

∆P_aces_C220 Σk_C220v_C220_real2

2 grav⋅⋅:=

107

∆P_aces_C220 2.275m=


C230 QV:=

C230 6.602 104×

kghr

=

ρ_l_retif 733kg

m3=

Q_C230C230

ρ_l_retif:=

Q_C230 0.025m3

s=

Velocidade adotada: 10 a 30 m/s (Vapores de processos em geral), conforme

anexo.

v_ad_C230 20ms

:=

D_C230Q_C230

v_ad_C2304

π⋅:=

D_C230 0.04m=

D_C230 1.571in=

Schedule 40:

D_C230_cor 1.610in:=

D_C230_cor 0.041m=

v_C230_realQ_C230

π D_C230_cor2⋅

4

:=

v_C230_real 19.049ms

=

µ_C230 0.00001Pa s⋅:=

108

Re_C230ρ_l_retif D_C230_cor⋅ v_C230_real⋅

µ_C230:=

Re_C230 5.71 107×=

Para Re_C230> 4000 o regime é turbulento e utiliza-e a equação de Churchill

para se obter o fator de atrito de Fanning (f) , segundo GOMIDE (1980):

Rugosidade superficial do aço inox:

ε 0.000457m:=

f_C2301

4− log 0.27ε

D_C230_cor⋅

7Re_C230

0.9+

⋅

2:=

f_C230 9.84 10 3−×=


comp_tub 100m:=


D_C230_cor⋅ ρ_l_retif⋅ v_C230_real2⋅:=

∆P_C230 1.28 107× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C230 16.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C230 299.6m=

109


C240 QL:=

C240 6.18 104×

kghr

=

ρ_l_retif 733kg

m3=

Q_C240C240

ρ_l_retif:=

Q_C240 0.023m3

s=

Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade)

v_ad_C240 1.0ms

:=

D_C240Q_C240

v_ad_C2404

π⋅:=

D_C240 0.173m=

D_C240 6.799in=

Schedule 40:

D_C240_cor 7.981in:=

D_C240_cor 0.203m=

v_C240_realQ_C240

π D_C240_cor2⋅

4

:=

v_C240_real 0.726ms

=

µ_C240 0.0004Pa s⋅:=


µ_C240:=

Re_C240 2.696 105×=

110


para se obter o fator de atrito de Fanning (f), segundo GOMIDE (1980):


ε 0.000457m:=

f_C2401

4− log 0.27ε

D_C240_cor⋅

7Re_C240

0.9+

⋅

2:=

f_C240 6.238 10 3−×=


comp_tub 100m:=



∆P_C240 2.375 103× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C240 16.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C240 0.435m=


C250 D_A:=

C250 4.218 103×

kghr

=

111

ρ_l_retif 733kg

m3=

Q_C250C250

ρ_l_retif:=

Q_C250 1.599 10 3−×

m3

s=


v_ad_C250 1.2ms

:=

D_C250Q_C250

v_ad_C2504

π⋅:=

D_C250 0.041m=

D_C250 1.621in=

Schedule 80:

D_C250_cor 1.939in:=

D_C250_cor 0.049m=

v_C250_realQ_C250

π D_C250_cor2⋅

4

:=

v_C250_real 0.839ms

=

µ_C250 0.0004Pa s⋅:=


µ_C250:=

Re_C250 7.573 104×=


para se obter o fator de atrito de Fanning (f), segundo GOMIDE(1980):


112

ε 0.000457m:=

f_C2501

4− log 0.27ε

D_C250_cor⋅

7Re_C250

0.9+

⋅

2:=

f_C250 9.519 10 3−×=


comp_tub 100m:=



∆P_C250 1.995 104× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C250 16.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C250 0.581m=


C260 C250:=

C260 4.218 103×

kghr

=

ρ_l_retif 733kg

m3=

113

Q_C260C260

ρ_l_retif:=

Q_C260 5.755m3

hr=

Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade e sucção de

bomba:)

v_ad_C260 1.0ms

:=

D_C260Q_C260

v_ad_C2604

π⋅:=

D_C260 0.045m=

D_C260 1.776in=

Schedule 80:

D_C260_cor 1.939in:=

D_C260_cor 0.049m=

v_C260_realQ_C260

π D_C260_cor2⋅

4

:=

v_C260_real 0.839ms

=

µ_C260 0.0004Pa s⋅:=


µ_C260:=

Re_C260 7.573 104×=




ε 0.000457m:=

114

f_C2601

4− log 0.27ε

D_C260_cor⋅

7Re_C260

0.9+

⋅

2:=

f_C260 9.519 10 3−×=


comp_tub 100m:=



∆P_C260 1.995 104× Pa=





TOTAL 2 16,0

Σk_C260 16.0:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C260 0.574m=

Cálculo da perda de carga por fricção, supondo 50 m de tubulação

comp_tub_fric 50m:=

∆P_fricção_C260f_C260

2 comp_tub_fric⋅

D_C260_cor⋅ ρ_v_retif⋅ v_C260_real2⋅

ρ_v_retif g⋅:=

∆P_fricção_C260 1.388m=

ΣHr_C260 ∆P_aces_C260 ∆P_fricção_C260+:=

ΣHr_C260 1.962m=

115

Cálculo da altura manométrica da bomba:

r

eaea

geo Hg

VV

g

PPHH Σ+

⋅

−+

⋅

−+=

2

22

ρ

ΣHr é o somatório das perdas de carga por fricção e dos acessórios, já

calculados acima.

Hgeo é a altura geométrica do fluido;

Como o W150 encontra-se a pressão amosférica, pode-se desprezar:

⋅

−

g

PP ea

ρ

Como o efeito da velocidade cinética sobre o escoamento será pequeno,

despreza-se o termo:

⋅

−

g

VV ea

2

22

Hgeo_C260 0m:=

H_C260 Hgeo_C260 ΣHr_C260+:=

H_C260 1.962m=

Q_C260 5.755m3

hr=

Catálogo em anexo.

Tubulação corrente 270

C270 QVl:=

C270 6.602 104×

kghr

=

ρ_l_esg 958kg

m3=

116

Q_C270C270

ρ_l_esg:=

Q_C270 0.019m3

s=

Velocidade adotada: 10 a 30 m/s (Vapores de processo em geral)

v_ad_C270 20ms

:=

D_C270Q_C270

v_ad_C2704

π⋅:=

D_C270 0.035m=

D_C270 1.374in=

Schedule 40:

D_C270_cor 1.380in:=

D_C270_cor 0.035m=

v_C270_realQ_C270

π D_C270_cor2⋅

4

:=

v_C270_real 19.838ms

=

µ_C270 0.0000125Pa s⋅:=

Re_C270ρ_v_esg D_C270_cor⋅ v_C270_real⋅

µ_C270:=

Re_C270 3.338 104×=




ε 0.000457m:=

117

f_C2701

4− log 0.27ε

D_C270_cor⋅

7Re_C270

0.9+

⋅

2:=

f_C270 0.011=


comp_tub 100m:=


D_C270_cor⋅ ρ_v_esg⋅ v_C270_real2⋅:=

∆P_C270 1.466 104× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C270 16.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C270 324.942m=


C280 B_A:=

C280 4.429 104×

kghr

=

ρ_l_esg 958kg

m3=

Q_C280C280

ρ_l_esg:=

Q_C280 0.013m3

s=

118

Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade e sucção da

bomba)

v_ad_C280 1.0ms

:=

D_C280Q_C280

v_ad_C2804

π⋅:=

D_C280 0.128m=

D_C280 5.035in=

Schedule 40:

D_C280_cor 5.047in:=

D_C280_cor 0.128m=

v_C280_realQ_C280

π D_C280_cor2⋅

4

:=

v_C280_real 0.995ms

=

µ_C280 0.00028Pa s⋅:=

Re_C280ρ_l_esg D_C280_cor⋅ v_C280_real⋅

µ_C280:=

Re_C280 4.364 105×=




ε 0.000457m:=

f_C2801

4− log 0.27ε

D_C280_cor⋅

7Re_C280

0.9+

⋅

2:=

f_C280 6.966 10 3−×=


comp_tub 100m:=

119


D_C280_cor⋅ ρ_l_esg⋅ v_C280_real2⋅:=

∆P_C280 1.031 104× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C280 16.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C280 0.818m=


C290 QLl:=

C290 1.103 105×

kghr

=

ρ_l_esg 958kg

m3=

Q_C290C290

ρ_l_esg:=

Q_C290 0.032m3

s=


v_ad_C290 1.0ms

:=

D_C290Q_C290

v_ad_C2904

π⋅:=

D_C290 0.202m=

120

D_C290 7.945in=

Schedule 40:

D_C290_cor 7.981in:=

D_C290_cor 0.203m=

v_C290_realQ_C290

π D_C290_cor2⋅

4

:=

v_C290_real 0.991ms

=

µ_C290 0.00028Pa s⋅:=


µ_C290:=

Re_C290 6.874 105×=




ε 0.000457m:=

f_C2901

4− log 0.27ε

D_C290_cor⋅

7Re_C290

0.9+

⋅

2:=

f_C290 6.129 10 3−×=


comp_tub 100m:=



∆P_C290 5.69 103× Pa=


121


Curva 45° 1 0,2

TOTAL 1 0,2

Σk_C290 0.2:=

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C290 0.01m=


C300 B_A:=

C300 4.429 104×

kghr

=

ρ_l_esg 958kg

m3=

Q_C300C300

ρ_l_esg:=

Q_C300 0.013m3

s=


v_ad_C300 1.0ms

:=

D_C300Q_C300

v_ad_C3004

π⋅:=

D_C300 0.128m=

D_C300 5.035in=

Schedule 40:

D_C300_cor 5.047in:=

D_C300_cor 0.128m=

122

v_C300_realQ_C300

π D_C300_cor2⋅

4

:=

v_C300_real 0.995ms

=

µ_C300 0.00028Pa s⋅:=


µ_C300:=

Re_C300 4.364 105×=


para se obter o fator de atrito de Fanning (f):


ε 0.000457m:=

f_C3001

4− log 0.27ε

D_C300_cor⋅

7Re_C300

0.9+

⋅

2:=

f_C300 6.966 10 3−×=


comp_tub 100m:=



∆P_C300 9.071 103× Pa=



Curva 45° 1 0,2



TOTAL 3 16,2

Σk_C300 16.2:=

123

grav 9.81m

s2:=


2 grav⋅⋅:=

∆P_aces_C300 0.818m=

124

ANEXO 4

FLUXOGRAMAS

125

ANEXO 5

TUBULAÇÃO E INSTRUMENTAÇÃO

126

ANEXO 6

LAYOUT

Engineering

Caldo de cana