Methacrylic Acid

1

UNIVERSIDADE FEDERAL DO PARANÁ

SETOR DE TECNOLOGIA

DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA

ANDRÉ VINICIUS HAIDUK

BRUNO CIOATO POLIDORO

CARLO FURLANETTO FERRARI

THIAGO DALGALO DE QUADROS

PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO

CURITIBA

2014

2

ANDRÉ VINICIUS HAIDUK

BRUNO CIOATO POLIDORO

CARLO FURLANETTO FERARRI

THIAGO DALGALO DE QUADROS

PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO

CURITIBA

2014

Trabalho apresentado como requisito parcial para

aprovação da disciplina TQ156 – Projetos de Indústria

Química II, do curso de graduação em Engenharia

Química, Setor de Tecnologia da Universidade Federal do

Paraná.

Orientadora: Profa. Dra. Margarete Casagrande Lass Erbe

3

LISTA DE FIGURAS

FIGURA 1 - FÓRMULA ESTRUTURAL DO MAA ......................................................... 20

FIGURA 2 - DEMANDA MUNDIAL DE ÁCIDO METACRÍLICO (KTON/ANO) .............. 22

FIGURA 3 - PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO PELA DISTRIBUIÇÃO

GEOGRÁFICA .............................................................................................................. 23

FIGURA 4 - IMPORTAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO E SEUS DERIVADOS ........... 24

FIGURA 5 - UNIDADE DE DESIDROGENAÇÃO DE ISOBUTANO OLEFLEX ............ 32

FIGURA 6 - LOCALIZAÇÃO DA CIDADE DE ITABORAÍ - RJ ...................................... 34

FIGURA 7 - POSICIONAMENTO ESTRATÉGICO DA CIDADE DE ITABORAÍ - RJ.... 35

FIGURA 8 - LOCALIZAÇÃO DA CIDADE DE ITABORAÍ COM RELAÇÃO À COMPERJ

...................................................................................................................................... 35

FIGURA 9 - POSSÍVEL LOCALIZAÇÃO DA PLANTA .................................................. 36

FIGURA 10 - DIAGRAMA DE BLOCOS DO PROCESSO ............................................ 38

FIGURA 11 - ESQUEMA DO REATOR OLEFLEX ....................................................... 45

FIGURA 12 - VISTA SUPERIOR DO REATOR OLEFLEX ........................................... 46

FIGURA 13 - CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR PARA

PRESSÃO DE 2,4BAR .................................................................................................. 54

FIGURA 14 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA DOS REATORES EM FUNÇÃO DA

MASSA DE CATALISADOR ......................................................................................... 54

FIGURA 15 - CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR PARA

P=2,4BAR E P=3,5BAR ................................................................................................ 55

FIGURA 16 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA EM FUNÇÃO DA MASSA DE

CATALISADOR PARA P=2,4BAR E P=3,5BAR ........................................................... 56

FIGURA 17 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO COM A MASSA DE CATALISADOR EM

KG ................................................................................................................................. 72

FIGURA 18- RELAÇÕES ENTRE MASSA DE VAPOR E MASSA DE LÍQUIDO DO

DOWTHERM A ............................................................................................................. 81

FIGURA 19 - CURVA DA PRESSÃO DE VAPOR PARA O DOWTHERM A ................ 82

FIGURA 20 - CONVERSÃO DO ISOBUTENO EM FUNÇÃO DA ALTURA DOS

REATORES .................................................................................................................. 83

file:///C:/Users/THIAGO/Dropbox/Projetos%20II/Etapa%202/Trabalho%20Escrito/Etapa%202%20-%20Completo%20V2.docx%23_Toc400941242

4

FIGURA 21 - PERDA DE CARGA EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR ............... 83

FIGURA 22 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA NO INTERIOR DO TUBO EM FUNÇÃO

DA ALTURA DO REATOR ............................................................................................ 84

FIGURA 23 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO COM A MASSA DE CATALISADOR EM

KG ................................................................................................................................. 89

FIGURA 24- RELAÇÕES ENTRE MASSA DE VAPOR E MASSA DE LÍQUIDO DO

DOWTHERM A ............................................................................................................. 99

FIGURA 25 - CURVA DA PRESSÃO DE VAPOR PARA O DOWTHERM A ................ 99

FIGURA 26 - PERDA DE CARGA EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR ............. 100

FIGURA 27 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR

.................................................................................................................................... 101

FIGURA 28 - ESCOLHA DE DISTRIBUIDORES PARA LÍQUIDO - CATÁLOGO

SULZER ...................................................................................................................... 106

FIGURA 29 - GRADE DE SUPORTE PARA RECHEIO MODELO TEB/TSB ............. 107

FIGURA 30 - ELIMINADOR DE NÉVOA ..................................................................... 107

FIGURA 31 - TAMPOS TIPO CÚPULA. (A) HEMISFÉRICO (B) ELIPSOIDAL (C)

TOROESFÉRICO (FONTE: COULSON, 2005) .......................................................... 109

FIGURA 32- FUNDO DA COLUNA (FONTE: CALDAS, 2004) ................................... 114

FIGURA 33 - NÚMERO TEÓRICO DE ESTÁGIOS .................................................... 119

FIGURA 34 - RECUPERAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO POR VAZÃO DE ÁGUA 120

FIGURA 35 - RECUPERAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO POR TEMPERATURA DE

ALIMENTAÇÃO .......................................................................................................... 120

FIGURA 36 - RECHEIO MELLAPAK 250 Y ................................................................ 124

FIGURA 37- DISTRIBUIDOR DA LAVADORA L-201 ................................................. 129

FIGURA 38 - COLETOR DE LÍQUIDO: VANE COLLECTOR SULZER ...................... 130

FIGURA 39 - GRÁFICO TXY ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO ..................................... 133

FIGURA 40 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACETATO DE

ETILA .......................................................................................................................... 134

FIGURA 41 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACETATO DE

BUTILA ........................................................................................................................ 135

5

FIGURA 42 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACRILATO DE

ETILA .......................................................................................................................... 136

FIGURA 43 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/N-HEPTANO . 137

FIGURA 44 - GRÁFICO TXY ÁGUA/N-HEPTANO ..................................................... 138

FIGURA 45 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/TOLUENO ..... 139

FIGURA 46 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ÉTER

DIISOPROPÍLICO ....................................................................................................... 140

FIGURA 47- VAZÃO DE SOLVENTE POR VAZÃO DE ÁGA RETIRADA .................. 142

FIGURA 48 - DIAGRAMA TXY ÁGUA/ÉTER DIISOPROPÍLICO ................................ 143

FIGURA 49 - RECHEIO ESTRUTURADO SULZER SMV PLÁSTICO........................ 146

FIGURA 50 - DISTRIBUIDOR DA EXTRATORA E-301 .............................................. 154

FIGURA 51 - COLETOR DE LÍQUIDO: VANE COLLECTOR SULZER ...................... 155

FIGURA 52 - GRÁFICO PT PARA COMPOSTOS PUROS ........................................ 158

FIGURA 53 - GRÁFICO DA COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA ..................... 161

FIGURA 54 - PERFIL DE TEMPERATURA AO LONGO DA COLUNA DE

DESTILAÇÃO ............................................................................................................. 162

FIGURA 55 - RECUPERAÇÃO POR NÚMERO DE ESTÁGIOS ................................ 163

FIGURA 56 - RECUPERAÇÃO POR ESTÁGIO DE ALIMENTAÇÃO ......................... 164

FIGURA 57 - RECUPERAÇÃO POR PRESSÃO DE OPERAÇÃO ............................. 164

FIGURA 58 - RECHEIO RASCHING ESCOLHIDO PARA A DESTILADORA D-301 . 165

FIGURA 59 - DISTRIBUIDOR DE CALHAS MODELO VEP/VEPW (FONTE: SULZER

CHEMTECH) ............................................................................................................... 168

FIGURA 60- RECHEIO MELLAPAK 250Y .................................................................. 175

FIGURA 61 - COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA D-401 ................................. 176

FIGURA 62 - PERFIL DE TEMPERATURA DA COLUNA D-401 ............................... 177


CHEMTECH) ............................................................................................................... 180

FIGURA 64 - RECHEIO MELLAPAK 250Y ................................................................. 185

FIGURA 65 - COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA ............................................ 186

FIGURA 66 - PERFIL DA TEMPERATURA AO LONGO DA COLUNA ...................... 187

6


CHEMTECH) ............................................................................................................... 190

FIGURA 68- TEMPERATURA DE SAÍDA DO GÁS DE COMBUSTÃO NA SEÇÃO DE

RADIAÇÃO ................................................................................................................. 195

FIGURA 69 - QUEIMADOR DO FORNO F-101 .......................................................... 202

FIGURA 70 - LIMITE SUPERIOR E INFERIOR PARA VASO HORIZONTAL ............ 213

FIGURA 71 - LIMITE SUPERIOR E INFERIOR PARA VASO VERTICAL .................. 213

FIGURA 72 - DISTÂNCIAS MÍNIMAS DE LAYOUT.................................................... 233

7

LISTA DE TABELAS

TABELA 1 - PROPRIEDADES FÍSICAS DO ÁCIDO METACRÍLICO ........................... 20

TABELA 2 - ANÁLISE DA RAZÃO PREÇO DO PRODUTO / PREÇO DO REAGENTE

PARA AS ROTAS "CONDENSAÇAO ALDÓLICA" E "ISOBUTENO" ........................... 29

TABELA 3 - PROCESSOS DE DESIDROGENAÇÃO INDUSTRIAIS ........................... 30

TABELA 4 - TOXICIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS NO PROCESSO ... 39

TABELA 5 - FAIXA DE EXPLOSIVIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS NO

PROCESSO .................................................................................................................. 40

TABELA 6 - PROPRIEDADES FÍSICAS DO CATALISADOR DeH-16 ......................... 44

TABELA 7 - PARÂMETROS CINÉTICOS PARA O PROCESSO OLEFLEX DE

DESIDROGENAÇÃO DO ISOBUTANO ........................................................................ 45

TABELA 8 - CONDIÇÃO OPERACIONAL PARA O SISTEMA OLEFLEX .................... 46

TABELA 9 - ENTALPIA DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NOS

REATORES DE DESIDROGENAÇÃO DO ISOBUTANO ............................................. 47

TABELA 10 - ENTALPIA DE FORMAÇÃO PADRÃO E ENERGIA LIVRE DE GIBBS

PADRÃO PARA OS COMPONENTES ENVOLVIDOS NA REAÇÃO ........................... 47

TABELA 11 - CONDIÇÃO DE OPERAÇÃO PARA OS REATORES OLEFLEX ........... 57

TABELA 12 - RENDIMENTO DE CADA REAÇÃO PARA OS REATORES R-101, R-102

E R-103 ......................................................................................................................... 57

TABELA 13 - PARÂMETROS NECESSÁRIOS PARA O DIMENSIONAMENTO DO

REATOR ....................................................................................................................... 58

TABELA 14 - DIMENSÕES PARA OS REATORES OLEFLEX .................................... 60

TABELA 15 - DIMENSÕES DOS BOCAIS DE SERVIÇO PARA OS REATORES

OLEFLEX ...................................................................................................................... 61

TABELA 16 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES OLEFLEX .............. 62

TABELA 17 - SÍNTESE DOS RESULTADOS DO DIMENSIONAMENTO PARA OS

REATORES OLEFLEX ................................................................................................. 63

TABELA 18 - DADOS FÍSICOS DO CATALISADOR .................................................... 65

TABELA 19 - CONVERSÃO, SELETIVIDADE E RENDIMENTO PARA AS REAÇÕES

ENVOLVIDAS NA OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLÉINA......................... 65

8

TABELA 20 - ENTALPIAS DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NA

OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLEÍNA ...................................................... 66

TABELA 21 - CONDIÇÕES OPERACIONAIS PARA O REATOR ................................ 67

TABELA 22 - PARÂMETROS CINÉTICOS PARA A RESOLUÇÃO DA CINÉTICA DO

REATOR ....................................................................................................................... 68

TABELA 23 - DIMENSÕES DO REATOR DE OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À

METACROLEÍNA .......................................................................................................... 75

TABELA 24 - DIMENSÕES DOS REATORES DE OXIDAÇÃO R-201 E R-202a.......... 75

TABELA 25 - CARACTERÍSTICAS CONSTRUTIVAS DOS REATORES R-201 E R-202

...................................................................................................................................... 76

TABELA 26 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES R-201 E R105 ........ 78

TABELA 27 - DIMENSÕES DOS REATORES R-201 E R-202 ..................................... 85

TABELA 28 - CONVERSÕES E SELETIVIDADES PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS

NO REATOR DE OXIDAÇÃO DA METACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO ........... 86

TABELA 29 - CONDIÇÃO OPERACIONAL PARA O REATOR DE OXIDAÇÃO DA

METACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO ................................................................. 86

TABELA 30 - ENTALPIAS DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NA

UNIDADE DE OXIDAÇÃO DA MAETACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO À

TEMPERATURA DE REFERÊNCIA DE 290C .............................................................. 86

TABELA 31 - DIMENSÕES DO REATOR DE OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À

METACROLEÍNA .......................................................................................................... 92

TABELA 32 - DIMENSÕES DOS REATORES DE OXIDAÇÃO R-201 E R-202a.......... 92


...................................................................................................................................... 93

TABELA 34 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES R-203, R-204 e R-205

...................................................................................................................................... 95

TABELA 35 - DIMENSÕES DOS REATORES R-201 E R-202 ................................... 102

TABELA 36 - FATOR DE TENSÃO............................................................................. 110

TABELA 37 - TEMPO DE CONTROLE EM FUNÇÃO DO DESTINO DO PRODUTO 115

TABELA 38 - ESPESSURA DE PAREDE DE VASO DE PRESSÃO ATMOSFÉRICA116

TABELA 39 - TENSÃO ADMISSÍVEL ......................................................................... 117

9

TABELA 40 - FATOR DE FLUXO DA L-201 ............................................................... 121

TABELA 41 - RECHEIOS ............................................................................................ 122

TABELA 42 - DIMENSIONAMENTO DA L-201 ........................................................... 123

TABELA 43 - RESULTADOS DO RECHEIO .............................................................. 125

TABELA 44 - RESUMO DAS ESPESSURAS DOS TAMPOS .................................... 132

TABELA 45 - VAZÃO DE SOLVENTE POR RETIRADA DE ÁGUA ........................... 141

TABELA 46- RESULTADOS COLUNA DE EXTRAÇÃO E-201 .................................. 144

TABELA 47 - LISTA DE VARIÁVEIS - ROTINA DE CÁLCULO DIMENSIONAMENTO

COLUNA EXTRAÇÃO LÍQUIDO-LÍQUIDO ................................................................. 149


TABELA 49 - RESULTADOS SHORTCUT ................................................................. 160

TABELA 50 - POSSÍVEIS DESTILADORAS ............................................................... 161

TABELA 51 - RESULTADOS PARA DIFERENTES RECHEIOS ................................ 162

TABELA 52 - POSSÍVEIS NÚMEROS DE ESTÁGIOS, ESTÁGIO DE ALIMENTAÇÃO E

PRESSÃO DE OPERAÇÃO ........................................................................................ 163


TABELA 54 - RESULTADOS OBTIDOS PARA SHORTCUT ..................................... 171

TABELA 55 - POSSÍVEIS CONDIÇÕES DE OPERAÇÃO PARA A COLUNA DE

DESTILAÇÃO D-401 ................................................................................................... 172

TABELA 56 - POSSÍVEIS PRESSÕES DE OPERAÇÃO DA DESTILADORA D-401 172

TABELA 57 - HIDRÁULICA DA COLUNA D-401 ........................................................ 174

TABELA 58 - RESULTADO DA SIMULAÇÃO PARA DIFERENTES RECHEIOS PARA

A COLUNA DE DESTILAÇÃO D-401 .......................................................................... 175

TABELA 59 - POSSÍVEIS CONFIGURAÇÕES E PRESSÃO DE OPERAÇÃO DA

COLUNA DESTILADORA D-401 ................................................................................ 176


TABELA 61 - RESULTADOS PARA SHORTCUT ...................................................... 183

TABELA 62 - HIDRÁULICA DA COLUNA D-402 ........................................................ 184

TABELA 63 - POSSÍVEIS RECHEIOS PARA A COLUNA D-402 ............................... 185

TABELA 64 - POSSÍVEIS CONFIGURAÇÕES PARA A COLUNA DESTILADORA D-

402 .............................................................................................................................. 186

10

TABELA 65- RESUMO DAS ESPESSURAS DOS TAMPOS ..................................... 191

TABELA 66 - DADOS PARA O DIMENSIONAMENTO DO FORNO .......................... 193

TABELA 67 - DIMENSÕES DO FORNO ..................................................................... 198

TABELA 68 - DIMENSÕES DE FORNOS PROPOSTAS POR KERN, 1999 .............. 198

TABELA 69 - PERDA DE CARGA NO FORNO F-101 ................................................ 201

TABELA 70 - LISTA DOS TROCADORES DE CALOR DO PROCESSO ................... 203

TABELA 71 - TEMPO DE RESIDÊNCIA EM VASOS (PETROBRAS, 2004) .............. 212

TABELA 72 - ESPESSURAS ...................................................................................... 214

TABELA 73 - LISTA DE VASOS DA PLANTA ............................................................ 215

TABELA 74 - BOCAIS DE VISITA OU BOCAIS DE INSPEÇÃO ................................ 216

TABELA 75 - DIÂMETRO E COMPRIMENTO DOS VASOS ...................................... 216

TABELA 76 - PARÂMETROS PARA LANÇAMENTO DE EFLUENTES ..................... 218

TABELA 77 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE EQUALIZAÇÃO .................... 220

TABELA 78 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE NEUTRALIZAÇÃO ................ 222

TABELA 79 - DIMENSIONAMETNO DO TANQUE DE AERAÇÃO ............................ 224

TABELA 80 - NECESSIDADE DE OXIGÊNIO NO TANQUE DE AERAÇÃO ............. 225

TABELA 81 - NECESSIDADE DE AR NO TANQUE DE AERAÇÃO .......................... 226

TABELA 82 - QUANTIDADE DE NUTRIENTES ......................................................... 227

TABELA 83 - DIMENSIONAMENTO DO DECANTADOR DE LODO ......................... 229

TABELA 84 - EXCESSO DE LODO ............................................................................ 230

TABELA 85 - VOLUME DE LODO .............................................................................. 230

TABELA 86 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE LODO ................................... 231

11

SUMARIO

1 OBJETIVO ................................................................................................................. 19

1.1 OBJETIVO GERAL .............................................................................................. 19

1.2 OBJETIVOS ESPECÍFICOS ............................................................................... 19

2 INTRODUÇÃO ........................................................................................................... 20

2.1 CARACTERÍSTICAS DO COMPOSTO ............................................................... 20

2.2 APLICAÇÕES E COMERCIALIZAÇÃO DO ACIDO ACRILICO .......................... 21

2.2.1 Derivados e Aplicações ................................................................................. 21

2.2.2 Mercado do Ácido Metacrílico e Produção .................................................... 22

3 ROTAS PARA PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO ........................................... 25

3.1 ACETONA CIANIDRINA (ACH) ........................................................................... 25

3.2 ETILENO ............................................................................................................. 25

3.3 BIOLÓGICA ......................................................................................................... 26

3.4 CONDENSAÇÃO ALDÓLICA DO ÁCIDO PROPIÔNICO COM FORMALDEÍDO 26

3.5 ISOBUTANO........................................................................................................ 27

3.6 ISOBUTENO........................................................................................................ 28

3.7 ROTA DE PRODUÇÃO ADOTADA ..................................................................... 28

3.7.1 Processo de Desidrogenação de Alcanos Oleflex™ ..................................... 31

4 LOCALIZAÇÃO DA PLANTA ..................................................................................... 33

5 O PROCESSO ........................................................................................................... 37

5.1 DIAGRAMA DE BLOCOS .................................................................................... 37

5.2 TOXICIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS ......................................... 39

5.3 FAIXA DE EXPLOSIVIDADE DOS COMPONENTES ......................................... 39

5.4 MODELO TERMODINÂMICO ............................................................................. 40

5.5 UNIDADE DE REAÇÃO ...................................................................................... 41

5.5.1 Desidrogenação do isobutano à isobuteno ................................................... 42

Estudo Cinético ...................................................................................... 43

5.5.1.1.1 Cálculo da conversão de equilíbrio .................................................. 48

12

5.5.1.1.2 Cálculo da massa de catalisador ..................................................... 51

Dimensionamento dos Reatores ............................................................ 57

5.5.1.2.1 Dimensões do reator ........................................................................ 57

5.5.1.2.2 Dimensionamento dos bocais .......................................................... 60

5.5.1.2.3 Cálculo da espessura da parede dos reatores ................................. 61

5.5.1.2.4 Tela de retenção do catalisador ....................................................... 62

5.5.1.2.5 Material de construção ..................................................................... 62

5.5.1.2.6 Bocais de Visita ............................................................................... 62

5.5.1.2.7 Sistema Lock-Hopper ....................................................................... 63

5.5.1.2.8 Síntese dos resultados do dimensionamento .................................. 63

Dimensionamento da Unidade de Regeneração de catalisador ............. 64

5.5.2 Oxidação do isobuteno à metacroleína ......................................................... 64

Estudo Cinético ...................................................................................... 67


Análise do escoamento e características do catalisador ........................ 72

Dimensionamento do reator ................................................................... 73

5.5.2.3.1 Cálculo das dimensões do reator ..................................................... 73

5.5.2.3.2 Bocais de serviço dos reatores ........................................................ 76

5.5.2.3.2.1 Bocais de entrada e saída da mistura reacional ..................... 76

5.5.2.3.2.2 Bocal de entrada do DOWTHERM A ...................................... 77

5.5.2.3.2.3 Bocal de saída do DOWTHERM A .......................................... 77


5.5.2.3.4 Material de construção do reator ..................................................... 78

Obtenção da vazão do fluido de resfriamento DOWTHERM A .............. 79

Análises de conversão no interior do reator ........................................... 82

5.5.3 Oxidação da metacroleína à ácido metacrílico .............................................. 85

Estudo cinético ....................................................................................... 87


Análise do escoamento e características do catalisador ........................ 89

Dimensionamento do reator ................................................................... 90

5.5.3.3.1 Cálculo das dimensões do reator ..................................................... 91

13

5.5.3.3.2 Bocais de serviço dos reatores ........................................................ 93

5.5.3.3.2.1 Bocais de entrada e saída da mistura reacional ..................... 93

5.5.3.3.2.2 Bocal de entrada do DOWTHERM A ...................................... 94

5.5.3.3.2.3 Bocal de saída do DOWTHERM A .......................................... 94


5.5.3.3.3.1 Material de construção do reator ............................................. 96

5.5.3.3.4 Obtenção da vazão do fluido de resfriamento DOWTHERM A ........ 96

Análises de conversão no interior do reator ......................................... 100

5.6 UNIDADE DE SEPARAÇÃO E PURIFICAÇÃO................................................. 102

5.6.1 COLD BOX .................................................................................................. 102

5.6.2 Detalhamento Geral de Vasos de Pressão ................................................. 105

Distribuidor de líquido ........................................................................... 105

Grade de suporte .................................................................................. 106

Eliminador de névoa ............................................................................. 107

Bocal de visita ...................................................................................... 108

Escolha do Tampo ................................................................................ 109

5.6.2.5.1 Tampo hemisférico......................................................................... 110

5.6.2.5.2 Tampo elipsoidal ............................................................................ 111

5.6.2.5.3 Tampo toroesférico ........................................................................ 111

5.6.2.5.4 Altura do tampo .............................................................................. 112

Bocal de saída de vapor ....................................................................... 112

Bocal de entrada de refluxo .................................................................. 113

Bocal de alimentação ........................................................................... 113

Bocal de visita intermediário ................................................................. 113

Bocal de saída do líquido ................................................................... 114

Bocal de retorno do Refervedor .......................................................... 115

Espessura dos Vasos de Pressão ...................................................... 115

5.6.2.12.1 Vasos a Pressão Atmosférica ...................................................... 116

5.6.2.12.2 Vasos a Pressão Positiva ............................................................ 116

5.6.3 Lavagem ..................................................................................................... 118

Análise dos internos ............................................................................. 121

14

Detalhamento da L-201 ........................................................................ 125

5.6.3.2.1 Espessura do Vaso ........................................................................ 125

5.6.3.2.2 Bocal de Entrada Vapor ................................................................. 126

5.6.3.2.3 Bocal de Entrada Líquido ............................................................... 126

5.6.3.2.4 Bocal de Saída do Gás .................................................................. 126

5.6.3.2.5 Bocal de Saída de Líquido ............................................................. 127

5.6.3.2.6 Distribuidor de Vapor ..................................................................... 127

5.6.3.2.7 Distribuidor de líquido .................................................................... 128

5.6.3.2.8 Grade de Suporte........................................................................... 129

5.6.3.2.9 Coletor de líquido ........................................................................... 129

5.6.3.2.10 Eliminador de névoa .................................................................... 130

5.6.3.2.11 Análise da Calota ......................................................................... 130

5.6.3.2.11.1 Tampo Reto ........................................................................ 130

5.6.3.2.11.2 Tampo elipsoidal ................................................................. 131

5.6.3.2.11.3 Tampo toroesférico ............................................................. 131

5.6.3.2.11.4 Análise dos tampos ............................................................. 131

5.6.3.2.11.5 Altura do tampo ................................................................... 132

5.6.3.2.12 Boca de Visita Superior e Inferior................................................. 132

5.6.4 Extração com di-isopropil-éter ..................................................................... 132

Determinação do Equilíbrio Líquido-Líquido – Estágios teóricos de

equilíbrio ........................................................................................................... 143

Dimensionamento da coluna de extração............................................. 145

5.6.4.2.1 Escolha do tipo de coluna .............................................................. 145

5.6.4.2.2 Características do recheio escolhido ............................................. 145

5.6.4.2.3 Cálculo da tensão interfacial .......................................................... 146

Detalhamento da coluna de extração ................................................... 152

5.6.4.3.1 Espessura do Vaso E-201 ............................................................. 152

5.6.4.3.2 Bocal de Entrada Líquidos da Extratora E-201 .............................. 152

5.6.4.3.3 Bocal de Entrada Líquido Solvente ................................................ 153

5.6.4.3.4 Bocal de Saída Líquido Fase Aquosa ............................................ 153

5.6.4.3.5 Bocal de Saída de Líquido Fase Orgânica ..................................... 153

15

5.6.4.3.6 Distribuidor de líquido .................................................................... 153

5.6.4.3.7 Grade de Suporte........................................................................... 154

5.6.4.3.8 Coletor de líquido ........................................................................... 154

5.6.4.3.9 Análise da Calota ........................................................................... 155

5.6.4.3.9.1 Tampo Reto .......................................................................... 155

5.6.4.3.9.2 Tampo elipsoidal ................................................................... 156

5.6.4.3.9.3 Tampo toroesférico ............................................................... 156

5.6.4.3.9.4 Análise dos tampos ............................................................... 156

5.6.4.3.9.5 Altura do tampo ..................................................................... 157

5.6.4.3.10 Boca de Visita Superior e Inferior................................................. 157

5.6.4.3.11 Altura da coluna de líquido no fundo e no topo ............................ 157

5.6.5 Destilação ................................................................................................... 158

Destiladora D-301 ................................................................................. 159

5.6.5.1.1 Dimensionamento .......................................................................... 159

5.6.5.1.1.1 Espessura do Vaso D-301 .................................................... 165

5.6.5.1.1.2 Bocal alimentação ................................................................. 165

5.6.5.1.1.3 Bocal de Saída de Topo do Vapor ........................................ 166

5.6.5.1.1.4 Bocal de entrado do refluxo .................................................. 166

5.6.5.1.1.5 Bocal de Saída de Fundo do Líquido .................................... 166

5.6.5.1.1.6 Bocal de entrado do refluxo refervedor ................................. 167

5.6.5.1.1.7 Distribuidor de Líquidos ......................................................... 167

5.6.5.1.1.8 Grade de suporte .................................................................. 168

5.6.5.1.1.9 Coletor de Líquido ................................................................. 168

5.6.5.1.1.10 Eliminador de névoa............................................................ 168


5.6.5.1.1.12 Altura do tampo ................................................................... 169

5.6.5.1.1.13 Boca de Visita Superior e Inferior ........................................ 170

Destiladora D-401 ................................................................................. 170




16






5.6.5.2.1.8 Grade de suporte .................................................................. 180




5.6.5.2.1.12 Altura do tampo ................................................................... 181


Destiladora D-402 ................................................................................. 182









5.6.5.3.1.8 Grade de suporte .................................................................. 190




5.6.5.3.1.12 Altura do tampo ................................................................... 191


5.7 FORNOS ........................................................................................................... 192

5.7.1 Dimensionamento ....................................................................................... 192

F-101 .................................................................................................... 192

5.7.1.1.1 Zona Radiante ............................................................................... 193

5.7.1.1.2 Perda de carga no forno ................................................................ 200

17

5.7.1.1.3 Escolha do queimador ................................................................... 201

Demais fornos ...................................................................................... 202

5.8 TROCADORES DE CALOR .............................................................................. 202

5.8.1 Dimensionamento ....................................................................................... 203

Vazão mássica do fluido quente ........................................................... 204

Coeficiente global de transferência de calor ......................................... 205

Cálculo da diferença de temperatura média representativa ................. 205

Cálculo da área, do número de tubos e do diâmetro do casco ............. 206

Cálculo dos coeficientes de transferência de calor por convecção ...... 207

Cálculo das perdas de carga ................................................................ 209

5.9 VASOS DE PRESSÃO ...................................................................................... 211

5.9.1 Espessura ................................................................................................... 214

5.9.2 Bocais dos Vasos ........................................................................................ 214

V 01 ...................................................................................................... 216

V 02 ...................................................................................................... 217

V 03 ...................................................................................................... 217

V 301 .................................................................................................... 217

V 401 .................................................................................................... 217

5.10 TRATAMENTO DE EFLUENTES .................................................................... 218

5.10.1 Tanque de equalização ............................................................................. 219

5.10.2 Tanque de neutralização ........................................................................... 221

5.10.3 Tanque de aeração ................................................................................... 222

Necessidade de Oxigênio ................................................................... 225

Necessidade de Ar ............................................................................. 226

Necessidade de Nutrientes ................................................................. 227

5.10.4 DECANTADOR DE LODO ........................................................................ 228

Excesso de lodo ................................................................................. 229

Volume de lodo ................................................................................... 230

Tanque de Lodo ................................................................................. 231

5.11 LAYOUT .......................................................................................................... 231

5.11.1 Plano diretor .............................................................................................. 231

18

5.11.2 Normas para definição das dimensões de áreas comuns ......................... 232

5.11.3 Layout e Plot Plan ..................................................................................... 232

5.11.4 Pipe Rack .................................................................................................. 232

5.11.5 Distâncias entre equipamentos ................................................................. 233

5.11.6 Elevação dos equipamentos ..................................................................... 234

5.11.7 Dique ......................................................................................................... 234

19

1 OBJETIVO

1.1 OBJETIVO GERAL

Desenvolver o projeto da unidade industrial da empresa Rei do Metacrílico S.A.

para a produção de 80.000 ton/ano de ácido metacrílico, com pureza de 99,5%, utilizando

a rota econômica e ambientalmente adequada para suprir os anseios sociais e de

mercado atuais.

1.2 OBJETIVOS ESPECÍFICOS

Durante o desenvolvimento do projeto, os principais tópicos a serem estudados

e/ou analisados são:

Determinação do fluxograma do processo de produção do produto, incluindo

as áreas de preparo da matéria-prima, reação, separação e purificação;

Definição do fluxograma de engenharia do processo com estratégia de controle

definida;

Cálculo dos balanços de massa e de energia;

Memorial descritivo com as considerações adotadas para todo o processo;

Dimensionamento dos principais equipamentos do processo;

Elaboração das folhas de especificação dos equipamentos;

Elaboração do layout da planta;

Dimensionamento das tubulações, válvulas e bombas;

Determinação do consumo de utilidades do processo;

Definição dos sistemas de tratamento de efluentes e licenciamento ambiental;

Programação de parada e partida da planta;

20

Análise econômica do projeto da planta como um todo.

2 INTRODUÇÃO

2.1 CARACTERÍSTICAS DO COMPOSTO

O ácido metacrílico (nomenclatura IUPAC: ácido 2-metil-2-propenoico), também

conhecido como MAA, é um composto orgânico de formula molecular 𝐶4𝐻6𝑂2. Trata-se

de um líquido viscoso e incolor a temperatura ambiente, com fórmula estrutural conforme

apresentado na Figura 1.

FIGURA 1 - FÓRMULA ESTRUTURAL DO MAA FONTE: O AUTOR

Na tabela 1 estão apresentadas as principais características do MAA.

TABELA 1 - PROPRIEDADES FÍSICAS DO ÁCIDO METACRÍLICO

CAS 79-41-4

Fórmula Molecular C4H6O2

Peso Molecular (g/mol) 86,1

Densidade a 20 ºC (g/cm3) 1,015

Ponto de fusão a 1 bar (oC) 14

Ponto de ebulição a 1 bar (oC) 163

Viscosidade a 20 ºC (mPa.s) 1,38

FONTE: NIST

21

Frankland e Duma, em 1865 foram os primeiros pesquisadores a estudar o ácido

metacrílico Porém, também como o ácido acrílico, seu desenvolvimento comercial se deu

apenas muitos anos depois, em 1933 (MARK, 2007, p 16-18). O pioneirismo necessário

para o desenvolvimento químico e industrial do monômero e seus derivados foi

alcançado pelo Dr. Otto Rohm, em sua tese de doutorado, em 1901 e aprimorado por

Rohm e Haas Co. em 1909 (EVONIK, 2014).

2.2 APLICAÇÕES E COMERCIALIZAÇÃO DO ACIDO ACRILICO

Comercialmente, o MAA pode ser vendido na forma líquida em duas formas: ácido

metacrílico bruno (pureza abaixo de 99,5%) ou como ácido metacrílico glacial (GMAA)

com pureza mínima de 99,5%. O catálogo para comercialização do MAA pela empresa

EVONIK pode ser visto no Anexo I.

2.2.1 Derivados e Aplicações

Os principais derivados do MAA são ésteres produzidos pela reação com álcool,

como o metacrilato de metila, etila, butila e algumas aminas. Além disto, estes produtos

possuem a capacidade de gerar polímeros e copolímeros com inúmeras características

e propriedades diferentes. Desta forma, o MAA pode ser aplicado em inúmeras situações

diferentes para as mais variadas funções. (EVONIK, 2014).

Desta forma, o ácido metacrílico e seus derivados podem ser utilizados nas mais

variadas aplicações: resinas, tintas, adesivos, produção de plásticos, acrílicos,

revestimentos, floculantes, produtos de higiene, artigos de beleza, cosméticos, entre

outros. (EVONIK, 2011).

22

2.2.2 Mercado do Ácido Metacrílico e Produção

Ano a ano, a demanda por ácido metacrílico e seus derivados vem crescendo, e

a expectativa é que este crescimento continue. A figura 2 mostra a evolução desta

demanda mundial desde 1980 até 2006. O crescimento médio, a partir deste ano, foi de

aproximadamente 4,75% (LUCITE INTERNATIONAL, 2014). Em 2011, o consumo

mundial estava próximo a 2,8 milhões de toneladas/ano, com perspectivas de aumento

(WEASTRA, 2011).

FIGURA 2 - DEMANDA MUNDIAL DE ÁCIDO METACRÍLICO (KTON/ANO)

Mundialmente, as empresas que lideram atualmente a produção do ácido

metacrílico são: EVONIK, BASF, MITSUBISHI RAYON, SUMITOMO CHEMICAL, entre

outras. Na figura 3, pode ser visto o panorama da produção mundial do ácido metacrílico.

23

FIGURA 3 - PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO PELA DISTRIBUIÇÃO GEOGRÁFICA

No Brasil, poucas indústrias produzem o ácido metacrílico e seus derivados. As

principais delas são UNIGEL E BASF. Como pode ser visto na figura 4, o Brasil ainda

importa ácido metacrílico e seus derivados para suprir sua demanda (ALICEWEB, 2014).

Desta forma, a inserção do Rei do Metacrílico S.A. no mercado nacional proporcionará

a possibilidade de fornecimento para suprir a necessidade do ácido metacrílico para o

mercado interno e também para o mercado latino-americano.

24

FIGURA 4 - IMPORTAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO E SEUS DERIVADOS

Com a nova planta, a produção nacional terá um acréscimo considerável, além

de fornecermos o MAA para plantas de metacrilato de metila, com dificuldades de ampliar

a produção do monômero ácido metacrílico.

25

3 ROTAS PARA PRODUÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO

Diversas rotas podem ser utilizadas para a síntese de ácido metacrílico, variando

as matérias-primas e catalisadores. No entanto algumas delas ainda restringem-se a

rotas laboratoriais, devido a não viabilidade econômica delas. Atualmente a rota mais

utilizada para sua produção em larga escala é através da acetona cianidrina.

3.1 ACETONA CIANIDRINA (ACH)

A rota mais utilizada comercialmente para a síntese de ácido metacrílico é a

hidrólise de metacrilamida sulfato, obtido a partir de acetona cianidrina (ACH, do

inglês acetone cyanohydrin). (ULLMANN, 2003)

Acetona e hidrogênio de cianeto reagem na presença de catalisador alcalino para

formar cianidrina, a qual reage com ácido sulfúrico para formar sulfato de metacrilamida.

A reação inicial ocorre de forma contínua em uma série de reatores, os quais operam

sob constante agitação e resfriamento. Na segunda etapa da síntese, o sulfato de

metacrilamida, água e correntes de reciclo são direcionadas a uma série de reatores

contínuos para formar ácido metacrílico. As etapas de purificação do ácido envolvem

colunas de destilação, lavadoras, tanques flashes, entre outras.

Este processo gera resíduos como cianeto de hidrogênio e sulfato de amônio.

Sendo, assim, ambientalmente e economicamente insustentável aplicar esta tecnologia

em novos projetos para a produção de ácido metacrílico. (GOGATE et al., 1985).

3.2 ETILENO

Outra rota para ácido metacrílico baseia-se em etileno, gás de síntese, e

formaldeído. O etileno é, primeiramente, hidroformilado para gerar propanal, o qual é

26

então condensado com formaldeído para produzir metacroleína. A oxidação da

metacroléina para ácido metacrílico completa a síntese de ácido metacrílico. (ULMANN,

2003).

Poucos dados foram encontrados na literatura sobre esse processo.

3.3 BIOLÓGICA

A rota de produção de ácido metacrílico via processo biológico acontece a partir

de um biocatalisador, (Rhodoccus rhodocrhous J1 nitrilase). Tal rota é uma alternativa

às principais rotas utilizadas atualmente. Tais rotas trabalham com reações em altas

temperaturas e geram subprodutos. As reações para produção do ácido em questão

através da nitrilase acontecem a baixas temperaturas, entre 30ºC a 60ºC e trazem altas

taxas de conversão. Porém, durante os estudos ficou claro que o acúmulo da produção

do produto desejado causa a inibição do catalisador. (NAGASAWA, 1990).

Os autores ressaltam a não formação de subprodutos e consumo total da matéria

prima durante a reação, porém a produção em escala industrial ainda deve ser estudada,

para uma eventual aplicação do Rhodoccus rhodocrhous J1 nitrilase, o qual por ser

biológico, tem um processo de produção custoso, o que atualmente inviabiliza sua

utilização. Não foi mais encontrados artigos ou patentes com relação ao assunto, logo

presume-se que o processo tornou-se mesmo inviável e de baixo interesse industrial.

(NAGASAWA, 1990).

3.4 CONDENSAÇÃO ALDÓLICA DO ÁCIDO PROPIÔNICO COM FORMALDEÍDO

A produção a partir desta rota ocorre em fase líquida através condensação aldólica

do formaldeído com ácido propriônico catalisada por óxidos ou trióxidos de metais

alcalinos ou óxido mistos. A reação acontece a 300ºC. O processo torna-se inviável

principalmente em função do custo da matéria-prima, no caso pelo preço do ácido

27

propiônico. Também não foram encontrados dados cinéticos para a reação. É incomum

atualmente plantas que partem do princípio citado para produção em escala. (AI et al.,

2003).

3.5 ISOBUTANO

Fazendo uso de catalisador da família dos heteropolicompostos é possível

converter diretamente o isobutano para metacroleína e ácido metacrílico. Os

catalisadores são polioximetalatos, três ou mais metais de transição ligados com

oxigênio. Para conversão de alcanos em ácidos carboxílicos, os metais de transição

presentes na estrutura são usualmente Césio, molibdênio, Vanádio. (CAVANI, 1998).

Este processo possui suas primeiras patentes em meados da década de 1990, entretanto

para os catalisadores desenvolvidos até então, o rendimento da reação não ultrapassava

a casa dos 4% para o ácido metacrílico (EP 0418657A2, 1990; EP 0495504B1, 1992).

Já no ano de 1995, patentes registradas apontam processos utilizando

catalisadores que possuem uma seletividade total (MAA + MAC) de 90%, entretanto com

conversões de isobutano abaixo de 5%. (US 5380932, 1995). Pesquisas desenvolvidas

com o catalisador elevaram o rendimento da reação para próximo de 10% para o ácido

metacrílico. (EP 1092702B1, 2005; US 6747172B1, 2004).

A Reação de oxidação do isobutano utilizando catalisadores tipo Keggin a

heterolopolicompostos possui tanto a cinética quanto os mecanismos de reação muito

bem conhecidos (PAUL et al. 1997). O problema está no fato da quantidade de sub-

produtos gerados durante a oxidação: ácido acrilício (ACA), ácido acético (AA), anidrido

maleico, dentre outros em quantidades inferiores a 100 ppm (BUSCA et al., 1996).

Durante a década de 2000, os estudos acerca deste catalisador foram focados em obter

o conjunto de metais de transição para composição do catalisador que acarretasse em

altos rendimentos para produção de MAA + MAC, obtendo assim um catalisador que

tenha uma vida útil longa nas temperaturas de reação (280C~400C). (CAVANI, 1998;

SCHINDLER et al., 2001; SCHINDLER et al., 2003; HUYNH et al., 2009).

28

Recentes artigos publicados apontam que o melhor catalisador para a reação de

oxidação do isobutano para produção de MAA seja o ácido 11-molibdo-1-vanadofosfórico

(APMV) impregnado em um suporte de Cs3PMo12O40 (CPM) (JING et al., 2013), com

40% em massa de APMV (JING et al., 2014).

3.6 ISOBUTENO

Uma rota muito usada para obtenção do ácido metacrílico é a partir do isobuteno,

o qual é oxidado continuamente com oxigênio molecular em duas etapas em fase vapor

produzindo inicialmente o intermediário metacroleína e então ácido metacrílico. Os

reatores são do tipo multitubular e utilizam catalisadores tais como óxidos de molibdênio

e bismuto. (BENYAHIA & MEARNS, 1990).

A primeira etapa de oxidação consiste na conversão do isobuteno para

metacroleína, sendo esta reação exotérmica e de alta seletividade acontecendo a

pressão atmosférica. Para controle da reação injeta-se gás inerte no reator (US 4511671,

1985), sendo que o inerte utilizado pode ser dióxido de carbono ou nitrogênio. (US

5276178, 1994). A segunda etapa consiste na oxidação da metacroleína em ácido

metacrílico, sendo esta também um reação exotérmica.

3.7 ROTA DE PRODUÇÃO ADOTADA

Para a escolha da rota, primeiramente foi descartado o uso da rota ACH por

possuir alta toxicidade na operação. Com relação a rota biológica, as pesquisas

cessaram a partir da década de 1990, sugerindo que não foi encontrada viabilidade

econômica para o uso deste processo para produção de MAA. O mesmo ocorreu com a

rota utilizando etileno, onde foram encontrados apenas publicações de artigos sobre o

uso de etileno como reagente, entretanto não foram encontradas plantas em operação

utilizando esta rota. Com relação à rota do isobutano, o catalisador utilizado na reação é

29

atualmente empregado comercialmente para oxidação parcial da metacroleína à ácido

metacrílico, possuindo altos rendimentos. Entretanto, este catalisador quando

empregado para oxidação direta do isobutano à ácido metacrílico possui rendimentos

muito baixos, além de inúmeros sub-produtos indesejáveis. Desde o início da pesquisa,

não foram obtidos resultados satisfatórios que justificassem o uso de heteropoliácidos

industrialmente.

Na decisão da escolha da rota, baseada nas alternativas restantes, foi avaliado a

relação preço de produto e preço de reagente. Para que um processo possua viabilidade

econômica, o primeiro critério é a razão entre preço do produto e preço do reagente ser

superior a 2. (BRANAN, 2005). A tabela 2 apresenta a análise feita para os os reagentes

das rotas ainda não descartadas (ácido propiônico e isobuteno). Os dados de rendimento

para cada processo foram estimados a partir de pesquisa bibliográfica dos processos.

TABELA 2 - ANÁLISE DA RAZÃO PREÇO DO PRODUTO / PREÇO DO REAGENTE PARA AS ROTAS

"CONDENSAÇAO ALDÓLICA" E "ISOBUTENO"

Rota

Custo do

reagente

(R$/kg)

Rendimento do

processoa

Produção de MAA

com 1 kg de

reagente

Relação custo

produto/reagente

Ácido Propiônico 3,05 0,44 0,51 1,56

Isobuteno 5,00 0,7 1,58 2,22

a: rendimento é definido como sendo o produto entre conversão e seletividade da reação

A partir dos dados da tabela 2, a rota do isobuteno é a mais adequada, em termos

de retorno econômico, quando comparada à da condensação aldólica do ácido

propiônico. Portanto a rota selecionada é oxidação do isobuteno à ácido metacrílico.

Após seleção da rota, foi feita pesquisa de mercado para avaliar o fornecimento

de isobuteno no mercado mundial. Foi constatado um impecílio para o uso desta rota,

pois foi observado que surgiram várias plantas de desidrogenação de isobutano para

produção de isobuteno na última década, devido à alta demanda deste alceno. (UOP

2014). O maior fornecedor de isobuteno atualmente é a indústria petrolífera, entretanto

é esperado que em 2020, 20% da produção de isobuteno seja a partir de on-purpose

plants. (RUBBERNEWS, 2013). Esta demanda surge pois o isobuteno é matéria prima

para commodities como os aditivos de gasolina MTBE e ETBE, ainda utilizados em larga

30

escala na Europa e Ásia, além de octano e poliisobutileno (borracha de butila). Devido a

estes fatores, foi estudada a possibilidade de implantação de uma unidade de

desidrogenação de isobutano à isobuteno. Ao efetuar a mesma análise econômica

presente na tabela 2 para o isobutano, foi obtido um valor de 2,46 na razão entre preço

de produto e preço de reagente, considerando a baixa conversão do processo de

desidrogenação (próxima dos 40%), inclusive.

A tabela 3 apresenta o comparativo entre processos industriais de

desidrogenação. (BUYANOV & PAKHOMOV, 2001)

TABELA 3 - PROCESSOS DE DESIDROGENAÇÃO INDUSTRIAIS

Processo Catofin Oleflex STAR FBD

Reator Cíclico

adiabático

leito ascendente

adiabático

Cíclico

isotérmico

leito

fluidizado

adiabático

N de

reatores 5 3 8 1

Tempo 25 min Continuo 8 horas Continuo

T (ºC) 525 - 677 525 - 705 482 - 621 520 - 600

P (atm) 0,1 a 0,7 1 a 3 3 a 8 1,1 a 1,5

X (%) 60 - 65 45 - 50 45 - 55 50

S (%) 95 91 - 92 85 - 90 90

Avaliando os dados da tabela 3, foi escolhido o processo Oleflex para a

desidrogenação do isobutano em função deste processo proporcionar uma alta taxa de

conversão e seletividade. O processo Catofin foi rejeitado em virtude de operar a

pressões muito baixas, o que elevaria o custo de operação dos equipamentos e tanto o

processo STAR quanto o FBD foram descartados por apresentarem baixas conversões.

31

3.7.1 Processo de Desidrogenação de Alcanos Oleflex™

O processo Oleflex é patenteado e comercializado pela empresa Honeywell UOP.

A desidrogenação ocorre em um processo adiabático em três ou quatro reatores,

dependendo se será desidrogenado isobutano ou propano, respectivamente. Os

reatores não são operados isotermicamente devido à alta temperatura da reação. O fato

do processo operar com vários reatores em série é evitar que a queda de temperatura

seja muito brusca, inviabilizando o processo, já que a reação de desidrogenação é

altamente endotérmica, e a conversão é reduzida drasticamente a temperaturas mais

baixas. É inviável operar o reator de forma isotérmica. A desativação do catalisador é

relativamente rápida, portanto o reator deve ser do tipo circular com leito móvel

descendente, onde o catalisador que deixa o primeiro reator é alimentado ao segundo e

assim sucessivamente. O catalisador na saída do último reator segue para a unidade de

regeneração do catalisador e então segue novamente para o primeiro reator. O ciclo todo

do catalisador dura em torno de 5 a 10 dias. A figura 9 apresenta um esquema

simplificado do processo. sendo que o reator seja do tipo circular com leito móvel

descendente, onde o catalisador do primeiro reator é alimentado ao segundo, do

segundo ao terceiro e do terceiro segue para a unidade de regeneração de catalisador.

Após regenerado, o catalisador retorna ao primeiro reator. Um esquema simplificado do

processo pode ser visto na figura 9. (FARSI, 2014)

32

FIGURA 5 - UNIDADE DE DESIDROGENAÇÃO DE ISOBUTANO OLEFLEX

Os estágios intermediários de aquecimento são utilizados para elevar a

temperatura próxima a temperatura de reação. O produto, após a saída do grupo de

reação, segue para purificação e recuperação do isobuteno.

33

4 LOCALIZAÇÃO DA PLANTA

A definição do local para a implantação da planta é uma das principais decisões

quando se pensa em novos investimentos. Uma má escolha pode prejudicar todo o

projeto.

O estudo para esta decisão deve definir a melhor localização permitindo uma

grande produção e ao mesmo tempo reduzindo os custos, elevando o lucro líquido ao

máximo.

Neste caso, precisamos analisar três pontos fundamentais: onde encontra-se a

matéria prima para produção, onde será fabricado e onde será consumido o produto.

Buarque (1984) cita os principais fatores que devem ser analisados para uma

melhor definição do local para instalação da planta de produção. São estes:

Localização de matérias-primas;

Disponibilidade de mão-de-obra;

Terrenos disponíveis, clima, fatores topográficos;

Fontes de combustíveis industriais;

Facilidade de transporte;

Distância e dimensão do mercado e facilidades de distribuição;

Disponibilidade de energia, água, telefones, redes de esgotos;

Condições de vida, leis e regulamentos, incentivos fiscais;

Estrutura tributária.

Para a produção do ácido metacrílico, um dos fatores mais importantes é a

disponibilidade de matéria-prima: isobutano. Desta forma, o ideal seria a instalação em

um polo petroquímico.

No Brasil, há hoje quatro polos petroquímicos principais, localizados na Bahia,

Rio de Janeiro, Rio Grande do Sul e São Paulo.

O Complexo Petroquímico do Rio de Janeiro (COMPERJ), atualmente em

construção e previsão de entrar em operação em meados 2016, terá capacidade de

produção de aproximadamente 165 mil barris de petróleo por dia provenientes da Bacia

34

de Campos, em uma área de 45 km². Além disto, para o futuro, já há estudos para

implantação de uma segunda unidade com capacidade para a mesma produção. Desta

forma, a planta de produção de ácido metacrílico da empresa Rei do Metacrílico S.A.

será instalada na cidade de Itaboraí-RJ, conforme figura 6, próxima ao COMPERJ.

Assim, a facilidade em obtenção de matéria-prima resultará em grande economia.

FIGURA 6 - LOCALIZAÇÃO DA CIDADE DE ITABORAÍ - RJ

Além disto, a cidade de Itaboraí se localiza na região metropolitana do estado do

Rio de Janeiro. Isto nos garante um ótimo posicionamento logístico, estando próximo de

rodovias e portos, como o Porto de Itaguaí, os terminais de Angra dos Reis, as Ilhas

d´Água e Redonda e o arco metropolitano do Rio de Janeiro, além da BR493 e RJ116,

como pode ser visto nas Figuras 7 e 8. Desta forma teremos o escoamento de nossos

produtos facilitado, tanto via terrestre quanto via marítima.

35

FIGURA 7 - POSICIONAMENTO ESTRATÉGICO DA CIDADE DE ITABORAÍ - RJ

FIGURA 8 - LOCALIZAÇÃO DA CIDADE DE ITABORAÍ COM RELAÇÃO À COMPERJ

Outra vantagem da localização definida, é a grande disponibilidade de mão-de-

obra que a região oferece.

Na figura 9, podemos visualizar uma possível localização para a planta de

produção de ácido metacrílico, muito próxima ao COMPERJ. Coordenadas: -22.670565

S, -42.875633 W.

36

FIGURA 9 - POSSÍVEL LOCALIZAÇÃO DA PLANTA

37

5 O PROCESSO

O processo de produção do ácido metacrílico será baseado inicialmente na

desidrogenação do isobutano à isobuteno, oxidação parcial do isobuteno à metacroleína

e então oxidação da metacroleína à ácido metacrílico, utilizando posteriormente

operações unitárias para separação e purificação para obter a pureza especificada de

99,5%.

5.1 DIAGRAMA DE BLOCOS

O diagrama de blocos para o processo é apresentado na figura 10.

38

FIGURA 10 - DIAGRAMA DE BLOCOS DO PROCESSO

39

5.2 TOXICIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS

Os dados de toxicidade dos componentes foram retirados do NIST e sintetizados

na tabela 4.

TABELA 4 - TOXICIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS NO PROCESSO

Composto Tóxico Inflamável Corrosivo Explosivo

Hidrogênio Não Não Sim Não

Oxigênio Não Não Sim Sim

Nitrogênio Não Não Não Não

Dióxido de Carbono Asfixiante Não Não Não

Metano Não Sim Não Sim

Propano Não Sim Não Sim

Isobutano Não Sim Não Sim

Água Não Não Não Não

Metacroleína Sim Não Não Não

Ácido acético Não Sim Sim Não

Éter diisopropílico Asfixiante Sim Não Não

Ácido metacrílico Sim Não Sim Não

Isobuteno Asfixiante Sim Não Sim

Propeno Não Sim Não Não

5.3 FAIXA DE EXPLOSIVIDADE DOS COMPONENTES

A tabela 5 apresenta a faixa de explosividade dos componentes envolvidos no

processo. É de fundamental importância operar fora desta faixa para assegurar que não

haja riscos de explosão nos equipamentos. Os dados foram retirados da Ficha de

Informações de Segurança de Produto Químico – FISPQ, fornecidas pelas

PETROBRAS.

40

TABELA 5 - FAIXA DE EXPLOSIVIDADE DOS COMPONENTES ENVOLVIDOS NO PROCESSO

Componente Superior (%) Inferior (%)

O2 N/A N/A

N2 N/A N/A

CO2 N/A N/A

H2O N/A N/A

H2 75 4 Ac.

Metacrilico 8,7 1,6

Ac. Acrilico 8 2

Metacroleina 2,1 14.6

Butano 8,4 1,8

Metano 15 4,4

Propano 9,5 2,3

Buteno 10 1,6

Ac. Acetico 5,4 16

Propeno 2 11

Acroleina 1,8 31

5.4 MODELO TERMODINÂMICO

Neste trabalho adotou-se o modelo termodinâmico NRTL-HOC. Como a maioria

dos equipamentos operam a baixas pressões não há necessidade de utilizar uma

equação de estado. O modelo NRTL-HOC difere do modelo convencional NRTL por levar

em conta as interações entre ácidos carboxílicos.

Este modelo é baseado em GE, propriedade que depende exclusivamente da

temperatura e da composição. O líquido é considerado incompressível, e por isto este

modelo é válido apenas para baixas pressões.

O modelo NRTL Hayden-O'Connell, calculará o equilíbrio líquido-líquido pelo

modelo NRTL e a fase vapor por Hayden-O'Connell, que prevê a dimerização na fase

vapor e a elevada atração entre moléculas polares.

41

O equacionamento do modelo NRTL-HOC é apresentado pelas equações

abaixo.

5.5 UNIDADE DE REAÇÃO

A rota escolhida para produção do ácido metacrílico consiste em três etapas:

desidrogenação do isobutano à isobuteno; oxidação do isobuteno à metacroleína; e

oxidação da metacroleína à ácido metacrílico. Cada etapa do processo reacional possui

condições distintas de operação, como pressão, temperatura, tipo e massa de

catalisador. Para o processo de desidrogenação do isobutano, serão 3 reatores

operando adiabaticamente (R-101, R-102 e R-103). A segunda etapa ocorre nos

reatores R-201 e R-202, operando em paralelo, onde o isobuteno formado nos reatores

de desidrogenação é oxidado à metacroleína utilizando ar atmosférico. O último estágio

da reação ocorre no reatores R-203, R-204 e R-205, estes operando em paralelo, para

oxidar a metacroleína à ácido metacrílico, utilizando novamente ar atmosférico como

oxidante da reação.

A escolha de ar atmosférico teve como principais razões o custo, quando

comparado ao oxigênio puro; e o fato das duas reações de oxidação serem altamente

42

exotérmicas, sendo que a presença do nitrogênio (inerte) auxilia na diluição do calor,

diminuindo os riscos operacionais para os reatores de oxidação. Além ainda do uso de

nitrogênio, é necessário utilizar vapor para auxiliar na diluição da corrente.

As reações principais para obtenção do produto de interesse (ácido metacrílico)

são apresentadas pelas reações abaixo.

𝐶4𝐻10 → 𝐶4𝐻8 + 𝐻2

𝐶4𝐻8 + 𝑂2 → 𝐶4𝐻6𝑂 + 𝐻2𝑂

𝐶4𝐻6𝑂 + 12⁄ 𝑂2 → 𝐶4𝐻6𝑂2

5.5.1 Desidrogenação do isobutano à isobuteno

A primeira reação envolvida no processo, ocorre no grupo de reatores baseado

no sistema para desidrogenação de alcanos leves em alcenos Oleflex™. Todas as

reações envolvidas nesta etapa são apresentadas abaixo.

𝑖𝐶4𝐻10 → 𝐶4𝐻8 +𝐻2

𝐶4𝐻10 + 𝐻2 → 𝐶3𝐻8 + 𝐶𝐻4

𝐶3𝐻8 → 𝐶3𝐻6 + 𝐻2

𝐶4𝐻8 → 4C + 4𝐻2

Além da desidrogenação do isobutano, ocorre a hidrogenação do isobutano

formando propano e metano, desidrogenação do propano formado gerando propeno e

ainda uma reação de formação de coque.

43

Estudo Cinético

Pelo fato da desidrogenação de alcanos ter se intensificado nos últimos 15 anos,

vários trabalhos envolvendo catalisadores e diferentes cinéticas para esta reação foram

publicados. (AIRAKSINEN et al., 2002; CORTRIGHT et al., 2000; BHASIN et al., 2001;

SUN et al., 2000).

Os catalisadores para desidrogenação de alcanos à alcenos são usualmente

baseados em Estanho/Platina ou Cromo/Alumina. SANFILIPPO & MIRACCA (2006)

apresentam um comparativo da performance destes dois catalisadores, onde as

vantagens do uso do catalisador Sn/Pt estão apresentadas abaixo.

Os catalisadores Pt/Sn toleram elevadas porcentagens de acúmulo de coque,

preservando a atividade do catalisador, permitindo um período on stream de

várias horas/dias antes de ser necessária a regeneração);

A atividade do catalisador e a resistência à formação de coque podem ser

elevadas com a presença de H2. Atualmente há tecnologias que fazem uso do

reciclo de hidrogênio, apesar de uma pequena redução na força motriz

termodinâmica da reação. Uma pressão parcial de hidrogênio mais elevada

reduz a formação de coque presumivelmente via sobra de H2 da Platina para

os centros ácidos do suporte;

A formação de coque na superfície do catalisador é operacionalmente

resolvida utilizando-se um ciclo de regeneração de catalisador com correntes

de oxigênio/nitrogênio/vapor/cloro. A redistribuição da platina através do cloro

(através da movimentação dos cloretos de platina) auxilia na redução do

envenenamento por sinterização.

Os pontos citados acima, juntamente com o fato de que os catalisadores para os

processos de desidrogenação via Oleflex são à base de Pt/Sn, auxiliaram na escolha do

catalisador. O catalisador Cr/Al atualmente possui eficiências maiores em outros

processos de desidrogenação. Portanto o catalisador que será utilizado será o Pt/Sn. A

empresa UOP Honeywell comercializa o catalisador para o processo Oleflex, com o

44

nome comercial de UOP OleflexTM DeH-16. O catálogo do catalisador é apresentado no

anexo 2. As principais características estão resumidas na tabela 6.

TABELA 6 - PROPRIEDADES FÍSICAS DO CATALISADOR DeH-16

Densidade (kg/m3) 588

Diâmetro nominal (mm) 1.6

Forma Esfera

Massa de Platina (%) 0.30

SANFILIPPO & MIRACCA (2006) descreve o mecanismo de reação para

desidrogenação do isobutano utilizando catalisador de platina. Segue:

𝑖𝐶4𝐻10 + 2𝑃𝑡 → 𝑃𝑡 − 𝑖𝐶4𝐻9 + 𝑃𝑡𝐻 (𝑒𝑡𝑎𝑝𝑎 𝑙𝑒𝑛𝑡𝑎)

𝑃𝑡 − 𝑖𝐶4𝐻9 + 𝑃𝑡 ⇆ 𝑃𝑡𝐻 + 𝑃𝑡 − 𝑖𝐶4𝐻8

𝑃𝑡 − 𝑖𝐶4𝐻8 → 𝑖𝐶4𝐻8 + 𝑃𝑡

2𝑃𝑡𝐻 → 𝐻2 + 2𝑃𝑡

No mecanismo proposto, a adsorção dissociativa da parafina, na qual envolve dois

átomos de metal, constitui a etapa lenta da reação. A adsorção é praticamente

irreversível, enquanto a eliminação do átomo de hidrogênio, apesar de ser rápida, é

próxima ao equilíbrio.

Para a unidade de desidrogenação foram utilizados os dados cinéticos fornecidos

por BIJANI & SAHEBDELFAR (2008), dados estes obtidos a partir de análises de

estatísticas operacionais de uma unidade Oleflex em operação no Irã. Os parâmetros

cinéticos para a resolução das equações cinéticas são apresentados na tabela 7.

45

TABELA 7 - PARÂMETROS CINÉTICOS PARA O PROCESSO OLEFLEX DE DESIDROGENAÇÃO DO ISOBUTANO

K01 (m3/kg.h)

kd0 (1/h)

Ea (kJ/kmol)

Ed (kJ/kmol)

3.61

0.0127

63

100

SAHEBDELFAR et al. (2011) fornece os dados operacionais para os três reatores,

baseado em processos Oleflex para desidrogenação de isobutano. O reator utilizado

será um leito móvel radial descendente. Os dados relativos aos 3 reatores são

apresentados na tabela 8. O desenho esquemático do reator Oleflex é apresentado nas

figuras 11 e 12. Retiradas de SAHEBDELFAR et al. (2011). Na figura 11, 1 e 2

representam a entrada e saída de reagente e produto, respectivamente e 3 e 4

representam a entrada e saída de catalisador, respectivamente. Na figura 12, R1

representa a distância do centro do reator à parede interna do leito, R2 representa a

distância do centro do reator à parede externa do leito e R3 o raio total do reator.

FIGURA 11 - ESQUEMA DO REATOR OLEFLEX

46

FIGURA 12 - VISTA SUPERIOR DO REATOR OLEFLEX

TABELA 8 - CONDIÇÃO OPERACIONAL PARA O SISTEMA OLEFLEX

Primeiro Reator Segundo Reator Terceiro Reator

Temperatura (ºC) 634 639 637

Pressão (barg) 1,4 0,9 0,4

H2/IBAN 0,5a 0,74 0,96

Conversãob 0,22 0,135 0,095

a: esta relação molar é utilizada para reduzir a formação de coque no interior do reator, deslocando assim

o equilíbrio da reação de formação de coque.

b: conversão para a reação principal dos reatores industriais Oleflex, otimizada para maior eficiência

energética e reduzida massa de catalisador.

O simulador AspenTech Aspen 8.0TM forneceu os dados de entalpia das reações

na temperatura da reação de 634 ºC e as entalpias de formação padrão dos

componentes envolvidos na reação e suas energias livres de Gibbs padrão (ambos com

estado de referência em 25C), utilizados posteriormente para cálculo da conversão de

equilíbrio, apresentados nas tabelas 9 e 10, respectivamente.

47

TABELA 9 - ENTALPIA DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NOS REATORES DE DESIDROGENAÇÃO DO ISOBUTANO

Reação Entalpia (kJ/kmol)

𝑖𝐶4𝐻10 → 𝐶4𝐻8 +𝐻2 122284

𝐶4𝐻10 + 𝐻2 → 𝐶3𝐻8 + 𝐶𝐻4 -54722

𝐶3𝐻8 → 𝐶3𝐻6 + 𝐻2 130459

TABELA 10 - ENTALPIA DE FORMAÇÃO PADRÃO E ENERGIA LIVRE DE GIBBS PADRÃO PARA OS

COMPONENTES ENVOLVIDOS NA REAÇÃO

ΔHf (KJ/mol) ΔGf (KJ/mol)

C4H10 (g) -134.88 -21.30

C4H8 (g) -17.88 57.41

H2 (g) 0 0

A reação de formação de coque não foi considerada no cálculo por ser desprezível

em termos de balanço de massa (a formação de coque é inferior a 0,1% em massa de

carbono). (BIJANI & SAHEBDELFAR, 2008).

Para uma cinética de primeira ordem com respeito ao isobutano, SAHEBDELFAR

et al. (2011) descreve a cinética para a reação principal, apresentado pelas equações

abaixo. Para obtenção das equações, foi considerada a lei da potência. Apesar do

mecanismo sugerir uma cinética do tipo Langmuir-Hinshelwood-Hougen-Watson

(LHHW), pela etapa lenta ser definida pela adsorção da molécula de isobutano na

superfície do catalisador, SANNA et al. (2002) apresenta valores relativamente baixos

para a soma residual dos quadrados para a cinética baseada na lei da potência, quando

comparada às equações baseadas no mecanismo LHHW.

−𝑟′𝐴 =𝑘1𝐶𝐴,0(𝑋𝐴,𝑒𝑞 − 𝑋𝐴)(𝛼 + 𝛽𝑋𝐴)

(1 + 𝜀𝐴𝑋𝐴)2

𝛼 =𝑋𝐴,𝑒𝑞 + (𝜃𝐻 + 𝜃𝐵) + 𝜃𝐻𝜃𝐵(1 − 𝜀𝐴 + 𝜀𝐴𝑋𝐴,𝑒𝑞)

(𝜃𝐻 + 𝑋𝐴,𝑒𝑞)(𝜃𝐵 + 𝑋𝐴,𝑒𝑞)

48

𝛽 =(1 + 𝜀𝐴𝑋𝐴,𝑒𝑞 − 𝑋𝐴,𝑒𝑞) + 𝜀𝐴𝑋𝐴,𝑒𝑞(𝜃𝐻 + 𝜃𝐵) + 𝜀𝐴𝜃𝐻𝜃𝐵

(𝜃𝐻 + 𝑋𝐴,𝑒𝑞)(𝜃𝐵 + 𝑋𝐴,𝑒𝑞)

𝑘1 = 𝑘0,1𝑒𝐸𝑎𝑅𝑇

𝑘𝑑 = 𝑘𝑑,0𝑒𝐸𝑑𝑅𝑇

𝜃𝐻 =𝐹𝐻2

𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑎𝑛𝑜

𝜃𝐵 =𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑎𝑛𝑜

𝑘1,0 = constante de velocidade para a reação [m3/kg.h];

𝑘𝑑,0 = constante de desativação do catalisador [1/h];

𝐸𝐴 = energia de ativação da reação [J/mol];

𝐸𝑑 = energia de desativação do catalisador [J/mol];

𝜀𝐴 = fator de expansão volumétrica da reação [mol]

𝑋𝐴 = conversão do isobutano;

𝑋𝐴,𝑒𝑞= conversão de equilíbrio do isobutano;

𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜 = vazão molar de isobuteno na alimentação do reator [mol/s]

𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑎𝑛𝑜 = vazão molar de isobutano na alimentação do reator [mol/s]

𝐹𝐻2 = vazão molar de hidrogênio na alimentação do reator [mol/s]

R = constante universal dos gases [8,312 J/mol.K].

5.5.1.1.1 Cálculo da conversão de equilíbrio

Inicialmente é efetuado o cálculo da variação da energia livre de Gibbs para a

reação a partir das energias livres de Gibbs de formação padrão uma reação na forma

aA bB + cC (FOGLER, 1999, p. 931):

∆𝐺𝑅𝑥0 =

𝑐

𝑎𝐺𝐶0 +

𝑏

𝑎𝐺𝐵0 − 𝐺𝐴

0

49

∆𝐺𝑅𝑥0 : variação da entalpia padrão da reação

a, b e c: coeficientes estequiométricos da reação

𝐺𝑖0: entalpia de formação padrão para o componente i a 25C

Posteriormente é feito o cálculo da constante de equilíbrio químico a 25 ºC

(FOGLER, 1999, p. 931):

−𝑅𝑇𝐿𝑛[𝐾𝑒𝑞(𝑇)] = ∆𝐺𝑅𝑥0 (𝑇)

R: constante universal dos gases

𝐾𝑒𝑞(𝑇): constante de equilíbrio químico para T = 25C

Ao isolar a constante de equilibro na equação acima obtem-se:

𝐾𝑒𝑞(𝑇) = 𝑒∆𝐺𝑅𝑥

0 (𝑇)𝑅𝑇

T = temperatura [K]

R = 8,314 J/mol.K

A entalpia de reação padrão é calculada a partir das entalpias de formação padrão. A

equação é definida para uma reação do na forma aA bB + cC (FOGLER, 1999, pg

432):

∆𝐻𝑅𝑥0 =

𝑐

𝑎𝐻𝐶0 +

𝑏

𝑎𝐻𝐵0 − 𝐻𝐴

0

∆𝐻𝑅𝑥0 : Variação da entalpia padrão de reação

𝐻𝐶0: Entalpia de formação padrão para o componente i a 25C

50

Em seguida é feita a correção da constante de equilíbrio químico para a

temperatura da reação utilizando a equação de Van’t Hoff:

𝑑 𝑙𝑛(𝐾𝑒𝑞)

𝑑𝑇=∆𝐻𝑅𝑥(𝑇)

𝑅𝑇2

Integrando:

𝑙𝑛 (𝐾2𝐾1) =

−∆𝐻𝑅𝑥𝑜

𝑅= (

1

𝑇2−1

𝑇1)

𝐾1: constante de equilíbrio à temperatura de referência 𝑇1

𝐾2: constante de equilíbrio à temperatura de referência 𝑇2

Utilizando-se os conceitos de fugacidade e atividade, é possível obter uma relação

entre extensão da reação e o coeficiente de equilíbrio para a reação na forma aA bB

+ cC. Pelo tamanho das moléculas e pressão da reação (abaixo de 5bar), a fugacidade

de refêrencia foi considerada como sendo do componente puro, ou seja, igual a 1bar, o

que é uma aproximação plausível:

𝐾𝑒𝑞 =

(𝐹𝐵,0 + 𝜉)(𝐹𝐶,0 + 𝜉)

(𝐹𝐴,0 + 𝐹𝐵,0 + 𝐹𝐶,0 + 𝜉)𝑃

(𝐹𝐴,0 − 𝜉)

(𝐹𝐴,0 + 𝐹𝐵,0 + 𝐹𝐶,0 + 𝜉)

𝐹𝑖,0 : alimentação molar do componente i

𝜉: extensão da reação [mol/s]

P: pressão absoluta [Pa]

A equação descrita acima é iterada a fim de obter a extensão da reação. O método

mais rápido e eficiente para tal iteração é o método de Newton-Raphson:

𝑥𝑛+1 = 𝑥𝑛 −𝑓(𝑥𝑛)

𝑓′(𝑥𝑛)

51

𝑥𝑛 = valor numérico da variável dependente em n;

𝑥𝑛+1 = valor numérico da variável dependente em n+1;

𝑓(𝑥𝑛) = valor numérico da função em n;

𝑓′(𝑥𝑛) = valor numérico da derivada da função em n.

Em posse do valor ajustado da extensão de reação, é possível calcular a

conversão no equilíbrio (considerando a reação mencionada anteriormente):

𝑋𝐴,𝑒𝑞 = 𝜉

𝐹𝐴,0

5.5.1.1.2 Cálculo da massa de catalisador

Para obtenção da massa de catalisador e temperatura de cada reator para as

conversões especificadas, é necessário resolver o sistema de equações diferenciais

apresentado abaixo:

𝑑𝑋𝐴𝑑𝑊

=−𝑟𝐴𝐹𝐴,0

𝑑𝑇

𝑑𝑊=

∑ 𝑟𝑖∆𝐻𝑖𝑖

𝑈𝑠𝐶𝑝𝑠 + ∑ 𝐹𝑖𝐶𝑝𝑖𝑖

−𝑑𝑎

𝑑𝑊=𝑘𝑑𝑈𝑠

𝑋𝐴 = conversão do isobutano;

𝐹𝐴,0 = vazão molar do isobutano na alimentação do reator [mol/s];

−𝑟𝐴 = taxa de reação [mol/s];

T = temperatura [K];

W = massa de catalisador [kg];

52

a = atividade do catalisador;

𝑘𝑑 = velocidade de desativação do catalisador [1/h];

𝐶𝑝𝑠 = capacidade térmica do [J/K];

𝐹𝑖 = vazão molar do componente i [mol/s];

𝐶𝑝𝑖 = capacidade térmica do componente i [J/K];

∆𝐻𝑖 = entalpia da reação para o componente i [J/mol];

𝑟𝑖 = taxa de formação/consumo do componente i [mol/s];

Na equação da derivada da temperatura em função da massa de catalisador, há

o termo 𝑈𝑠𝐶𝑝𝑠, relativo à quantidade de energia que deixa o reator carregada pelo

catalisador. Pelo fato da condutividade térmica da alumina não ser muito elevada, alta

porosidade no leito catalítico e o baixo contato entre as partículas do catalisador, além

da entalpia do fluido ser muito mais elevada do que a energia que deixa o reator pela

vazão de catalisador, este termo pode ser desconsiderado, simplificando a equação

mencionada acima. A equação simplificada é apresentada abaixo. Nesta equação, por

não haver a taxa de reação para as outras 2 reações que ocorrem no reator, foi feito uma

estimativa do somatório baseado na conversão e na entalpia de cada reação. Para fins

de simplificação, o valor de Cpi foi considerado como sendo constante, em função da

temperatura.

𝑑𝑇

𝑑𝑊=∑ 𝑟𝑖∆𝐻𝑖𝑖

∑ 𝐹𝑖𝐶𝑝𝑖𝑖

A equação de variação de pressão em função da massa de catalisador não foi

computada no sistema de equações diferenciais pois para este tipo de reator a perda de

carga é muito reduzida (~0.1bar) podendo ser considerada linear através do leito.

(SAHEBDELFAR et al., 2011).

Para definição da massa de cada reator, foi feito um processo iterativo baseado

nas conversões e temperaturas do reator utilizado como exemplo, definindo-se assim

porcentagens da massa total de catalisador para cada reator.

53

Para resolução do sistema de equação diferenciais (EDO’s) foi utilizado o método

de Runge Kutta (RK) de 4ª ordem (BOYCE & DIPRIMA, 2001, pg 435), com as equações

descritas abaixo:

Onde:

A aplicação do método de Runge-Kutta foi feita utilizando o software Microsoft

ExcelTM 2013.

Nas figuras 13 e 14 estão apresentados os resultados das resoluções do sistema

de EDO’s mencionado anteriormente.

54

FIGURA 13 - CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR PARA PRESSÃO DE 2,4BAR

FIGURA 14 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA DOS REATORES EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR

No processo, após a unidade de reação, há uma unidade de separação por

criogenia, que será descrita posteriormente. Pelo fato da pressão mínima de entrada

desta unidade ser 1,5bar não será possível utilizar uma pressão de 2,4bar, como a

literatura indica. Em reatores industriais após a unidade de reação há a presença de um

0.00

0.05

0.10

0.15

0.20

0.25

0.30

0.35

0.40

0.45

0.50

0 3000 6000 9000 12000 15000

Co

nve

rsão

do

Iso

bu

tan

o

Massa de Catalisador (W)

400

450

500

550

600

650

0 3000 6000 9000 12000 15000

Tem

pea

tura

(C

)

Massa de Catalisador (kg)

55

compressor para suprir essa falta de pressão. Entretanto, para tentar evitar o uso do

compressor, equipamento que para a vazão especificada de gás terá um custo muito

elevado. As figuras 15 e 16 apresentam os resultados do sistema de EDO’s para a

pressão da literatura: 2,4bar; e adicionalmente para a mínima pressão de alimentação

para que não seja utilizado o compressor, considerando todas as perdas de carga desde

a alimentação do primeiro reator até a saída do último reator: 3,5bar.

FIGURA 15 - CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR PARA P=2,4BAR E P=3,5BAR

0.00

0.05

0.10

0.15

0.20

0.25

0.30

0.35

0.40

0.45

0.50

0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 14000 16000

Co

nve

rsão

do

Iso

bu

tan

o

Massa de Catalisador (W)

2,4 bar

3,5 bar

56

FIGURA 16 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA EM FUNÇÃO DA MASSA DE CATALISADOR PARA P=2,4BAR E P=3,5BAR

O fluxo de massa de catalisador que deixa o reator foi otimizado para obter a

conversão mais elevada possível com menor massa de catalisador. O valor obtido foi de

180 kg/h de catalisador, condizendo com valores obtidos na literatura (SAHEBDELFAR

et al., 2011). Avaliando os gráficos, percebe-se que, ao aumentar a pressão, a conversão

diminui e a queda de temperatura no interior do reator eleva-se. Será consumido uma

quantidade superior de energia para aquecimento utilizando o processo operando a uma

pressão superior, com o adendo de que a conversão será ligeiramente menor.

A conversão global para a reação principal a uma pressão de operação de 2,4bar

é de 0,45; enquanto a uma pressão de 3,5bar este valor é reduzido para 0,39. A diferença

é de aproximadamente 5% de conversão, entretanto esta perda de conversão pode se

justificar pela não utilização no uso de um compressor, que com certeza teria grande

proporções, se não fosse necessário instalar mais de um em paralelo, pelo fato da vazão

de saída dos reatores ultrapassar o valor de 23 ton/h. Como para a obtenção da massa

de catalisador foi utilizada apenas a equação da taxa de formação de isobuteno a partir

da desidrogenação do isobutano, foi necessário utilizar a seletividade para a reação

principal de 0,9041, dado por US 2013/0158327A1 (2013) para calcular o rendimento de

cada reação. O processo de desidrogenação de propano e isobutano utiliza o mesmo

400

450

500

550

600

650

0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 14000

Tem

pea

tura

(C

)

Raio adimensional para os três reatores Oleflex

2,4 bar

3,5 bar

57

catalisador e o mesmo tipo de reator, portanto foi estimado que a conversão do propano

é igual à conversão do isobutano.

Na tabela 11 são apresentados os dados obtidos após correção da pressão de

operação. A tabela 12 apresenta o rendimento para cada reação, em cada reator.

TABELA 11 - CONDIÇÃO DE OPERAÇÃO PARA OS REATORES OLEFLEX

Reator Pressão (bar) Temperatura (C) Conversão

Massa de

Catalisador

(kg)a

Entrada Saída Entrada Saída

R-101 3,5 3,4 634 400 0.20 3000

R-102 1.9 1.8 639 408.5 0.11 3200

R-103 1.4 1.3 637 474 0.079 3800

a: massa obtida a partir da relação entre as porcentagens de massa de catalisador para o processo industrial em que o projeto da unidade foi baseado.

TABELA 12 - RENDIMENTO DE CADA REAÇÃO PARA OS REATORES R-101, R-102 E R-103

R-101 R-102 R-103

𝑖𝐶4𝐻10 → 𝐶4𝐻8 + 𝐻2 0,200 0,110 0,079

𝐶4𝐻10 + 𝐻2 → 𝐶3𝐻8 + 𝐶𝐻4 0,021 0,012 0.008

𝐶3𝐻8 → 𝐶3𝐻6 +𝐻2 0,221 0,123 0.087

Dimensionamento dos Reatores

5.5.1.2.1 Dimensões do reator

Os reatores industriais Oleflex operam com um número de Reynolds no interior da

câmara com raio R1 (ver figura 12) de 150000 a 200000, porosidade do leito catalítico

de 0,45 e espessura do leito de 0,15m. (ABDI & KIAMANESH, 2008). Com estas

informações, e as demais extraídas do software AspenTech Aspen Plus™ 8.0, foi

58

possível fazer o dimensionamento dos 3 reatores de desidrogenação. O resumo dos

dados estão descritos na tabela 13.

TABELA 13 - PARÂMETROS NECESSÁRIOS PARA O DIMENSIONAMENTO DO REATOR

Parâmetro Valor

R-101 R-102 R-103

Re na câmara interna 175000

Porosidade do leito 0,45

Espessura do leito (m) 0,15

Vazão volumétrica do

fluido (m3/s) 3,54 5,15 7,27

Densidade do fluido

(kg/m3) 1,83 1,28 0,92

Viscosidade do fluido

(10-5Pa.s) 2,19 2,23 2,25

O procedimento de cálculo apresentado é o mesmo para os três reatores.

Inicialmente é feito o cálculo de R1 fixando-se o número de Reynolds em 175000

(média aritmética entre 150000 e 200000:

𝑅𝑒 = 2𝑄𝜌

𝜋𝑅1𝜇

Re = número de Reynolds;

Q = vazão volumétrica [m/s];

𝜌 = densidade do fluido [kg/m3];

𝑅1= distância do centro do reator à parede interna do leito de catalisador [m];

𝜇 = viscosidade do fluido [Pa.s];

A partir da densidade do catalisador e da porosidade do leito, calcula-se a

densidade aparente do leito catalítico:

59

𝜌𝑑 = (1 − 𝜀)𝜌𝑐

𝜌𝑑 = densidade aparente do leito

𝜌𝑐= densidade do catalisador

𝜀 = porosidade do leito

Utilizando a espessura do leito, sabe-se que R2 será a soma aritmética entre R1 e a

espessura. Com este dado, é possível calcular a altura do reator, suficiente para

comportar o leito catalítico:

ℎ =𝑊

𝜋ℎ𝜌𝑑(𝑅22 − 𝑅1

2)

W = massa de catalisador no interior do reator (kg);

h = altura do leito catalítico (m).

O cálculo de R3 foi feito para que a área interior ao leito catalítico fosse igual à

área exterior ao leito catalítico, proporcionando assim a mesma velocidade do fluido,

uniformizando a passagem do fluido pelo leito catalítico:

𝑅32 = √𝑅1

2 + 𝑅22

𝑅3 = Raio do centro à parede externa do reator (m).

A tabela 14 apresenta os dados encontrados para os 3 raios anteriormente

especificados, para os reatores R-101, R-102 e R-103.

60

TABELA 14 - DIMENSÕES PARA OS REATORES OLEFLEX

R-101 R-102 R-103

R1 (mm) 1070 1050 1050

R2 (mm) 1220 1200 1200

R3 (mm) 1070 1600 1600

5.5.1.2.2 Dimensionamento dos bocais

Os bocais devem ser dimensionados de forma a obter diâmetro comercial de

tubulações, para que posteriormente sejam conectadas as tubulações aos bocais de

entrada/saída dos reatores. Os diâmetros comerciais utilizados para o dimensionamento

dos bocais pode ser visualizado no anexo 3.

O dimensionamento dos bocais de entrada e saída do fluido é feito a partir da

velocidade econômica de escoamento de gases. Velocidade adotada = 30m/s:

𝐷 = 2√𝑄

30𝜋

D = diâmetro do bocal (m)

Q = vazão volumétrica (m3/s)

A partir do diâmetro econômico, foi consultado o valor de diâmetro comercial das

tubulações para obter o diâmetro adequado para o fluxo volumétrico na entrada e saída

do reator. Os valores obtidos foram relativamente altos, mas vale lembrar que a vazão

volumétrica é extremamente alta.

Já os bocais de entrada e saída do catalisador foram estimados para que

comportem a vazão mássica de catalisador (180 kg/h) baseado na velocidade de

escoamento dos sólidos, por gravidade. Foram adotados dois bocais de alimentação e

saída de catalisador para cada reator para manter uniformidade na alimentação, fazendo

com que não haja zonas sem a presença de catalisador no interior do reator.

61

A tabela 15 apresenta os valores obtidos para os bocais de entrada e saída da

mistura reacional e do catalisador.

TABELA 15 - DIMENSÕES DOS BOCAIS DE SERVIÇO PARA OS REATORES OLEFLEX

R-101 R-102 R-103

Diâmetro do bocal de entrada da mistura reacional (in) 16 20 20

Diâmetro do bocal de saída da mistura reacional (in) 16 20 20

Diâmetro do bocal de entrada do catalisador (in) 5 5 5

Diâmetro do bocal de saída do catalisador (in) 5 5 5

5.5.1.2.3 Cálculo da espessura da parede dos reatores

O cálculo da espessura pode ser realizado através de um balanço de forças para

a tensão circunferencial, representado pela seguinte equação (Código ASME, Seção VIII,

divisão I).

2 E - 1,2

i i

i

P Dt

P

σ – Tensão circunferencial [Pa]

Pi – Pressão manométrica de projeto [Pa\

E – Eficiência de solda (1 para t > 31,7mm)

t – Espessura da parede

Como a pressão manométrica de projeto é inferior a 6500 kPa, a pressão de

projeto é calculada pela equação:

𝑃𝑖 = 𝑒1,1572+0,9101 ln(𝑃𝑜)+0.001565(ln(𝑃𝑜)2)

62

𝑃𝑖 = pressão de projeto [Pa]

𝑃𝑜 = pressão de operação [Pa]

Ao Valor calculado de espessura foi adicionado 3mm a fim de prever corrosão

do aço.

Os valores de espessura de parede do reator são apresentados na tabela 16.

TABELA 16 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES OLEFLEX

Espessura da parede (mm)

R-101 13

R-102 10

R-103 8

5.5.1.2.4 Tela de retenção do catalisador

Para as telas de retenção do catalisador, foram considerados orifícios de 0,8mm,

metade do tamanho das partículas de catalisador. A espessura da tela foi arbitrada como

sendo 5mm, por não sofrer desgaste mecânico.

5.5.1.2.5 Material de construção

O material escolhido para o reator é o aço AISI-304, indicado para temperaturas

acima de 800C (NTP-1556 PETROBRAS, 2014).

5.5.1.2.6 Bocais de Visita

Devido à forma construtiva dos reatores, não serão instalados bocais de visita.

63

5.5.1.2.7 Sistema Lock-Hopper

Tanto para alimentação quanto para retirada de catalisador dos reatores e

subsequente transporte do catalisador de um reator ao outro e então para a unidade de

regeneração, é utilizado o sistema Lock-Hopper, disponibilizado pela Metso® (catálogo

presente no anexo 4). Com este sistema, é possível transferir o catalisador através de

tubulação com uso de nitrogênio como fluido de transporte. A vazão de nitrogênio

utilizada para o ciclo do catalisador é de 25-70 Nm3/h (PUJADO, 1990).

Neste sistema, um conjunto de válvulas tem o papel de selar o catalisador

desativado em uma câmara, e então alimentá-lo ao reator ou retirá-lo, dependendo se o

sistema for para alimentação ou descarga de catalisador do reator.

5.5.1.2.8 Síntese dos resultados do dimensionamento

Os resultados obtidos para cada reator estão sintetizados na tabela 17.

TABELA 17 - SÍNTESE DOS RESULTADOS DO DIMENSIONAMENTO PARA OS REATORES OLEFLEX

R-101 R-102 R-103

D1 (mm) 2140 2100 2100

D2 (mm) 2440 2400 2400

D3 (mm) 3260 3200 3200

h (mm) 8600 9350 11100

Bocal de Entrada fluido (pol) 16 20 20

Bocal de saída fluido (pol) 16 20 20

Bocal de entrada cat (pol) 5 5 5

Bocal de saída cat (pol) 5 5 5

Espessura da parede (mm) 13 10 8

64

Dimensionamento da Unidade de Regeneração de catalisador

A unidade de regeneração de catalisador (ou CCR) é necessária para regenerar

o catalisador desativado que deixa o último reator do grupo Oleflex™. Não foram

encontrados dados na literatura para dimensionamento adequado desta unidade.

Portanto na folha de especificação consta o fluxo de massa dos reatores para

regeneração. A transferência do catalisador para e da unidade CCR se dá pelo uso de

nitrogênio, como já mencionado anteriormente.

5.5.2 Oxidação do isobuteno à metacroleína

A próxima etapa do processo de reação é oxidar o isobuteno, produzido

previamente pela desidrogenação do isobutano, formando assim como produto a

metacroleína, intermediário do processo de produção do ácido metacrílico.

As reações presentes nesta unidade de reação estão descritas abaixo.

𝐶4𝐻8 + 𝑂2 → 𝐶4𝐻6𝑂 + 𝐻2𝑂 (I)

𝐶4𝐻8 + 6𝑂2 → 4𝐶𝑂2 + 4𝐻2𝑂 (II)

𝐶4𝐻10 + 6,5𝑂2 → 4𝐶𝑂2 + 5𝐻2𝑂 (III)

𝐶4𝐻6𝑂 + 0,5𝑂2 → 𝐶4𝐻6𝑂2 (IV)

2𝐶4𝐻6𝑂 + 4𝑂2 → 3𝐶2𝐻4𝑂2 + 4𝐶𝑂2 (V)

A oxidação ocorre em fase gasosa à baixas pressões. Além da reação de

formação da metacroleína, ocorrem reações de combustão do isobutano e isobuteno e

formação de uma pequena quantidade de ácido acético e ácido metacrílico.

65

O catalisador utilizado para esta reação é o 𝑀𝑜12𝑊2𝐶𝑜10𝐵𝑖1𝐹𝑒1𝑆𝑖1.35𝐶𝑠0.4, descrito

por US 4511671 (1985), por possuir alto rendimento para a metacroleína. Os dados do

catalisador são apresentados na tabela 18.

TABELA 18 - DADOS FÍSICOS DO CATALISADOR

Formato das partículas Esférica

Densidade (kg/m3) 9320

Diâmetro da partícula (mm) 3

Entretanto vários subprodutos são gerados, dentre eles estão alguns de interesse

e outros indesejáveis. A tabela 19 apresenta as conversões e seletividades para as

reações envolvidas. (US 4511671, 1985).

TABELA 19 - CONVERSÃO, SELETIVIDADE E RENDIMENTO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NA OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLÉINA

Reação Conversão Seletividade Rendimentoa

I 1

0.90 0.90

II 0.10 0.10

III 0.03a 1 0.03

IV 0.08

0.85 0.049

V 0.15 0.024

a: Conversão estimada para a reação de combustão, a partir dos dados de BENYAHIA & MEARNS, 1990;

A partir dos dados da tabela 19, é possível observar que todo o isobuteno é

consumido no interior do reator. 90% converte em metacroleína e o restante produz

dióxido de carbono através de uma reação de combustão completa. A presença do

molibdênio no catalisador, além de produzir metacroleína, faz com que esta reaja

formando ácido metacrílico (US 5856259, 1999). Nos reatores de oxidação de alcenos é

de conhecimento a ocorrência de reações de combustão para alcanos de mesmo número

de carbonos, com o uso de catalisadores a base de bismuto/molibdênio, em torno de 2

66

a 5% de conversão (BENYAHIA & MEARNS, 1990). Foi estimado um valor de 3% para

a conversão da reação de combustão do isobutano.

US 4511671 faz uma análise da temperatura de reação, onde as conversões

obtidas na tabela 19 são para a temperatura de 346C. Como não foram encontrados

dados cinéticos suficientes para fazer uma análise sensitiva de temperatura, a realização

desta etapa no projeto do reator não será possível, onde será adotado 346C como

temperatura ótima de operação.

Na tabela 20 são apresentadas as entalpias de reação à temperatura de reação,

fornecidas pelo software Aspentech Aspen Plus™ 8.0.

TABELA 20 - ENTALPIAS DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NA OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLEÍNA

Reação Entalpia (kJ/mol)

I -337,4

II -2522,1

III -2645,3

IV -255,4

V -931,9

Pelos dados apresentados na tabela 20, é possível observar que todas as reações

são altamente exotérmicas. Para controle da temperatura de reação é a literatura propõe

o uso de um reator tipo PFR multitubular, com o catalisador no interior dos tubos, por

onde passará a mistura reacional; e um fluido na parte exterior para retirar a energia

gerada pela reação. Devido à alta entalpia de reação no processo, optou-se pelo uso

DOWTHERM A como fluido de resfriamento. O catálogo deste produto é apresentado no

anexo 5.

Em US 5856259 (1999), é indicado que a razão da alimentação de isobuteno e

oxigênio deve estar na razão de 1:3. Pela exotermicidade da reação, foi adotado o uso

de ar atmosférico, assim o nitrogênio, inerte no sistema reacional, auxilia na diluição da

corrente de alimentação. Para auxiliar no controle da reação, US 4954650 (1990) sugere

o uso de 15% vol. de vapor na alimentação do reator. Não foi possível fazer análise

67

sensitiva da pressão, pelo fato da pressão de entrada no reator ser definida a partir da

pressão de saída do Cold Box descontadas as perdas de carga na linha. Entretanto sabe-

se que todos os reatores de oxidação do isobuteno à metacroleína operam a pressões

próximas à atmosférica. A pressão de operação para este reator será de 3,1bar. É

necessário uma pressão um pouco mais elevada que a atmosférica para garantir a

entrada dos gases na lavadora (ver diagrama de blocos) a fim de evitar o uso de

compressores. Os parâmetros operacionais para este reator estão resumidos na tabela

21.

TABELA 21 - CONDIÇÕES OPERACIONAIS PARA O REATOR

R-610 (PFR)

Temperatura de operação (ºC) 346 Pressão de operação (bar) 3,1

Mistura reacional Gasosa Rendimento Reação Principal 90%

Razão IBEN/O2 1:3 Alim. Vapor (%vol.) 15

Estudo Cinético

BENYAHIA & MEARNS (1990) fazem um comparativo entre diferentes equações

para descrição da taxa de reação, como lei da potência, mecanismo de oxirredução de

Mars-Van-Krevelen e também o mecanismo de LHHW. Para o comparativo de qual

expressão cinética melhor representa os resultados obtidos experimentalmente, o autor

utilizou o ψ de Exner (EXNER, 1960). Segunda a análise, a expressão cinética melhor

ajustada foi o mecanismo de oxirredução. Porém, neste artigo não há descrição das

outras cinéticas envolvendo produção de dióxido de carbono e ácido metacrílico.

Portanto para a taxa de reação, foi optado pela equação da lei da potência, apesar de

ter um ψ de Exner um pouco inferior (0,16 em oposição 0,23 para oxirredução). BREITER

& LINTZ (1994) fornecem as equações das taxas e os parâmetros cinéticos para todas

68

as reações envolvidas, descrevendo-as a partir da lei da potência. As equações das

taxas são apresentadas pelas equações abaixo.

𝑟12 =𝑘𝑚,12𝐶𝐶4𝐻81 + 𝑏𝐶𝐶4𝐻8

𝑟14 =𝑘𝑚,14𝐶𝐶4𝐻81 + 𝑏𝐶𝐶4𝐻8

𝑟23 = 𝑘𝑚,23𝐶𝐶4𝐻6𝑂

𝑟12 = taxa de formação de metacroleína [mol/g.s];

𝑟14 = taxa de formação de dióxido de carbono [mol/g.s];

𝑟23 = taxa de formação de ácido metacrílico [mol/g.s];

𝑘𝑚,12 = constante cinética para equação da taxa de formação de metacroleína [cm3/g.s];

𝑘𝑚,14 = constante cinética para equação da taxa de formação de dióxido de carbono

[cm3/g.s];

𝑘𝑚,23 = constante cinética para equação da taxa de formação do ácido metacrílico

[cm3/g.s];

𝐶𝐶4𝐻8 = concentração de isobuteno [cm3/g.s];

𝐶𝐶4𝐻6𝑂 = concentração da metacroleína [cm3/g.s];

TABELA 22 - PARÂMETROS CINÉTICOS PARA A RESOLUÇÃO DA CINÉTICA DO REATOR

Valor [cm3/g.s]

𝑘𝑚0,12 1,16

𝑘𝑚0,14 0,17

𝑘𝑚0,23 0,21

b 0,03

A partir dos parâmetros cinéticos na temperatura de referência, é possível corrigir

para a temperatura de reação:

69

𝑘𝑚,12 = 𝑒(−87197.28,314.𝑇(𝑊)

)

𝑘𝑚,14 = 𝑒(−77074.948,314.𝑇(𝑊)

)

𝑘𝑚,23 = 𝑒(−154224,78,314.𝑇(𝑊)

)

T = temperatura [K];

W = massa de catalisador [kg].

Como não haviam dados disponíveis da taxa do ácido acético em BREITER &

LINTZ (1994) sua formação foi estimada pela seletividade da reação.


Para obtenção da massa de catalisador, além das taxas de formação dos

produtos, é necessário avaliar a variação de vazão molar de cada componente em

relação à massa de catalisador. Portanto a concentração de cada componente é escrita

em função da vazão:

𝐶𝑗 = 𝐶𝑇0 ×𝐹𝑗

𝐹𝑇×𝑃

𝑃0×𝑇0

𝑇

𝑑𝐹𝑗

𝑑𝑊= 𝑟𝑗

Sendo que deve-se levar em conta a taxa de todas as reações em que o

componente participa. Logo:

70

𝑑𝐹𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜𝑑𝑊

= −𝑟𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎 − 𝑟𝐶𝑂24

𝑑𝐹𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎𝑑𝑊

= −𝑟á𝑐𝑖𝑑𝑜 𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟í𝑙𝑖𝑐𝑜 − 𝑟𝑖𝑠𝑜𝑏𝑢𝑡𝑒𝑛𝑜

𝑑𝐹á𝑐𝑖𝑑𝑜 𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟í𝑙𝑖𝑐𝑜𝑑𝑊

= −𝑟𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎

𝑑𝐹𝐶𝑂2𝑑𝑊

= −𝑟𝐶𝑂2

𝑑𝐹𝑂2𝑑𝑊

= 𝑟𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎 − 𝑟𝐶𝑂24/6

𝑑𝐹𝐻2𝑂𝑑𝑊

= 𝑟𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎 + 𝑟𝐶𝑂24/6

As seis equações diferenciais devem ser resolvidas simultaneamente para

verificar qual é a variação de vazão molar com a massa de catalisador.

Outro fator a ser levado em conta é a perda de carga. A perda de carga em um

leito fixo é calculada pela equação de Ergun:

𝑦 =𝑃

𝑃𝑜

Ac= área da seção catalítica (m2);

ρc=densidade do catalisador (kg/m3);

Φ=porosidade;

P0=pressão inicial (Pa);

71

Dp=diâmetro da partícula (m);

ρ=densidade do fluido (kg/m3);

μ=viscosidade da mistura reacional (Pa.s);

G=ρ.u;

u=velocidade de escoamento (m/s);

Como o reator é não adiabático, inclui-se também o balanço de energia, fornecido

por (LUYBEN, 2007).

𝑑𝑇

𝑑𝑊=−∆𝐻𝑟 × 𝑟 −

4 × 𝑈 × (𝑇 − 𝑇𝑑𝑜𝑤𝑡ℎ𝑒𝑟𝑚)𝜌𝑐𝑎𝑡 × 𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜

∑𝑐𝑝𝑗 × 𝐹𝐽

Resolvendo o sistema de equações diferenciais (variação de vazão com massa

de catalisador, perda de carga e perfil de temperatura) encontra-se a massa de

catalisador necessária para a reação. A massa de catalisador obtida é apresentado na

figura 17.

72

FIGURA 17 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO COM A MASSA DE CATALISADOR EM KG

Avaliando o gráfico presente na figura 17, será necessário uma massa de

catalisador em torno de 190ton.

Análise do escoamento e características do catalisador

Para avaliar o escoamento no interior dos tubos, é necessário obter a porosidade

e velocidade mínima de fludização. (FOGLER, 1999, p. 787)

𝜀𝑚𝑓 = 0.586𝜓−0.72 (

𝜇2

𝜌𝑔𝜂𝑑𝑝3)

0.029

(𝜌𝑔

𝜌𝑐)0.021

73

𝜀𝑚𝑓 = porosidade mínima de fluidização

𝜓 = concentração adimensional (estimado como 0,9) (FOGLER, 1999, p. 747)

𝜇 = viscosidade [Pa.s]

𝜌𝑔 = densidade do fluido [kg/m3]

𝜌𝑐 = densidade do catalisador [kg/m3]

𝑑𝑝3 = diâmetro da partícula de catalisador [m]

Pela equação, foi obtida uma porosidade mínima de 0,33, indicando que para as

partículas de determinado diâmetro, o mínimo espaço vazio entre as partículas é de 0,33.

Portanto foi adotado o valor de 0,40 como porosidade mínima. Para esta porosidade

estipulada, foi calculada a velocidade mínima de fluidização (FOGLER, 1999, p. 787).

(𝜌𝑐 − 𝜌𝑔). 𝑔 = 150.𝜇. 𝑣𝑚𝑑𝑝2

.(1 − 𝜀𝑚𝑓)

𝜀𝑚𝑓3 + 1,75

𝜌𝑔

𝑑𝑝.𝑣𝑚2

𝜀𝑚𝑓2

𝑣𝑚 = velocidade mínima de fluidização [m/s]

O valor obtido foi de 2,7 m/s. Para garantia que não haverá fluidização foi adotado

um valor de 70% da velocidade mínima de fluidização, como sugerido por FOGLER

(1999), p. 789. Portando o valor adotado foi de 2,0 m/s.

Dimensionamento do reator

5.5.2.3.1 Cálculo das dimensões do reator

74

O volume do leito catalítico pode ser calculado utilizando a equação abaixo:

𝑉 =𝑊

(1 − 𝜙) × 𝜌𝑐𝑎𝑡

V = volume do reator [m3]

W = massa de catalisador [kg]

𝜙 = porosidade do leito catalítico

𝜌𝑐𝑎𝑡 = densidade do catalisador [kg/m3]

Utilizando os dados já mencionados anteriormente, o volume encontrado foi de

34m3.

Pelo fato das reações serem altamente exotérmicas, foi necessário utilizar tubos

de diâmetro 1,25’’ (diâmetro nominal), para aumentar a eficiência de troca térmica

(LUYBEN, 2007). O cálculo do número de tubos foi feito para uma velocidade de 2,0 m/s

em cada tubo, e é descrito pela equação abaixo.

𝑄𝑡𝑢𝑏𝑜 = 0,8 ×3,14𝑑2

4

Qtubo = vazão volumétrica do tubo [m3/s]

d = diâmetro do tubo [m]

Para o cálculo do número de tubos, utiliza-se a equação abaixo.

𝑛𝑡𝑢𝑏𝑜 =𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙

𝑄𝑡𝑢𝑏𝑜

A altura do leito catalítico é obtida pela seguinte equação:

ℎ =𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒 𝑑𝑜 𝑙𝑒𝑖𝑡𝑜 𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙í𝑡𝑖𝑐𝑜

∑ á𝑟𝑒𝑎 𝑑𝑜𝑠 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠

75

Para esta configuração, as dimensões obtidas são apresentadas na 23.

TABELA 23 - DIMENSÕES DO REATOR DE OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLEÍNA

Número de tubos 12500

Massa de catalisador por tubo(kg) 15,2

Altura dos tubos (m) 5,37

Diâmetro dos tubos (in) 1,25

Como o reator é similar a um trocador de calor, foi feita a consulta à tabela de

diâmetros de casco e número de tubos em SERTH (2002). A tabela está disponível no

anexo 6 deste trabalho. O maior valor presente é de 120’’ (3,048m), para um total de

aproximadamente 8500 tubos. Portanto, para 12500 tubos o diâmetro total do reator seria

superior a 5m. Pelo fato da pressão ser relativamente elevada (acima de 3bar) optou-se

em trabalhar com 2 reatores idênticos, em paralelo, dividindo assim a massa de

catalisador e a vazão volumétrica entre eles. Após isto, foi aplicado o procedimento já

descrito anteriormente para obtenção das dimensões do reator. O resultado é

apresentado na tabela 24.

TABELA 24 - DIMENSÕES DOS REATORES DE OXIDAÇÃO R-201 E R-202a





Diâmetro externo (in) 108

a: os parâmetros mencionados na tabela são idênticos para os dois reatores.

As considerações feitas para o dimensionamento dos dois reatores são

apresentadas abaixo:

O arranjo proposto é triangular, para maximizar a transferência de calor

(reação altamente exotérmica);

O pitch entre dois tubos deve ser de 1,25 x dexterno;

76

O diâmetro do casco é obtido com base na tabela que relaciona o número

de tubos, diâmetro dos tubos e tipo de arranjo (ASME);

O espaçamento entre chicanas deve se situar entre: Dcasco/5 e Dcasco;

A temperatura de aproximação mínima (approach) foi considerado como

sendo 10C. (BRANAN, 2005).

A tabela 25 expõe os valores encontrados durante o dimensionamento:


Arranjo Triangular

Volume (m3) 17

Diâmetro do casco (m) 2,74

Espaçamento entre chicanas (m) 1,65

Pitch (m) 0,039

5.5.2.3.2 Bocais de serviço dos reatores

5.5.2.3.2.1 Bocais de entrada e saída da mistura reacional

A velocidade econômica para um gás na passagem por um bocal não deve ser

maior que 30 m/s. Tal critério é adotado para que a perda de não ultrapasse 0,1 bar.

Logo, a área do bocal é calculada por:

𝐴 =𝑄

𝑣

A partir da vazão volumétrica da mistura reacional, para a velocidade de

escoamento de 30m/s, foi obtido um bocal com diâmetro nominal de 20’’.

Como a vazão praticamente não se altera durante a reação os bocais de entrada

e de saída do reator terão o mesmo diâmetro.

77

5.5.2.3.2.2 Bocal de entrada do DOWTHERM A

O bocal para entrada do DOWTHERM A é calculado seguindo o mesmo

princípio, no entanto o DOWTHERM entra como líquido. A velocidade econômica para

passagem de líquido em uma tubulação é de 10ft/s (COLOCAR REFERENCIA DAS

HEURISTICAS AQUI). Utilizando o mesmo procedimento para o cálculo dos bocais de

entrada e saída da mistura reacional, obteve-se um valor de diâmetro nominal 3’’.

5.5.2.3.2.3 Bocal de saída do DOWTHERM A

Como há vaporização do DOWTHERM presente no casco, a velocidade de saída

no bocal é considerada como sendo de vapor, ou seja, 30m/s. Utilizando a vazão

volumétrica de DOWTHERM na equação descrita na sessão acima foi obtido um

diâmetro de bocal de 2’’.




divisão I).

2 E - 1,2

i i

i

P Dt

P

78







𝑃𝑖 = 𝑒1,1572+0,9101 ln(𝑃𝑜)+0.001565(ln(𝑃𝑜)2)




do aço.


TABELA 26 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES R-201 E R105


R-201 10

R-202 10

5.5.2.3.4 Material de construção do reator

O material utilizado será o aço AISI-304 pelo fato das altas temperaturas de

operação.

79

Obtenção da vazão do fluido de resfriamento DOWTHERM A

O fluido de transferência de calor DOWTHERM A é uma mistura eutética de dois

compostos orgânicos muito estáveis: o bifenilo (𝐶12𝐻10) e o óxidode difenilo (𝐶12𝐻10𝑂).

Estes compostos têm praticamente as mesmas pressões de vapor, portanto a mistura

pode ser tratada como se fosse um composto único. O fluido DOWTHERM A pode ser

usado tanto em sistemas que utilizam o aquecimento na fase líquida quanto na fase

vapor. Ele pode ser utilizado em temperaturas de até 425 ºC e pressões de até 11 bar.

Para estimar a vazão de DOWTHERM A necessária é preciso saber o coeficiente

global de troca térmica (U). Portanto, voltou-se ao balanço de energia:

𝑑𝑇

𝑑𝑊=−∆𝐻𝑟 × 𝑟 −



Foi feita alteração do valor de U até obter um valor adequado para resfriamento

do leito catalítico. O valor obtido corresponde a 200 W/m2.K. Arbitrou-se também que o

DOWTHERM A entra no reator a uma temperatura de 336C (alimentação do reagente

subtraído o approach mínimo). A temperatura de alimentação do DOWTHERM A foi

arbitrada como sendo a mais próxima possível da temperatura da reação para não

comprometer o rendimento da reação.

O coeficiente de troca térmica depende de hs e de hi, como mostrado abaixo:

80

O coeficiente convectivo no lado dos tubos é calculado por uma correlação

proposta por Froment:

ℎ𝑖 × 𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜

𝐾𝑔á𝑠= 3,5 × (

𝑑𝑝 × 𝐺

𝜇)0,7

× 𝑒−4,6×𝑑𝑝

𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜

O Valor obtido para hi foi de 347 W/m2.K. Já o coeficiente no lado do casco é

dado por:

De = diâmetro equivalente do casco [m];

Res = número de Reynolds no lado do casco;

Prs = número de Prandtl do fluido no lado do casco;

Ks = condutividade térmica do fluido no lado do casco [W/m.K]

O valor obtido para o coeficiente do lado do casco foi de 600 W/m2.K. Finalmente

foi variada a vazão de DOWTHERM até obter o coeficiente global de troca térmica

adequado. A vazão obtida foi de 355 kg/s, valor muito elevado. Entretanto, pelo catálogo

do DOWTHERM A, quando há mudança de fase do fluido, a vazão pode ser dividida por

uma constante, dada a partir do gráfico apresentado na figura 18. Para obter a variação

de temperatura presente no eixo das ordenadas na figura 18, é necessário utilizar as

equações abaixo:

81

𝑄 = 𝑈 × 𝐴 × ∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷

∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 =∆𝑇1 − ∆𝑇2

𝑙𝑛 (∆𝑇1∆𝑇2

)

Q = carga térmica do reator [W]

U = coeficiente global de troca térmica [W/m2.K]

∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 = média logarítmica entre as diferenças de temperatura nas duas pontas do reator

Utilizando os parâmetros de entrada já calculados, o valor obtido de LMTD para o

reator foi de 21C, resultando em uma diferença de temperatura entre entrada e saída do

fluido de resfriamento de 11C. Isto representa uma vazão de aproximadamente 9 vezes

menor do fluido de resfriamento, resultando em 39,5 kg/s, ou 142 ton/h.

FIGURA 18- RELAÇÕES ENTRE MASSA DE VAPOR E MASSA DE LÍQUIDO DO DOWTHERM A

Para maior eficiência na troca de calor na mudança de fase será necessário

alimentar o DOWTHERM próximo à pressão de saturação. A figura 19, fornecida pelo

82

software Aspentech Aspen Plus™ 8.0, apresenta a curva de pressão de vapor do fluido

de resfriamento.

FIGURA 19 - CURVA DA PRESSÃO DE VAPOR PARA O DOWTHERM A

Após análise da curva de vapor, para uma temperatura de alimentação de 326C

a pressão de saturação é de aproximadamente 2,5bar.

Análises de conversão no interior do reator

Os gráficos apresentados pelas figuras 20 a 22 representam os valores de

conversão, perda de carga e perfil de temperatura no reator.

Temperature C

PL b

ar

300 305 310 315 320 325 330 335 340 345 350 355 360 365 370 375 380 385 390 395 4002.0

3.0

4.0

5.0

6.0

7.0

8.0

9.0

10.0

11.0

83

FIGURA 20 - CONVERSÃO DO ISOBUTENO EM FUNÇÃO DA ALTURA DOS REATORES

FIGURA 21 - PERDA DE CARGA EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR

84

FIGURA 22 - VARIAÇÃO DA TEMPERATURA NO INTERIOR DO TUBO EM FUNÇÃO DA ALTURA DO

REATOR

Avaliando os gráficos, percebe-se que grande parte do isobuteno já é convertido

logo no início do reator, o que gera um pico de temperatura no interior do tubo.

Posteriormente a temperatura decresce pois o fluido de resfriamento é capaz de retirar

todo o calor formado pelas reações no interior do reator. A queda de pressão se dá de

forma linear no interior dos tubos, resultando em um total de 0,4bar para os tubos.

A tabela 25 resume as dimensões para os reatores R-201 e R-202, idênticos,

operando em paralelo, utilizados na conversão do isobuteno à metacroleína. Foi

considerado um over-design na altura dos tubos de 10% para posterior aumento da

produção.

85

TABELA 27 - DIMENSÕES DOS REATORES R-201 E R-202




Diâmetro do casco(m) 2,74

Arranjo triangular


Pitch (m) 0,039

5.5.3 Oxidação da metacroleína à ácido metacrílico

A etapa final de reação para obtenção do produto de interesse consiste na

oxidação da metacroleína a fim de produzir ácido metacrílico. As reações envolvidas no

reator são apresentadas abaixo:

𝐶4𝐻6𝑂 + 0,5𝑂2 → 𝐶4𝐻6𝑂2

2𝐶4𝐻6𝑂 + 4𝑂2 → 3𝐶2𝐻4𝑂2 + 4𝐶𝑂2

KANNO et al. (2010) utiliza como catalisador para esta reação o ácido 11-molibdo-

1-vanadofosfórico suportado em sílica. O catalisador é esférico, com diâmetro de 5mm

e densidade de 6390kg/m3. US 8586499B2 (2013) apresenta as condições de operação

e alimentação para atingir a conversão e seletividades mais adequadas para esta reação.

A tabela 28 descreve as conversões e seletividades para as reações envolvidas nesta

etapa e a tabela 29 apresenta as condições de operação e alimentação da mistura

reacional para o reator.

86

TABELA 28 - CONVERSÕES E SELETIVIDADES PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NO REATOR DE OXIDAÇÃO DA METACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO

Reação Conversão Seletividade

1 1 0,86

2 1 0,14

TABELA 29 - CONDIÇÃO OPERACIONAL PARA O REATOR DE OXIDAÇÃO DA METACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO

Temperatura 290

Razão molar O2/MAC 3

A partir da temperatura de reação, foram obtidos, através do software AspenTech

Aspen Plus 8.0, as entalpias das reações à temperatura de referência de 290C. As

entalpias estão descritas na tabela 30.

TABELA 30 - ENTALPIAS DE REAÇÃO PARA AS REAÇÕES ENVOLVIDAS NA UNIDADE DE OXIDAÇÃO DA MAETACROLEÍNA À ÁCIDO METACRÍLICO À TEMPERATURA DE REFERÊNCIA DE

290C

Reação Entalpia (kJ/mol)

1 -255

2 -931,6

Como as reações são altamente exotérmicas, US 8586499B2 (2013) menciona

alimentação de vapor de 5% a 15% vol. no reator. Como foi alimentado vapor

previamente para o primeiro reator, não foi necessária adição de mais vapor, pois a

concentração volumétrica de vapor no interior do reator, para esta unidade, permanece

na faixa adequada.

Esta reação ocorre em fase gasosa e o reator possui as mesmas características

do reator descrito anteriormente: reator multitubular, com a mistura gasosa nos tubos e

DOWTHERM A como fluido de resfriamento. Como o reator será instalado na vertical,

com alimentação da mistura reacional no sentido ascendente, para garantir que não haja

espaços não preenchidos pelo fluido de resfriamento entre os tubos, o fluido de

87

resfriamento também será alimentado na parte de baixo, caracterizando um fluxo co-

corrente (ou paralelo) entre o sentido da reação e do fluido de resfriamento DOWTHERM

A.

Estudo cinético

A taxa da segunda reação é expressa na forma de um polinômio que depende das

concentrações de oxigênio e isobuteno (KANNO, 2010):

𝑟á𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑖𝑙𝑖𝑐𝑜 = 𝑘 × 𝑃𝑂20,3 × 𝑃𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒𝑖𝑛𝑎0,7

Não foi encontrada a taxa por componente. Já a constante cinética da reação é

dada por:


Para que o reator possa ser dimensionado as concentrações de metacroleína

e de oxigênio serão escritas em função da conversão, sabendo que o reagente limitante

é a metacroleína:

𝑃𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎 = 𝑦𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎,0.(1 − 𝑋(𝑊))

(1 + 𝜀. 𝑋(𝑊)). 𝑃(𝑊)

𝑃𝑂2 = 𝑦𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎,0.(

𝑦𝑂2,0𝑦𝑚𝑒𝑡𝑎𝑐𝑟𝑜𝑙𝑒í𝑛𝑎, 0

− 0.5. 𝑋(𝑊))

(1 + 𝜀. 𝑋(𝑊)). 𝑃(𝑊)

Estão equações serão substituídas na equação da taxa e resolvidas juntamente

com a equação de projeto:

88

𝑑𝐹𝑗

𝑑𝑊= 𝑟𝑗

Outro fator a ser levado em conta é a perda de carga. A perda de carga em um

leito fixo é calculada pela equação de Ergun:

𝑦 =𝑃

𝑃𝑜

Ac= área da seção catalítica (m2);

ρc=densidade do catalisador (kg/m3);

Φ=porosidade;

P0=pressão inicial (Pa);

Dp=diâmetro da partícula (m);

ρ=densidade do fluido (kg/m3);

μ=viscosidade da mistura reacional (Pa.s);

G=ρ.u;

u=velocidade de escoamento (m/s);

É necessário incluir o balanço de energia, pelo fato do reator ser não adiabático.

A equação do balanço de energia é fornecida por LUYBEN (2007) e é apresentada

abaixo:

𝑑𝑇

𝑑𝑊=−∆𝐻𝑟 × 𝑟 −



89

Resolvendo o sistema de equações diferenciais (variação de vazão com massa

de catalisador, perda de carga e perfil de temperatura) encontra-se a massa de

catalisador necessária para a reação. A massa de catalisador obtida é apresentado na

figura 23.

FIGURA 23 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO COM A MASSA DE CATALISADOR EM KG

Avaliando o gráfico presente na figura 23, será necessário uma massa de

catalisador em torno de 180ton.

Análise do escoamento e características do catalisador

90

Para avaliar o escoamento no interior dos tubos, é necessário obter a porosidade

e velocidade mínima de fluidização. (FOGLER, 1999, p. 787)

𝜀𝑚𝑓 = 0.586𝜓−0.72 (

𝜇2

𝜌𝑔𝜂𝑑𝑝3)

0.029

(𝜌𝑔

𝜌𝑐)0.021

𝜀𝑚𝑓 = porosidade mínima de fluidização

𝜓 = concentração adimensional (estimado como 0,9) (FOGLER, 1999, p. 747)

𝜇 = viscosidade [Pa.s]

𝜌𝑔 = densidade do fluido [kg/m3]

𝜌𝑐 = densidade do catalisador [kg/m3]

𝑑𝑝3 = diâmetro da partícula de catalisador [m]

Pela equação, foi obtida uma porosidade mínima de 0,32, indicando que para as

partículas de determinado diâmetro, o mínimo espaço vazio entre as partículas é de 0,33.

Portanto foi adotado o valor de 0,40 como porosidade mínima. Para esta porosidade

estipulada, foi calculada a velocidade mínima de fluidização (FOGLER, 1999, p. 787).

(𝜌𝑐 − 𝜌𝑔). 𝑔 = 150.𝜇. 𝑣𝑚𝑑𝑝2

.(1 − 𝜀𝑚𝑓)

𝜀𝑚𝑓3 + 1,75

𝜌𝑔

𝑑𝑝.𝑣𝑚2

𝜀𝑚𝑓2

𝑣𝑚 = velocidade mínima de fluidização [m/s]

O valor obtido foi de 2,4 m/s. Para garantia que não haverá fluidização foi adotado

um valor de 70% da velocidade mínima de fluidização, como sugerido por FOGLER

(1999), p. 789. Portando o valor adotado foi de 1,8 m/s.

Dimensionamento do reator

91

5.5.3.3.1 Cálculo das dimensões do reator

O volume do leito catalítico pode ser calculado utilizando a equação abaixo:

𝑉 =𝑊

(1 − 𝜙) × 𝜌𝑐𝑎𝑡

V = volume do reator [m3]

W = massa de catalisador [kg]

𝜙 = porosidade do leito catalítico

𝜌𝑐𝑎𝑡 = densidade do catalisador [kg/m3]

Utilizando os dados já mencionados anteriormente, o volume encontrado foi de

47m3.

Pelo fato das reações serem altamente exotérmicas, foi necessário utilizar tubos

de diâmetro 1,25’’ (diâmetro nominal), para aumentar a eficiência de troca térmica

(LUYBEN, 2007). O cálculo do número de tubos foi feito para uma velocidade de 1,8 m/s

em cada tubo, e é descrito pela equação abaixo.

𝑄𝑡𝑢𝑏𝑜 = 0,8 ×3,14𝑑2

4

Qtubo = vazão volumétrica do tubo [m3/s]

d = diâmetro do tubo [m]

Para o cálculo do número de tubos, utiliza-se a equação abaixo.

92

𝑛𝑡𝑢𝑏𝑜 =𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙

𝑄𝑡𝑢𝑏𝑜

A altura do leito catalítico é obtida pela seguinte equação:

ℎ =𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒 𝑑𝑜 𝑙𝑒𝑖𝑡𝑜 𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙í𝑡𝑖𝑐𝑜

∑ á𝑟𝑒𝑎 𝑑𝑜𝑠 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠

Para esta configuração, as dimensões obtidas são apresentadas na 31.

TABELA 31 - DIMENSÕES DO REATOR DE OXIDAÇÃO DO ISOBUTENO À METACROLEÍNA


Massa de catalisador por tubo(kg) 28



Como o reator é similar a um trocador de calor, foi feita a consulta à tabela de

diâmetros de casco e número de tubos em SERTH (2002). A tabela está disponível no

anexo 6 deste trabalho. O maior valor presente é de 120’’ (3,048m), para um total de

aproximadamente 8500 tubos. Portanto, para 19400 tubos o diâmetro total do reator seria

superior a 10m. Pelo fato da pressão ser relativamente elevada (acima de 2,1bar) optou-

se em trabalhar com 3 reatores idênticos, em paralelo, dividindo assim a massa de

catalisador e a vazão volumétrica entre eles. Após isto, foi aplicado o procedimento já

descrito anteriormente para obtenção das dimensões do reator. O resultado é

apresentado na tabela 32.

TABELA 32 - DIMENSÕES DOS REATORES DE OXIDAÇÃO R-201 E R-202a





Diâmetro externo (in) 120

a: os parâmetros mencionados na tabela são idênticos para os três reatores.

93

As considerações feitas para o dimensionamento dos três reatores são

apresentadas abaixo:

O arranjo proposto é triangular, para maximizar a transferência de calor

(reação altamente exotérmica);

O pitch entre dois tubos deve ser de 1,25 x dexterno;

O diâmetro do casco é obtido com base na tabela que relaciona o número

de tubos, diâmetro dos tubos e tipo de arranjo (ASME);

O espaçamento entre chicanas deve se situar entre: Dcasco/5 e Dcasco;

A temperatura de aproximação mínima (approach) foi considerado como

sendo 10C. (BRANAN, 2005).

A tabela 33 expõe os valores encontrados durante o dimensionamento:


Arranjo Triangular

Volume (m3) 16

Diâmetro do casco (m) 3,048


Pitch (m) 0,039

5.5.3.3.2 Bocais de serviço dos reatores

5.5.3.3.2.1 Bocais de entrada e saída da mistura reacional

A velocidade econômica para um gás na passagem por um bocal não deve ser

maior que 30 m/s. Tal critério é adotado para que a perda de não ultrapasse 0,1 bar.

Logo, a área do bocal é calculada por:

94

𝐴 =𝑄

𝑣

A partir da vazão volumétrica da mistura reacional, para a velocidade de

escoamento de 30m/s, foi obtido um bocal com diâmetro nominal de 24’’.

Como a vazão praticamente não se altera durante a reação os bocais de entrada

e de saída do reator terão o mesmo diâmetro.

5.5.3.3.2.2 Bocal de entrada do DOWTHERM A

O bocal para entrada do DOWTHERM A é calculado seguindo o mesmo

princípio, no entanto o DOWTHERM entra como líquido. A velocidade econômica para

passagem de líquido em uma tubulação é de 10ft/s (COLOCAR REFERENCIA DAS

HEURISTICAS AQUI). Utilizando o mesmo procedimento para o cálculo dos bocais de

entrada e saída da mistura reacional, obteve-se um valor de diâmetro nominal 3’’.

5.5.3.3.2.3 Bocal de saída do DOWTHERM A

Como há vaporização do DOWTHERM presente no casco, a velocidade de saída

no bocal é considerada como sendo de vapor, ou seja, 30m/s. Utilizando a vazão

volumétrica de DOWTHERM na equação descrita na sessão acima foi obtido um

diâmetro de bocal de 2’’.


95



divisão I).

2 E - 1,2

i i

i

P Dt

P







𝑃𝑖 = 𝑒1,1572+0,9101 ln(𝑃𝑜)+0.001565(ln(𝑃𝑜)2)




do aço.


TABELA 34 - ESPESSURA DA PAREDE PARA OS REATORES R-203, R-204 e R-205


R-203 8

R-204 8

R-205 8

96

5.5.3.3.3.1 Material de construção do reator

O material utilizado será o aço AISI-304 pelo fato das altas temperaturas de

operação.

5.5.3.3.4 Obtenção da vazão do fluido de resfriamento DOWTHERM A

O fluido de transferência de calor DOWTHERM A é uma mistura eutética de dois

compostos orgânicos muito estáveis: o bifenilo (𝐶12𝐻10) e o óxidode difenilo (𝐶12𝐻10𝑂).

Estes compostos têm praticamente as mesmas pressões de vapor, portanto a mistura

pode ser tratada como se fosse um composto único. O fluido DOWTHERM A pode ser

usado tanto em sistemas que utilizam o aquecimento na fase líquida quanto na fase

vapor. Ele pode ser utilizado em temperaturas de até 425 ºC e pressões de até 11 bar.

Para estimar a vazão de DOWTHERM A necessária é preciso saber o coeficiente

global de troca térmica (U). Portanto, voltou-se ao balanço de energia:

𝑑𝑇

𝑑𝑊=−∆𝐻𝑟 × 𝑟 −



Para Foi feita alteração do valor de U até obter um valor adequado para

resfriamento do leito catalítico. O valor obtido corresponde a 180 W/m2.K. Arbitrou-se

também que o DOWTHERM A entra no reator a uma temperatura de 170C (temperatura

de alimentação do reagente subtraído o approach mínimo, considerando a variação de

temperatura LMTD). A temperatura de alimentação do DOWTHERM A foi arbitrada como

97

sendo a mais próxima possível da temperatura da reação para não comprometer o

rendimento da reação.

O coeficiente de troca térmica depende de hs e de hi, como mostrado abaixo:

O coeficiente convectivo no lado dos tubos é calculado por uma correlação

proposta por Froment:

ℎ𝑖 × 𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜

𝐾𝑔á𝑠= 3,5 × (

𝑑𝑝 × 𝐺

𝜇)0,7

× 𝑒−4,6×𝑑𝑝

𝑑𝑡𝑢𝑏𝑜

O Valor obtido para hi foi de 323 W/m2.K. Já o coeficiente no lado do casco é

dado por:

De = diâmetro equivalente do casco [m];

Res = número de Reynolds no lado do casco;

Prs = número de Prandtl do fluido no lado do casco;

Ks = condutividade térmica do fluido no lado do casco [W/m.K]

98

O valor obtido para o coeficiente do lado do casco foi de 464 W/m2.K. Finalmente

foi variada a vazão de DOWTHERM até obter o coeficiente global de troca térmica

adequado. A vazão obtida foi de 270 kg/s, valor muito elevado. Entretanto, pelo catálogo

do DOWTHERM A, quando há mudança de fase do fluido, a vazão pode ser dividida por

uma constante, dada a partir do gráfico apresentado na figura 24. Para obter a variação

de temperatura presente no eixo das ordenadas na figura 24, é necessário utilizar as

equações abaixo:

𝑄 = 𝑈 × 𝐴 × ∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷

∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 =∆𝑇1 − ∆𝑇2

𝑙𝑛 (∆𝑇1∆𝑇2

)

Q = carga térmica do reator [W]

U = coeficiente global de troca térmica [W/m2.K]

∆𝑇𝐿𝑀𝑇𝐷 = média logarítmica entre as diferenças de temperatura nas duas pontas do reator

Utilizando os parâmetros de entrada já calculados, o valor obtido de LMTD para o

reator foi de 12C, resultando em uma diferença de temperatura entre entrada e saída do

fluido de resfriamento de 5C, indicando uma eficiência superior quando comparado aos

reatores de oxidação de isobuteno à metacroleína. Isto representa uma vazão de

aproximadamente 10 vezes menor do fluido de resfriamento, resultando em 27 kg/s, ou

97,2 ton/h.

99

FIGURA 24- RELAÇÕES ENTRE MASSA DE VAPOR E MASSA DE LÍQUIDO DO DOWTHERM A

Para maior eficiência na troca de calor na mudança de fase será necessário

alimentar o DOWTHERM próximo à pressão de saturação. A figura 25, fornecida pelo

software Aspentech Aspen Plus™ 8.0, apresenta a curva de pressão de vapor do fluido

de resfriamento.

FIGURA 25 - CURVA DA PRESSÃO DE VAPOR PARA O DOWTHERM A

Temperature C

PL b

ar

200 205 210 215 220 225 230 235 240 245 250 255 260 265 270 275 280 285 290 295 3000.2

0.4

0.6

0.8

1.0

1.2

1.4

1.6

1.8

2.0

2.2

2.4

100

Após análise da curva de vapor, para uma temperatura de alimentação de 270C

a pressão de saturação é de aproximadamente 1,5bar.

Análises de conversão no interior do reator

Na figura 26 consta o gráfico de perda de carga no interior do reator

FIGURA 26 - PERDA DE CARGA EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR

101

FIGURA 27 - VARIAÇÃO DA CONVERSÃO EM FUNÇÃO DA ALTURA DO REATOR

Avaliando os gráficos, percebe-se que grande parte do isobuteno já é convertido

logo no início do reator, o que gera um pico de temperatura no interior do tubo.

Posteriormente a temperatura decresce pois o fluido de resfriamento é capaz de retirar

todo o calor formado pelas reações no interior do reator. A queda de pressão se dá de

forma linear no interior dos tubos, resultando em um total de 0,3bar para os tubos.

A tabela 35 resume as dimensões para os reatores R-203, R-204 e R-205,

idênticos, operando em paralelo, utilizados na conversão do isobuteno à metacroleína.

Foi considerado um over-design na altura dos tubos de 20% para posterior aumento da

produção.

102

TABELA 35 - DIMENSÕES DOS REATORES R-201 E R-202




Diâmetro do casco(m) 3,048

Arranjo triangular


Pitch (m) 0,039

5.6 UNIDADE DE SEPARAÇÃO E PURIFICAÇÃO

5.6.1 COLD BOX

No reator de oxidação parcial do isobuteno, o catalisador empregado também

oxida propeno à acroleína e posteriormente acroleína a ácido acrílico. Isto é um sério

problema pois a separação de ácido acrílico e ácido metacrílico é muito difícil, o que

praticamente impossibilitaria a purificação do nosso produto de interesse. Para tanto, foi

instalada uma unidade de purificação na corrente de saída da unidade OLEFLEX,

enviando assim somente isobutano e isobuteno para os próximos reatores de oxidação.

A corrente de vapor efluente olefina-hidrogênio a partir de um processo de

desidrogenação é separado por um método de separação criogénico utilizando um

sistema de separação criogénica. O método não requer refrigeração externa e reaquece

e porções de uma corrente de alimentação de expansão para extrair energia e controla

o final quente e diferenças de temperatura final de frio no trocador de calor primário para

proporcionar economia de energia e operação econômica e uso de material.

A corrente de entrada no cold box tem em sua composição os seguintes

componentes: butano, buteno, metano, propano, propeno, gás hidrogênio. O sistema de

refrigeração é responsável pela separação primeiramente do hidrogênio da corrente e

em seguida a segregação do butano e buteno do restante da mistura. Através do sistema

103

de refrigeração todo o hidrogênio é recuperado, o qual é reciclado para o sistema de

reatores Oleflex. O sistema de criogenia tem também o objetivo de segregar o propeno

do restante do sistema com o intuito de nas próximas etapas de reação não haver

formação de ácido acrílico, o qual se originaria da oxidação da acroleína que por sua vez

foi formada através da oxidação do propileno. A figura 18 apresenta o modelo

esquemático da unidade de separação.

Figura 27A - Sistema de refrigeração criogênica, Cold Box

104

A alimentação é comprimida, corrente 100, à temperatura ambiente e em seguida

entra no primeiro permutador de calor de passagem múltipla, o permutador de

aquecimento, H 101. O fluxo é arrefecido e parcialmente condensado. A maioria, mais

de 95% de isobutileno é separado como a corrente de líquido, corrente 101 L, no

separador primário, D 101 .

O vapor residual, corrente 101 V, em seguida, entra no trocador de frio, H

102. Outras olefinas são condensados no trocador H 102 e por conseguinte separados

como fluxo 102 L no separador Secundário, D 102 .

O vapor residual, corrente 102 V, da D 102 é expandido isentropicamente à alta

pressão no equipamento, E 101. A pressão de saída do expansor é definida pela pressão

do vapor de produto requerido. O líquido nos gases de escape do expansor é separada

no separador, D 103, como corrente de 103G.

O fluxo de vapor, corrente 103 V, é reaquecido em H 102 como fluxo 104 . Em

seguida, é dividido. Uma porção, corrente 105 , é ainda mais aquecida à temperatura

ambiente em H 101 e é exportada como produto de Vapor, corrente 106, corrente

composta por hidrogênio.

O fluxo, é dividido a partir do vapor do produto, é a reciclagem de gás, corrente

107. Este é expandido isentropicamente a baixa pressão no equipamento, E 102 . A

pressão à entrada do expansor é definido pela pressão do vapor de produto. A pressão

de saída do expansor é determinada pela pressão de alimentação combinada.

A corrente de escape expansor é reaquecida no trocador, H 102, como

corrente 109. A alimentação líquida, corrente 110, contendo os componentes

parafínicos, é sub-resfriado no trocador Quente, H 101, para transmitir < 111 >. Isto é

combinado com a corrente de reciclagem de gás, corrente 109, e é uma alimentação de

duas fases para o trocador, H 101, corrente 112. Este fluxo é vaporizado em H 101 e se

torna o Combinado de alimentação, corrente 113, para a seção do reator.

Os líquidos dos separadores primário, Secundário e Terciário são combinados,

corrente 114, e reaquecido no trocador de calor. Este fluxo é retirado num ponto

intermédio ao longo do comprimento do permutador de calor. Ele é reaquecido a uma

temperatura de tal modo que o tambor de produtos líquidos, D 104, e da bomba, P 101,

pode ser de material de aço de carbono de construção.

105

O líquido é bombeado à pressão de armazenagem do produto, em seguida,

reaquecida à temperatura ambiente em H 101 e exportado como o produto líquido,

corrente 118.

Alguns vapores são “flasheados” para fora do líquido em D 104. A temperatura e

pressão deste tambor é controlada, de modo que a pressão de vapor do líquido do

produto é, se necessário, o recipiente de armazenamento do produto líquido.

O gás Flash, corrente 116, é recuperado através da reciclagem para o efluente de

reator Compressor.

5.6.2 Detalhamento Geral de Vasos de Pressão

Este tópico mostra o detalhamento geral de vasos de pressão. Todas as colunas

do fluxograma do processo de produção de ácido acrílico (lavadora, extratora e

destiladoras) foram detalhadas de acordo com o processo mostrado nos itens a seguir.

Distribuidor de líquido

De acordo com Couper, devem ser instalados distribuidores a cada 3 a 4,5 m de

altura para colunas de recheio randômico e a cada 3 a 7 m para recheios estruturados.

Para a escolha do distribuidor de líquido foi utilizada a figura 28 obtida do catálogo de

produtos da Sulzer Chemtech, que pode ser visualizado no anexo 7 deste trabalho.

106

FIGURA 28 - ESCOLHA DE DISTRIBUIDORES PARA LÍQUIDO - CATÁLOGO SULZER

Grade de suporte

A grade suporte é escolhida com base na área superficial do recheio. Pelo

catálogo de produtos da Sulzer Chemtech, foi escolhida a grade suporte TEB/TSB para

as colunas de cheio randômico deste trabalho. Ela é recomendada para áreas

superficiais de recheio de até 350 m²/m³.

107

FIGURA 29 - GRADE DE SUPORTE PARA RECHEIO MODELO TEB/TSB

FONTE: CATÁLOGO SULZER

Eliminador de névoa

Para correntes de refluxo no ponto de bolha há necessidade da utilização de

eliminador de névoa.

FIGURA 30 - ELIMINADOR DE NÉVOA

(FONTE: CALDAS, 2004)

108

O diâmetro do eliminador de névoa é calculado pela seguinte equação:

𝐷𝑑 = 2.√

𝑄𝑣

0,2198. ((𝜌𝐿𝜌𝐺) − 1)

0,5

Qv é a vazão de vapor em m³/s, ρL e ρG são as densidades do líquido e do gás no

último estágio da torre, respectivamente.

Altura entre distribuidor de líquido e limite superior da torre é de no máximo 1200

mm.

Distância entre eliminador de névoa e linha de tangência superior (LTS) deve ser

300 mm (Caldas, 2004).

Bocal de visita

Sempre se coloca uma boca de visita na seção acima do prato de topo ou do leito

recheado superior e uma boca de visita na seção abaixo do último prato ou do leito

recheado inferior. Segundo Caldas, é recomendado que para diâmetros de torre

menores que 1,50 metros, o diâmetro da boca de visita (Dbv) seja metade do diâmetro

da torre, não excedendo 600 mm e para diâmetros de torre maiores que 1,50 metros, o

Dbv seja 1/3 do diâmetro da torre, não excedendo 1000 mm.

Distância entre boca de visita e seção recheada:

o Para Dbv igual/maior que 600 mm, essa distância deve ser de 500 mm.

o Para Dbv igual que 500 mm, essa distância deve ser de 450 mm.

o Para Dbv igual/menor que 450 mm, essa distância deve ser de 450 mm.

109

Distância entre boca de visita e limite superior da torre:

o Para Dbv maior que 600 mm, essa distância deve ser de 600 mm.

o Para Dbv igual que 500 mm, essa distância deve ser de 450 mm.

o Para Dbv igual/menor que 450 mm, essa distância deve ser de 450 mm.

Escolha do Tampo

Segundo COULSON (2005), a escolha do tampo pode ser feita em função da

espessura para suportar as condições de operação da coluna, considerando assim o

custo de cada tampo pela espessura.

FIGURA 31 - TAMPOS TIPO CÚPULA. (A) HEMISFÉRICO (B) ELIPSOIDAL (C) TOROESFÉRICO (FONTE: COULSON, 2005)

110

Segundo COULSON, a espessura do tampo é dada pelas seguintes equações,

dependendo do tipo de tampo:

Tampo reto ou chato

A espessura “e” de tampos retos é função de uma constante de projeto, Cp, que

depende do tipo de tampo, do diâmetro nominal do tampo De, da pressão interna de

projeto do equipamento (deve-se adotar 10% a mais que a pressão de operação), Pi, e

da tensão de projeto f.

TABELA 36 - FATOR DE TENSÃO

Fator f de Tensão em função da Temperatura

Material 0 a 50 100 150 200 250 300 350 400 450 500 (°C)

Aço Inox 304 175 150 135 120 115 110 105 105 100 95 (N/mm²)

5.6.2.5.1 Tampo hemisférico

Utilizado em equipamentos que operam a altas pressões. É um tampo com custo

alto de fabricação e deve ser usado somente quando necessário e por isso não será

considerado na análise desta coluna, uma vez que esta opera em condições de baixa

pressão.

111

5.6.2.5.2 Tampo elipsoidal

Pode ser usado para pressões baixas e moderadas. A seguinte equação pode ser

usada para calcular a espessura necessária desse tipo de tampo, na qual se pode ver

que a espessura é função também do fator de junta J. Para o caso de tampo sem junta,

J=1.

5.6.2.5.3 Tampo toroesférico

Pode ser usado para pressões de até 15 bar. Para esse tipo de tampo, a

espessura é função também do raio da junta e da coroa:

A espessura, portanto, é função do fator de tensão de tampos toroesféricos, Cs,

do raio da coroa, Rc, e do raio da junta, Rk. A razão Rk/Rc não deve ser menor que 0,06.

Para tampos sem junta J = 1,0.

112

5.6.2.5.4 Altura do tampo

A altura de um tampo elipsoidal é aproximadamente 25% do seu diâmetro da

coluna.

Bocal de saída de vapor

Segundo CALDAS (2004), as recomendações abaixo são empregadas para uma

estimativa inicial do diâmetro do bocal de saída de vapor:

A velocidade no bocal deve ser menor que 30 m/s;

A perda de carga na linha é verificada, considerando-se um comprimento

equivalente igual a 400 vezes o diâmetro do bocal (Dbocal).

É possível calcular a área mínima do bocal de saída considerando que a vazão

de topo da coluna passará pelo bocal a maior velocidade que o gás pode passar. Neste

caso, considerando que 30 m/s é a maior velocidade possível no bocal, pode-se calcular

a área mínima pela equação:

𝑄 = 𝑣. 𝐴𝑏𝑜𝑐𝑎𝑙

Com a vazão volumétrica de vapor no topo da torre e sendo a velocidade máxima

considerada v = 30 m/s, tem-se uma área de bocal mínima e consequentemente um

diâmetro mínimo. Consultando uma tabela de bocais comerciais, deve-se determinar o

maior diâmetro mais próximo. Sendo esse o novo diâmetro do bocal, pode-se calcular a

nova área e com ela calcular a nova velocidade no bocal, considerando a mesma vazão

volumétrica.

113

Bocal de entrada de refluxo

A velocidade no bocal deve ficar entre 1 e 3 m/s, sendo o método para cálculo do

diâmetro do bocal o mesmo usado para bocal de saída de vapor.

Bocal de alimentação

Para uma corrente de entrada líquida no ponto de bolha, usa-se o mesmo método

do bocal de entrada de refluxo saturado.

Bocal de visita intermediário

Para o dimensionamento do bocal de visita da seção intermediária deve-se usar

o mesmo método do bocal de visita para seção de topo, já apresentado anteriormente.

114

Bocal de saída do líquido

FIGURA 32- FUNDO DA COLUNA (FONTE: CALDAS, 2004)

A carga de líquido sobre o bocal é dada pela posição do nível de líquido mínimo

(LLL), que é colocado no mínimo 150 mm acima da linha de tangência inferior (LTI). A

diferença entre a altura máxima e mínima de líquido é dado pela seguinte equação, onde

tc é o tempo de controle:

∆𝐻𝐿 =𝑄𝐿 . 𝑡𝑐𝐴

O tempo de controle depende do destino que será dado ao produto final, como

mostra a tabela 37.

115

TABELA 37 - TEMPO DE CONTROLE EM FUNÇÃO DO DESTINO DO PRODUTO

Destino Tempo (min)

Estocagem 2

Carga de Torre 3

Trocador de

Calor

3

Carga de Forno 10

A altura de líquido está relacionada com a velocidade máxima permissível no

bocal através da fórmula:

𝑣𝑚á𝑥 = 0,35.√2. 𝑔. 𝐻𝐿

Tendo que HL e vmáx = 1 m/s calcula-se o diâmetro mínimo do bocal. Pela tabela

de bocais comerciais escolhe-se o novo diâmetro conforme método já exposto

anteriormente.

Bocal de retorno do Refervedor

Para uma corrente de entrada vapor no ponto de bolha, usa-se o mesmo método

do bocal de saída de vapor do topo.

Espessura dos Vasos de Pressão

116

5.6.2.12.1 Vasos a Pressão Atmosférica

Neste caso a espessura das paredes é apenas função do diâmetro, e a espessura

de metal deverá ser tal que garanta e integridade da estrutura face ao seu próprio peso,

de acordo com a tabela 38.

TABELA 38 - ESPESSURA DE PAREDE DE VASO DE PRESSÃO ATMOSFÉRICA

Di (ft) ts (polegadas)

0 – 4 ¼

4 – 6 5/16

6 – 8 3/8

8 – 10 7/16

10- 12 ½

5.6.2.12.2 Vasos a Pressão Positiva

Pela norma ASME, seção VIII, divisão 1, os vasos cilíndricos são divididos em

vasos de pequena e grande espessura. Para determinar a espessura mínima devido à

pressão interna do nosso projeto, tem-se que a espessura é dada por:

𝑡 =𝑃. 𝐷𝑖

2 ∗ 𝑆𝐸 − 1,2 ∗ 𝑃

117

Em que P é a pressão manométrica de projeto e deve ser maior que a pressão de

operação Po, por uma questão de fator de segurança :

Para P < 33kPa (manom) : P=65kPa

Para P < 6500 kPa (manom) : P = exp( 0.60608 + 0.91001.lnPo + 0.001565 (lnPo)2)

Para P > 6500 kPa (manom) : P = 1.1 Po

Considerando S a tensão admissivel do metal, apresentado na Tabela 39.

TABELA 39 - TENSÃO ADMISSÍVEL

Metal Temperatura (°C) S (Pa)

Aço Carbono SA entre -30 a 340 915.105

Aço AISI 304

até 150 1100.105

200 1050.105

260 980.105

315 930.105

340 910.105

370 890.105

425 860.105

480 790.105

530 520.105

E é a eficiência da solda e é considerada como:

tS 31,7 mm, E = 0,85 (radiografia da solda até a metade)

tS 31,7 mm, E = 1,0 (radiografia completa da solda)

118

Considerando a força de arraste do vento, para uma velocidade máxima de 220

km/h, a parede o vaso poderá ser calculada como:

tV = tS(0,75 + 0,22E. (L/Di)2/P)

Se (L/Di)2/P 1,34, para P em psig, não há efeito do vento. “Para considerar os

efeitos de corrosão é usual acrescentar 1/8” (3mm) à espessura tS calculada.

O cálculo da espessura tS normalmente resulta em valores que não correspondem

à chapas comerciais e nesse caso deveremos tomar a chapa de espessura

imediatamente superior ao valor calculado.

5.6.3 Lavagem

A saída de topo dos reatores R-203, R-204 e R108 contendo gases

incondensáveis, vapor d’água, isobutano, ácido acético e ácido metacrílico é

direcionanda para a lavadora L-201 que tem como solvente água. O objetivo é purgar a

maior parte dos incondensáveis do sistema pelo topo, pois parte dos incondesáveis

solubiliza, junto com vapor d’água e isobutano. O restante sairá junto com a água de

lavagem no fundo da lavadora. Essa corrente de fundo será alimentada na extratora E-

201.

A escolha pela água deve-se, além do preço ou da sua fácil aquisição, mas pelo

fato da água e do ácido metacrílico serem compostos polares, as forças de atração entre

eles são elevadas. Optou-se por queimar o isobutano e toda a purga feita no topo da

lavadora, pois para separar o isobutano dos gases incondensáveis e vapor d’água seria

necessário unidades de separação há pressões elevadas e com destilações a baixas

temperaturas para obter bons rendimentos. O custo de implantação e operação dessa

unidade de recuperação de isobutano teria um custo elevado. Ainda se compararmos o

preço de nosso reagente (isobutano) com o de gás natural, utilizado para gerar calor em

nosso formo, veremos que a diferença por kilograma entre o gás natural e o isobutano é

119

de R$ 0,07. Esses sete centavos por hora de diferença não pagariam o custo de

operação de uma unidade de destilação a baixas temperaturas e compressores múltiplos

estágios. Essa corrente, purgada, será queimada no forno F-101 para gerar calor.

Primeiramente foi determinado o número de estágios da lavadora através de

uma análise da figura 33. Nessa análise foi encontrado que 7 estágios atenderiam a

recuperação de 99,5% de ácido metacrílico.

FIGURA 33 - NÚMERO TEÓRICO DE ESTÁGIOS

Então para realizar os balanços de na coluna lavadora, simulou-se várias vazões

de água de lavagem para verificar qual vazão seria suficiente para recuperar mais de

99,5% de ácido metacrílico.

Sensit ivity Results Curve

VARY 1 L PARAM NSTAGE

FUN

DO

/AL

IMEN

TA

2.0 2.5 3.0 3.5 4.0 4.5 5.0 5.5 6.0 6.5 7.0 7.5 8.0 8.5 9.0 9.5 10.0 10.5 11.0 11.5 12.0 12.5 13.0 13.5 14.0 14.5 15.0 15.5 16.0 16.5 17.0 17.5 18.0 18.5 19.0 19.5 20.00.940

0.945

0.950

0.955

0.960

0.965

0.970

0.975

0.980

0.985

0.990

0.995

1.000

FUNDO/AL IMENTA

120

FIGURA 34 - RECUPERAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO POR VAZÃO DE ÁGUA

Feito isso analisou-se o efeito da temperatura da corrente de alimentação. Para

tanto analisou-se a figura 35 e definiu-se que a temperatura de alimentação de 60°C

atenderia as necessidades do processo; recuperação de 99,5% de ácido metacrílico.

FIGURA 35 - RECUPERAÇÃO DE ÁCIDO METACRÍLICO POR TEMPERATURA DE ALIMENTAÇÃO

0.9

0.91

0.92

0.93

0.94

0.95

0.96

0.97

0.98

0.99

1

1.01

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21

Rec

up

eraç

ão d

e ác

ido

met

ac´r

ilico

Número de estágios

300 kmol/hr

350 kmol/hr

400 kmol/hr

1000 kmol/hr


VARY 1 L-F MIXED TEMPERAT URE C

FUN

DO

/AL

IMEN

TA

40.0 42.5 45.0 47.5 50.0 52.5 55.0 57.5 60.0 62.5 65.0 67.5 70.0 72.5 75.0 77.5 80.0 82.5 85.0 87.5 90.0 92.5 95.0 97.5 100.00.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.0

FUNDO/AL IMENTA

121

O efeito da pressão não foi significativo na recuperação de ácido metacrílico, e

pelo aumento de pressão dificultar a perda de carga de incondensáveis decidiu-se por

operar a lavadora na pressão de descarga do reator. Assim não tem-se o gasto com

compressores, que não melhoria em nada nosso processo.

Análise dos internos

Após a otimização da coluna, partiu-se para a escolha dos internos.

Primeiramente, segundo Caldas (2007), um bom modo de se determinar a melhor

escolha entre torres de pratos e torres de recheio é pelo parâmetro de fluxo (X) da coluna.

Se X<0,1 deve-se pré-selecionar recheio, se X>0,2 deve-se pré-selecionar pratos e no

caso de 0,1<X<0,2 deve-se verificar ambas as alternativas.

Pode-se calcular o parâmetro de fluxo pela Equação:

𝑋 =𝐿

𝑉.√𝜌𝑉𝜌𝐿

Em que L e V são as vazões mássicas de líquido e gás respectivamente no prato,

e ρ é a densidade do líquido e do vapor de acordo com o subíndice. Para a L-201 os

valores do parâmetro de fluxo encontram-se na tabela 40.

TABELA 40 - FATOR DE FLUXO DA L-201

Estágio L (kg/h) V (kg/h) ρL(kg/m³) ρG(kg/m³) X

1 6417.234 100401.717 968.956325 2.13638875 0.003001199

2 6447.175 100513.602 968.321876 2.13680868 0.003013128

3 6479.31 100543.535 968.009185 2.13746536 0.003028199

4 6526.905 100575.665 967.534812 2.13838052 0.003050869

5 6624.771 100623.294 966.508192 2.14008214 0.003098024

6 6896.066 100721.147 963.783525 2.14261506 0.00322822

7 19241.45 100992.426 959.845092 2.12629154 0.008967263

122

Como se pode ver na tabela 40, o parâmetro de fluxo de todos os estágios da

coluna é menor que 0,1; portanto, a melhor opção é o uso de recheios. Através das

ferramentas Pack Sizing e Pack Rating do software Aspen Plus, pode-se analisar vários

tipos de recheio.

Os recheios avaliados estão relacionados na tabela 41, todos feitos de material

plástico, pois o ácido acrílico é altamente corrosivo:

TABELA 41 - RECHEIOS

Tipo

Recheio Diâmetro (mm)

PALL 25

PALL 50

Mellapak

125Y 25

Mellapak

250Y 25

No software é necessário o input do HETP. Segundo Kister (1992) apud Seader

(2006), a altura equivalente de pratos teóricos (HETP) do recheio em colunas a baixas

pressões pode ser calculada pela equação abaixo, onde a área específica deve estar em

pés:

𝐻𝐸𝑇𝑃(𝑓𝑡) =100

𝑎𝑝+4

12

123

Com os dados de recheio, diâmetro, material e HETP, o software calcula o

diâmetro da coluna e a altura é o HETP multiplicado pelo número de estágios, os

resultados estão apresentados na tabela 42.

TABELA 42 - DIMENSIONAMENTO DA L-201

Tipo diâmetro

(mm)

ap

(m²/m³)

HETP

(m)

D coluna

(m)

H recheio

coluna (m)

perda de

carga

(mmH2O/m)

fator de

inundação

PALL 25 220 0.556 4 3.892 60.0761 0.693419838

PALL 50 120 0.935 3 6.545 57.3163 0.655806545

MELLAPAK

125 Y 25 107 1.036 2.2 7.252 35.4464 0.673618329

MELLAPAK

250 Y 25 211 0.576 2.6 4.032 25.2064 0.680072309

Os recheios estruturados Mellapak da Sulzer apresentaram os menores diâmetros

para a coluna, porém o Mellapak 125Y apresentou uma altura elevada em comparação

ao recheio Mellapak 250Y. Fazendo-se uma análise rápida de custo de coluna e do

recheio, verificou-se que a coluna com recheio Mellapak 250Y ficou mais

economicamente vantajosa. Além disso, segundo Norton (1977), o valor de queda de

pressão para colunas absorvedoras e regeneradoras deve estar entre 21 – 42 mmH2O

(CALDAS, 2007), o que confirma que o recheio Mellapak 250Y é a melhor escolha. Além

disso, dadas essas características da L-201, obteve-se um fator de inundação dado pelo

próprio software de 68%, dentro da faixa indicada para absorvedoras de 40-80%. E

garantindo uma margem para aumentar a produção.

124

FIGURA 36 - RECHEIO MELLAPAK 250 Y

Após essa primeira análise da coluna, realizou-se o Rate-based para saber o

número de estágios reais da coluna.

A abordagem tradicional para a solução de colunas utiliza o conceito de equilíbrio

ou andares teóricos. Este conceito pressupõe fases de vapor e líquido deixando qualquer

estágio está em equilíbrio termodinâmico com o outro. Na prática, esse equilíbrio só é

verdadeiro nas interfaces que separam vapor e fases líquidas.

Eficiências são usadas para tentar dar conta de desvios de equilíbrio, mas esses

fatores empíricos são muito limitados e métodos de previsão são pouco confiáveis. Nas

colunas empacotadas, HETP é muitas vezes usado no lugar da fase de equilíbrio, mas

isso também pode ser difícil de prever com precisão.

Em contraste, a simulação Rate-Based é uma abordagem fundamental, rigorosa,

que evita as aproximações de eficiência e HETP inteiramente.

Cálculos baseados em Rate-Based consideram diretamente os processos de taxa

de transferência de massa e de calor no sistema de equações que representam a

unidade de separação, modela os fenômenos taxa de transferência de massa e calor em

simultâneo, e consideram também as interações entre espécies multicomponentes que

difundem simultaneamente.

125

Selecionada a opção Rate-Based e utilizando os parâmetros do recheio escolhido,

simulou-se a L-201 novamente (com 7 estágios e vazão de solvente baseada no desing

spec), observou-se que a recuperação de fundo do ácido acrílico saiu da especificação

de 99,5%. Mantendo os parâmetros de: vazão de solvente, alimentação da lavadora,

temperatura, pressão e os internos, simulou-se a lavadora aumentando seu número de

estágios até alcançar a recuperação esperada de ácido acrílico de 99,5%. O número de

estágios reais encontrado foi de 14 estágios e sua altura de recheio igual a 8,1 m. Com

isso pode-se encontrar a eficiência da L-201 conforme equação abaixo:

𝜂(%) =𝑛° 𝑑𝑒 𝑒𝑠𝑡á𝑔𝑖𝑜𝑠 𝑡𝑒ó𝑟𝑖𝑐𝑜𝑠

𝑛° 𝑑𝑒 𝑒𝑠𝑡á𝑔𝑖𝑜𝑠 𝑟𝑒𝑎𝑖𝑠∙ 100 =

7

14∙ 100 = 50%

Os resultados finais da coluna estão na tabela 43.

TABELA 43 - RESULTADOS DO RECHEIO

Tipo D

(mm)

ap

(m²/m³)

HETP

(m)

D coluna

(m)

H recheio

coluna

(m)

ΔP

(mmH2O/m)

fator de

inundação

Recuperação

MAA

MELLAPAK

250 Y 25 211 0,576 2,6 8,06 45,2064 0,780072309 0,995481318

Detalhamento da L-201

5.6.3.2.1 Espessura do Vaso

De acordo com item 5.6.1.12, para a coluna L-201 com diâmetro de 2,6m = 102,36

in, a espessura do vaso será de 0,002m. Como essa espessura não é encontrada

comercialmente em chapas, optou-se por chapas de 3/16” = 0,0047625 m. Com isso o

diâmetro final da coluna L-201 será: 2600 mm + 2.4,7625 mm+ 6 mm de corrosão =

126

2615,5 mm. E a altura da torre com todos os detalhamentos (mostrados a seguir) será

de 13040 mm.

5.6.3.2.2 Bocal de Entrada Vapor

Na L-201 a vazão volumétrica de vapor no topo da torre é Q = 2,15 m³/s, sendo a

velocidade considerada v = 30 m/s, tem-se uma Abocalmín = 0,3518 m² e

consequentemente um diâmetro mínimo de 0,67 m. Consultando uma tabela de bocais

comerciais, tem-se o maior diâmetro mais próximo é o de 0,746 m, diâmetro nominal de

30”, STD 10 com espessura 7,92 mm. Obtendo-se para o novo diâmetro e para a mesma

vazão uma nova velocidade de 24,1 m/s.

5.6.3.2.3 Bocal de Entrada Líquido

Para uma corrente de entrada líquida, tendo que QL = 0,0018 m³/s para v = 3 m/s,

Dmínimo = 0,028 m, e para v = 1 m/s, Dmáximo = 0,048 m. Portanto, Descolhido = 0,035

m, diâmetro nominal de 1 1/4’’, STD SCH 40, com espessura 3,56 mm.

5.6.3.2.4 Bocal de Saída do Gás

Na L-201 a vazão volumétrica de vapor no topo da torre é Q = 13 m³/s, sendo a

velocidade considerada v = 30 m/s, tem-se uma Abocalmín = 0,434 m² e consequentemente

um diâmetro mínimo de 0,744 m. Consultando uma tabela de bocais comerciais, tem-se

o maior diâmetro mais próximo é o de 0,746 m, diâmetro nominal de 30”, STD 10 com

127

espessura 7,92 mm. Obtendo-se para o novo diâmetro e para a mesma vazão uma nova

velocidade de 29,8 m/s.

5.6.3.2.5 Bocal de Saída de Líquido

Para a coluna L-201, o produto será uma carga de torre, portanto tc = 3 min.

Tendo que QL = 0,33386 m³/min e A = 0,005564 m², ΔHL = 180,0 mm.

Tendo que HL = 150 mm + 180 mm = 330 mm, vmáx = 0,89 m/s. O diâmetro

mínimo do bocal, Dmínimo = 55,1 mm. Pela tabela de bocais comerciais: Descolhido =

62,7 mm, com diâmetro nominal de 2 1/2’’ STD, SCH 40, espessura 5,16 mm.

5.6.3.2.6 Distribuidor de Vapor

Segundo Moore & Rukovena (1987) apud Caldas (2004), a necessidade de um

distribuidor de vapor pode ser verificada pela razão, M, entre a energia cinética do gás

no bocal de entrada e a queda de pressão ao longo da seção acima do referido bocal. A

energia cinética do gás pode ser expressa pela equação:

𝐸𝑘𝑔 =𝑉𝑖². 𝜌𝑔

19,64

𝑀 = 𝐸𝑘𝑔/∆𝑃

Ekg é a carga da velocidade no bocal de entrada, em mmH2O, vi é a velocidade

do vapor na entrada, em m/s, ρG é a massa específica do vapor, em kg/cm³, e ΔP a

queda de pressão na seção recheada, em mmH2O.

128

Caso o valor de M seja menor ou igual a 2,5, não deve haver preocupação com a

qualidade de distribuição do vapor para a seção, sendo apenas necessário deixar o

espaçamento adequado entre o bocal de entrada e o fundo do leito acima.

Tendo que para a coluna L-201: vi = 27,43 m/s, ρG = 2,14 kg/m³ e ΔP = 364,5

mmH2O, o valor de M é 0,17. Logo, não há necessidade de um distribuidor de vapor na

coluna.

5.6.3.2.7 Distribuidor de líquido

De acordo com as especificações já descritas para vaso de pressão e o catálago

da Sulzer, temos q o distribuidor escolhido para a L-201 é o VEG, uma modelo de

distribuidor semelhante ao VEP (Splash Plate Distributor), porém feito de material

plástico para materiais corrosivos. Os distribuidores se localizarão nos estágios 1 e 8,

pois como a altura da coluna é de 8,06m é necessário utilizar dois distribuidores de

líquido espaçados por aproximadamente 4 m cada.

129

FIGURA 37- DISTRIBUIDOR DA LAVADORA L-201

5.6.3.2.8 Grade de Suporte

Conforme tópico do vaso de pressão e sabendo que a área superficial do recheio

Mellapak 250Y é de 221 m²/m³, a grade de suporte escolhida é a TEB/TSB.

5.6.3.2.9 Coletor de líquido

O coletor de líquido escolhido é o modelo SL da Sulzer Chemtec, para recheios

de até 350 m²/m³ de área superficial.

130

FIGURA 38 - COLETOR DE LÍQUIDO: VANE COLLECTOR SULZER

5.6.3.2.10 Eliminador de névoa

De acordo com o item 11.3.3, para a coluna L-201, Qv = 13,04 m³/s, ρL = 969,00

kg/m³ e ρG = 2,14 kg/m³. Resultando em 3,3 m. Logo, o diâmetro do eliminador de névoa

é 2,6 m, com espessura de 100 mm.

5.6.3.2.11 Análise da Calota

Segue os valores obtidos para cada tipo de tampo:

5.6.3.2.11.1 Tampo Reto

Para a análise de qual f utilizar foi considerada a temperatura máxima da coluna

(60 oC) empregando o valor superior mais próximo (100 oC) obtém-se f = 150. Para os

131

tipos de tampos parafusados tem-se os valores de Cp=0,55 e De= Dcoluna= 2,6m. Pi é a

pressão interna da coluna considerando-a 10% acima da pressão de operação, então Pi

= 0,22 N/mm². Calculando, e = 54,8 mm. Considerando uma sobre espessura de 3 mm,

a espessura total fica e = 57,8 m.

5.6.3.2.11.2 Tampo elipsoidal

Considerando os mesmo fatores utilizados para tampo reto, e J=1, e = 1,0 mm.

Com a sobre espessura de 3 mm, espessura é: e = 4,0 mm.

5.6.3.2.11.3 Tampo toroesférico

Para os dados da coluna L-201, Rc = Di = 2,6 m, Rk = Rc.0,06 = 0,156 m. Os

outros parâmetros são mantidos os mesmos dos utilizados para tampo reto. Calcula-se:

e = 1,7 mm, somando a sobre espessura de corrosão de 3 mm temos que e = 4,7 mm.

5.6.3.2.11.4 Análise dos tampos

Analisando as espessuras finais encontradas para cada tipo de tampo, o escolhido

foi o tampo tipo elipsoidal que necessita de uma espessura menor, conforme pode ser

visualizado na tabela 44.

132

TABELA 44 - RESUMO DAS ESPESSURAS DOS TAMPOS

Tampos e (mm) e corrosão (mm) e Total (mm)

Reto 38,7 3 41,7

Elipsoidal 1,0 3 4,0

Toroesferico 1,7 3 4,7

5.6.3.2.11.5 Altura do tampo

Para o diâmetro da coluna de 2,6 m, a altura do tampo será de 650 mm.

5.6.3.2.12 Boca de Visita Superior e Inferior

Para a torre com 2,6 m de diâmetro, o Dbv seria 867 mm.

Distância entre boca de visita e seção recheada será de 500 mm.

Distância entre boca de visita e limite superior da torre será de 600 mm.

5.6.4 Extração com di-isopropil-éter

A corrente a qual deixa o fundo da lavadora é alimentada no fundo da extratora,

enquanto que o solvente (éter di-isopropílico) entra pelo topo da extratora. Essa

configuração de entradas pelo topo e fundo é devido a densidade do solvente ser menor

que a corrente ácido metacrílico. Assim por diferença de densidade ocorre a

movimentação e transferência de massa necessária para extrair o ácido metacrílico da

133

água. Ou seja, o ácido metacrílico passa da fase aquosa (ácido metacrílico e água) para

fase orgânica (ácido metacrílico e solvente).

Essa operação de extração é necessária pois á água e o ácido metacrílico

formam um azeótropo, assim para chegar a especificação glacil (99% de pureza) é

ncessário quebrar a azeotropia.

FIGURA 39 - GRÁFICO TXY ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO

Inúmeros solventes são propostos na literatura, contudo é necessário que o

solvente possua afinidade com a substância que se deseja extrair (ácido acrílico), e que

não “ carregue “ muita água. Outro ponto importante a analisar é a posterior separação

solvente mais ácido metacrílico e solvent mais água ( stripping para recuperação de

pequena fração do solvente).

Todos os pontos de ebulição acima referem-se a pressão atmosférica ( pressão

de operação da coluna), como ácido acético e ácido metacrílico podem dimerizar na fase

134

vapor os equipamentos são operados a baixas pressões e em temperaturas

relativamente baixas.

A figura 40 mostra o diagrama ternário da água, ácido metacrílico e acetato de

etila. O envolope do diagrama não é tão abrangente, quanto de outros aqui

apresentados. Sendo assim, a diferença de composição entre as duas fases não é tão

grande, o que o torna um solvente não tão interessante para aplicação nesse processo.

FIGURA 40 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACETATO DE ETILA

A figura 41 mostra o diagrama ternário da água, ácido metacrílico e acetato de

butila. O envelope do diagrama é mais abrangente, mas o acetato de butila possui ponto

135

de ebulição de 126 ºC, muito próximo aos pontos de ebulição do ácido acético (118 ºC).

Portanto, ele não é um bom solvente.

FIGURA 41 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACETATO DE BUTILA

A figura 42 mostra o diagrama ternário da água, ácido metacrílico e acrilato de

etila. O envolope do diagrama é abrangente, contudo o acrilato de etila possui ponto de

ebulição igual ao do água, impossibilitando um posterior stripping do rafinado para

recuperação de uma parcela do solvente.

136

FIGURA 42 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ACRILATO DE ETILA

A figura 43 mostra o diagrama ternário da água, ácido metacrílico e n-heptano.

O envolope do diagrama é bastante abrangente, contudo o n-heptano forma um

azeótropo com a água numa composição de quase 50% em mol. O que limita muito a

remoção de água na extratora e por isso deixa de ser tão interessante a sua aplicação.

Isto é, muito da água que deveria sair do processo pelo fundo da extratora será carregada

para a primeira destiladora, o que aumentará muito o custo de operação. Além da

necessidade de utilizar mais solvente, pois esse consegue extrair menos ácido

metacrílico devido a sua azeotropia que faz com que fique em uma fase com muita água.

A figura 44 mostra a azeotropia do n-heptano com a água.

137

FIGURA 43 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/N-HEPTANO

138

FIGURA 44 - GRÁFICO TXY ÁGUA/N-HEPTANO

A figura 45 mostra o diagrama ternário da água, ácido metacrílico e tolueno. O

envolope do diagrama é bastante abrangente, contudo o tolueno é um composto muito

perigoso; sendo cancerígena inclusive. Devido a periculosidade seu emprego no

processo foi descartado.

139

FIGURA 45 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/TOLUENO

Outra opção citada na literatura é o éter di-isopropílico, cujo diagrama ternário é

apresentado na figura 46.

140

FIGURA 46 - DIAGRAMA TERNÁRIO ÁGUA/ÁCIDO METACRÍLICO/ÉTER DIISOPROPÍLICO

O éter di-isopropílico possui região de miscibilidade bem abrangente, com linhas

de amarração inclinadas para o ácido metacrílico, afinidade. Isso resulta na formação de

duas fases bem distintas, uma rica em água (corrente de saída do fundo da extratora) e

outra mais rica em solvente e ácido metacrílico (corrente de saída do topo da extratora).

O éter di-isopropílico foi a melhor opção encontrada, não só por aspectos como

de extração e separação, mas também seu preço, não ser tóxico como outros solventes

e ser de fácil de aquisição no mercado.

141

TABELA 45 - VAZÃO DE SOLVENTE POR RETIRADA DE ÁGUA

Alimentação solvente (kmol/hr) Saída Topo (Kmol/hr) Saída Fundo (Kmol/hr)

100 257.913029 36.4286383

150 212.6271 81.7145667

200 184.639145 109.702522

250 166.029517 128.312149

300 152.973586 141.368081

350 143.584874 150.756792

400 136.753989 157.587677

450 131.767357 162.574309

500 128.140817 166.20085

550 125.536957 168.80471

600 123.715771 170.625896

650 122.503498 171.838169

700 121.772229 172.569438

Analisando a tabela 45 decidiu-se por utilizar uma vazão de 450 kmol/h de éter

diisopropílico, pois depois desse valor a retirada de água estabiliza-se. Pode-se perceber

isso, também, pela figura 47.

142

FIGURA 47- VAZÃO DE SOLVENTE POR VAZÃO DE ÁGA RETIRADA

O solvente é reciclado e realimentado com um pequeno make-up devido a

pequenas perdas durante o processo de extração e recuperação do solvente. Quanto a

temperatura e pressão de operação o ideal é que ocorra a baixas pressões para que as

velocidades dos fluidos sejam pequenas e a temperatura a menora possível. Assim a

temperatura da operação é de 40°C para que se possa resfriar a extratora com água e a

pressão de operação de 2 bar (pressão que chega a extratora).

Feita essa análise simulou-se o processo até o momento estacionário. Nesse

ponto o solvente será alimentado em sua azeotropia com a água.

0

20

40

60

80

100

120

140

160

180

200

0 100 200 300 400 500 600 700 800

Ret

irad

a d

e ág

ua

em k

mo

l/h

r

Vazão solvente em kmol/hr

143

FIGURA 48 - DIAGRAMA TXY ÁGUA/ÉTER DIISOPROPÍLICO

Assim o solvente não será separado da água para ser realimentado na extratora,

isto é, sua composição será de 70% éter e 30% de água em mol. Pois sairia caro separar

a água do éter diisopropílico além do ponto de azeotropia e depois usá-lo para extrair o

ácido metacrílico.

Determinação do Equilíbrio Líquido-Líquido – Estágios teóricos de equilíbrio

A corrente aquosa contendo acido acrílico é oriunda da operação de absorção. A

corrente de solvente provém da coluna E-201, que tem o objetivo de recuperar o solvente

da própria operação de extração.

144

A determinação do equilíbrio líquido-líquido para as correntes em questão foi

realizada utilizando-se o software Aspen Plus®. Através do modelo termodinâmico NRTL

– HOC foi possível determinar os estágios teóricos de equilíbrio necessários para a

extração de 99,8% do acido acrílico da corrente aquosa. Foi escolhida uma configuração

de operação em contra corrente, em que a fase mais densa (aquosa) entra pelo topo e

a fase menos densa (diisopropil éter) entra pelo fundo; desta maneira, pela diferença de

densidades, as duas fases estabelecem um maior tempo de contato, percorrendo toda a

coluna e saindo pelas extremidades opostas às suas alimentações.

Procedimentos de iteração foram realizados na simulação da coluna no software,

de modo a obter-se a vazão de solvente e o numero de estágios de equilíbrio ótimos

para a operação, visando sempre uma máxima recuperação de acido acrílico na corrente

rica em diisopropil éter.

Tendo em vista os fatores descritos acima, os resultados gerados pelo Aspen

Plus® podem ser visualizados nas Tabelas 46 e 47.

TABELA 46- RESULTADOS COLUNA DE EXTRAÇÃO E-201

Resultados ELL

Estágios teóricos de

equilíbrio 4

T topo (oC) 41,6

T fundo (o) 44,4

145

Dimensionamento da coluna de extração

5.6.4.2.1 Escolha do tipo de coluna

Uma vez determinado o número de estágios teóricos de equilíbrio, a primeira

etapa de dimensionamento consiste na determinação do tipo de coluna que será

empregada.

Tendo em vista a quantidade de estágios teóricos obtidos, Humprey, J. (1997)

aconselha que para até 10 estágios teóricos, colunas de extração simples podem ser

empregadas. Essas colunas operam de modo em que nenhuma agitação mecânica

forçada é necessária para favorecer o contato entre as duas fases liquidas. Neste grupo

estão inseridos os seguintes equipamentos: colunas de pratos, colunas de spray e

colunas recheadas. No presente projeto optou-se em utilizar uma coluna recheada, a fim

de maximizar a área de contato entre os dois líquidos e também para diminuir a tensão

interfacial entre os mesmos, parâmetro chave para eficiência da separação das fases na

coluna.

5.6.4.2.2 Características do recheio escolhido

Recheio Estruturado Sulzer SMV®, vide Figura 30.

ap = 5 cm2/cm3

Ɛ = 0.93

Material: plástico

146

FIGURA 49 - RECHEIO ESTRUTURADO SULZER SMV PLÁSTICO

5.6.4.2.3 Cálculo da tensão interfacial

A tensão interfacial entre os líquidos é um parâmetro chave no dimensionamento

de uma coluna de extração, pois ele tem relação direta com a separação das fases

aquosa e solvente no equipamento. Ela foi calculada segundo Li e Fu (1991), rotina de

calculo apresentada em Reid e Prausnitz (2004), baseada nos parâmetro de UNIQUAC.

A equação para predizer a tensão interfacial entre duas fases líquidas é tal que:

𝜎 = 3.14 𝑥 109 (1 − 𝑘12) 𝑊12(𝛷1𝐼 − 𝛷1

𝐼𝐼)2

Onde 𝛷1𝐼é dado por:

𝛷1𝐼 =

𝑥1𝐼𝑟1

𝑥1𝐼 + 𝑥2

𝐼𝑟2

147

𝑥1𝐼- é a fração molar do componente 1 na fase rica em componente 1

𝑥2𝐼 - é a fração molar do componente 1 na fase rica em componente 2

r é o parâmetro volumétrico UNIQUAC, sendo dado por:

𝑟 =∑𝜈𝑖𝑅𝑖

Sendo R o parâmetro volumétrico tabelado para cada componente puro e ν o

parâmetro de contribuição de grupos.

𝑊12 é dado por:

𝑊12 =𝑅(∆U12 − ∆U21)

𝑧

Z é o número de coordenação estimado em 10.

R é a constante dos gases ideias, neste caso dado pelo seguinte valor: 8.314 x 107

dyn.cm/mol.K

∆U12 e ∆U21 são parâmetros originários dos parâmetros binários UNIQUAC.

Li e Fu sugerem também o parâmetro k12 que leva em conta o efeito da orientação

das moléculas na tensão interfacial, em que:

𝑘12 = 0.467 − 0.185𝑋 + 0.016𝑋2

Sendo X dado por:

𝑋 = −ln (𝑥1𝐼𝐼 + 𝑥2

𝐼)

Com isto, obteve-se um valor de tensão interfacial de 2,51 dyn/cm.

Os coeficientes de interação binários para a água e para o éter diisopropilico foram

encontrados em DECHEMA.

12.2.1 Cálculo do diâmetro da coluna

148

A rotina de cálculo empregada para o dimensionamento do diâmetro da coluna de

extração recheada é descrita em CHEMICAL PROCESS EQUIPMENTS - CAP. 14 -

EXTRACTION AND LEACHING.

Esta rotina é recomendada para tensões interfaciais abaixo de 10 dyn/cm.

Primeiro definiu-se a fases dispersa e continua. Para o caso de colunas de

recheio, recomenda-se que a fase dispersa seja aquela que possui a maior vazão, sendo

no nosso caso, a fase solvente.

Na tabela 48 segue a lista das variáveis utilizadas na rotina de calculo que será

descrita a seguir:

149

TABELA 47 - LISTA DE VARIÁVEIS - ROTINA DE CÁLCULO DIMENSIONAMENTO COLUNA EXTRAÇÃO LÍQUIDO-LÍQUIDO

A 60 para transferência c -> d

85 para transferência d -> c

ap Área especifica do recheio

B 1 para sistema químico limpo

1,5 para sistema químico com impurezas

C 0,1 para recheios estruturados com pratos bifásicos intermediários

0,2 para recheios estruturados sem prato intermediário

0,3 para recheio randômicos

D Diâmetro da coluna

Uc Velocidade superficial da fase continua

Ud Velocidade superficial da fase dispersa

Zp Altura de recheio entre os distribuidores

σ Tensão interfacial entre os líquidos

Δρ Diferença de densidade entre os dois líquidos

ρc Densidade da fase continua

ρd Densidade da fase dispersa

μd Viscosidade da fase dispersa

μc Viscosidade da fase continua

dvs Velocidade característica da gota

μw Viscosidade de referência

Ɛ Porosidade do leito recheado

ap Area especifica do recheio

A rotina de calculo utilizada é descrita abaixo.

1) Calculo do diâmetro da gota no equilíbrio – dvs

150

2) Calculo dos adimensionais P e H

3) Calculo do Numero de Reynolds

4) Calculo da velocidade característica gota USO

5) Calculo da máxima velocidade superficial da fase continua - inundação – UCf

151

6) Considerando uma velocidade superficial da fase continua igual a 70% da

inundação (70% flooding), calcula-se a área de seção transversal requerida.

𝐴 =𝑄𝑐𝑈𝑐

7) Tendo a área, calcula-se o diâmetro da coluna, tal que:

𝐷 = √4 ∗ 𝐴

𝜋

O resultado encontrado para esta coluna foi de 243 cm.

8) Tendo a área de seção transversal requerida, calcula-se a velocidade superficial

da fase dispersa.

𝑈𝑑 =𝑄𝑑𝐴

9) Determinados o diâmetro e as velocidades superficiais, é possível calcular a altura

equivalente dos estágios teóricos através da seguinte equação.

152

O HETP encontrado foi de 179,2 cm.

10) Multiplica-se o HETP pelo numero de estágios teóricos e obtém-se a altura da

coluna sem os acessórios

𝐴𝑙𝑡𝑢𝑟𝑎 𝑐𝑜𝑙𝑢𝑛𝑎𝑟𝑒𝑐ℎ𝑒𝑎𝑑𝑎 = 𝐻𝐸𝑇𝑃 ∗ 𝑁

Em que,

Altura colunarecheada = 179,2 ∗ 4 = 716,8 cm

Detalhamento da coluna de extração

5.6.4.3.1 Espessura do Vaso E-201

Para a coluna E-201 com diâmetro de 2,4m = 8,5 ft, a espessura do vaso será de

0,001m. Como essa espessura não é econtrada comercialmente em chapas, optou-se

por chapas de 3/16” = 0,0047625 m. Com isso o diâmetro final da coluna L-201 será:

2400 mm + 2.4,7625 mm+ 6 mm de corrosão = 2415,5 mm.

5.6.4.3.2 Bocal de Entrada Líquidos da Extratora E-201

O bocal de entrada de líquidos da E-201 vindos da lavadora L-201 tem as mesmas

dimensões do bocal de saída de líquidos da L-201 já calculado no dimensionamento da

lavadora. Diâmetro igual a 62,7 mm, com diâmetro nominal de 2 1/2’’ STD, SCH 40,

espessura 5,16 mm.

153

5.6.4.3.3 Bocal de Entrada Líquido Solvente


Dmínimo = 0,075 m, e para v = 1 m/s, Dmáximo = 0,129 m. Portanto, Descolhido igual a

0,0779 m, diâmetro nominal de 3’’, STD SCH 40, com espessura 5,48 mm.

5.6.4.3.4 Bocal de Saída Líquido Fase Aquosa



0,035 m, diâmetro nominal de 1 1/4’’, STD SCH 40, com espessura 3,56 mm.

5.6.4.3.5 Bocal de Saída de Líquido Fase Orgânica




5.6.4.3.6 Distribuidor de líquido

De acordo com as especificações já descritas para vaso de pressão e com

catálago da Sulzer, temos q o distribuidor escolhido para a L-201 é o VEG, uma modelo

de distribuidor semelhante ao VEP (Splash Plate Distributor), porém feito de material

154

plástico para materiais corrosivos. Os distribuidores se localizarão nos estágios 1 3, pois

como a e altura da coluna é de 7,16m é necessário utilizar dois distribuidores de líquido

espaçados por aproximadamente 3,5m cada.

FIGURA 50 - DISTRIBUIDOR DA EXTRATORA E-301

5.6.4.3.7 Grade de Suporte

Sabendo que a área superficial, a grade de suporte escolhida é a TEB/TSB.

5.6.4.3.8 Coletor de líquido

155

O coletor de líquido escolhido é o modelo SL da Sulzer Chemtec, para recheios

de até 350 m²/m³ de área superficial.

FIGURA 51 - COLETOR DE LÍQUIDO: VANE COLLECTOR SULZER

5.6.4.3.9 Análise da Calota

Segue os valores obtidos para cada tipo de tampo:

5.6.4.3.9.1 Tampo Reto

Para a análise de qual f utilizar foi considerada a temperatura máxima da coluna

(60 oC) empregando o valor superior mais próximo encontrado na Tabela 27 (100 oC)

obtém-se f = 150. Para os tipos de tampos parafusados tem-se os valores de Cp=0,55 e

De= Dcoluna= 2,4m. Pi é a pressão interna da coluna considerando-a 10% acima da

156

pressão de operação, então Pi = 0,15 N/mm². Calculando, e = 43,8 mm. Considerando

uma sobre espessura de 3 mm, a espessura total fica e = 46,8 m.

5.6.4.3.9.2 Tampo elipsoidal

Considerando os mesmo fatores utilizados para tampo reto, e J=1, e = 1,3 mm.

Com a sobre espessura de 3 mm, espessura é: e = 4,3 mm.

5.6.4.3.9.3 Tampo toroesférico

Para os dados da coluna E-201, Rc = Di = 2,4 m, Rk = Rc.0,06 = 0,144 m. Os

outros parâmetros são mantidos os mesmos dos utilizados para tampo reto. Calcula-se:

e = 2,3 mm, somando a sobre espessura de corrosão de 3 mm temos que e = 5,3 mm.





157



Reto 43,8 3 46,8




Para o diâmetro da coluna de 2,4 m, altura do tampo será igual a 600 mm.

5.6.4.3.10 Boca de Visita Superior e Inferior

A torre tem 2,4 m de diâmetro, o Dbv seria 800 mm.



Foram previstos 3 bocais de visitas para coluna, um no topo, um no fundo e um

no meio.

5.6.4.3.11 Altura da coluna de líquido no fundo e no topo

A altura da coluna de liquido no topo e no fundo foi determinada como sendo a

altura de um estagio teórico. Adotou-se esta hipótese para assegurar que as fases

158

líquidas contínua e dispersa, que saem pelas extremidades da coluna, tenham espaço

para se separar de forma eficiente, gerando uma interface efetiva, para que possam ser

conduzidas ao resto do processo.

Altura líquido topo (mm) =1700 mm

Altura líquido fundo (mm) =1700 mm

5.6.5 Destilação

Após a extração com solvente, ácido metacrílico, ácido acético, solvente e um

pouco de água serão destilados. A operação de destilação é uma boa opção pelo fato

de esses compostos terem diferentes pontos de ebulição e volatilidade relativa.

FIGURA 52 - GRÁFICO PT PARA COMPOSTOS PUROS

O solvente será recuperado com água, devido a azeotropia, no topo da primeira

coluna D-301 de destilação após a extratora. O ácido metacrílico e ácido acético seguirão

159

com um pouco de solvente para mais operações de destilação. É importante ressaltar

que nesse ponto a azeotropia do ácido metacrílico com a água já foi quebrada, assim é

possível obter ácido glacial através da destilação.

Na segunda coluna o produto de fundo é o produto final do processo, ou seja,

ácido glacial. Já a saída de topo é composta por ácido acético e um pouco do solvente

que não foi recuperada na primeira destiladora D-301.

O topo da segunda destiladora D-401 é alimentado na terceira D-402 e última

destiladora é realizada a separação do resto de solvente, o qual vai para a tancagem

para make-up, do ácido acético que pode ser vendido como subproduto do processo de

produção de ácido metacrílico.

Destiladora D-301

A destiladora D-301 tem a função de separar o ácido acrílico e recuperar o

solvente que foi utilizado na extratora.

5.6.5.1.1 Dimensionamento

O dimensionamento da coluna destiladora D-301 foi feito através do método Short

Cut, para ter uma primeira estimativa dos parâmetros da destiladora. Esses cálculos

foram feitos no simulador Aspen Plus e os resultados podem ser vistos na tabela 49.

160

TABELA 49 - RESULTADOS SHORTCUT

Parâmetro Valor Unidade

Razão de refluxo mínimo 0.095322 -

Razão de refluxo 0.114386 -

Número mínimo de estágios 5.632619 -

Número de estágios 36.81542 -

Estágio de alimentação 17.86083 -

Número de estágios acima da

alimentação 16.86083 -

Carga refervedor 1940951 cal/sec

Carga condensador 1139024 cal/sec

Temperatura retificação 93.94705 C

Temperatura esgotamento 204.2134 C

Fração de destilado 0.808909 -

Feito essa primeira análise os parâmetros gerados na simulação foram

abastecidos no modelo rigoroso considerando o equilíbrio na coluna. Nessa etapa foram

feitas especificações de projeto na coluna de forma a perder somente 0,5% de éter

diisopropílico no fundo da coluna e recuperar 99,9% do ácido metacrílico. Para isso

variou-se a razão de refluxo e a fração de destilado. Por fim realizou-se uma análise

sensitiva dessas especificações de projetos. O que resulta em diferentes colunas

destiladoras, cada uma com diferentes pressões, cargas térmicas, razões de refluxo, etc.

O critério de escolha foi dentre as colunas que atendiam melhor as especificações

de projeto a coluna com menor diâmetro interno, assim um menor custo. O simulador

geou mais de 2500 modelos de destiladoras. As cinco principais condições podem ser

vistas na tabela 50.

161

TABELA 50 - POSSÍVEIS DESTILADORAS

Número

simulção Estatus

Perca de

éter

Recuperação

MAA Diâmetro

1430 OK 0.005 0.999 2.57259699

1429 OK 0.005 0.999 2.57259937

1427 OK 0.005 0.999 2.57260204

1428 OK 0.005 0.999 2.57261489

2089 OK 0.005 0.999 2.58215347

2088 OK 0.005 0.999 2.58215499

2087 OK 0.005 0.999 2.58216179

2084 OK 0.005 0.999 2.58218974

2086 OK 0.005 0.999 2.58219324

Analisando a composição ao longo da coluna de destilação obteve-se o seguinte

gráfico presente na 53. A figura 54 apresenta o perfil de temperatura na coluna de

destilação.

FIGURA 53 - GRÁFICO DA COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA

Block B4: Liquid Composition Profiles

Stage

X (m

ole

fra

c)

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 140.00

0.05

0.10

0.15

0.20

0.25

0.30

0.35

0.40

0.45

0.50

0.55

0.60

0.65

0.70

0.75

0.80

0.85

0.90

H2O

ACACETIC

ETER-DI

MAA

162

FIGURA 54 - PERFIL DE TEMPERATURA AO LONGO DA COLUNA DE DESTILAÇÃO

Feito isso partiu-se para o método “rate-based” que leva em conta o recheio da

coluna e a eficiência. Nessa etapa variou-se o tipo de recheio, o número de pratos e o

estágio de alimentação. Os resultados podem ser observados nas tabelas 51 e 52.

TABELA 51 - RESULTADOS PARA DIFERENTES RECHEIOS

Tipo Dia.

(mm)

ap

(m²/m³)

HETP

(m)

D

coluna

(m)

H recheio

coluna

(m)

NFEED mmH2O/m fator de

inundação Recuperação

PALL 25 220 0.556 4.8 13.9 9 10.89 0.79 0.990

PALL 50 120 0.935 3.5 21.505 6 15.93 0.76 0.990

MELLAPAK

125 Y 25 107 1.036 3 22.792 7 10.35 0.78 0.990

MELLAPAK

250 Y 25 211 0.576 3.5 6.336 6 10.28 0.79 0.990

RASCHIG-

PACK 25 255 0.733 2.6 8.796 7 10.26 0.76 0.995

Com isso determinou-se a quantidade de estágios necessários, o gráfico pode ser

visto abaixo.

Block B4: Temperature Profile

Stage

Tem

per

atu

re C

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14100

120

140

160

180

200

220

Temperature C

163

TABELA 52 - POSSÍVEIS NÚMEROS DE ESTÁGIOS, ESTÁGIO DE ALIMENTAÇÃO E PRESSÃO DE OPERAÇÃO

Número

simulação Status

Numero de

estagios

N

FEED Pressão

Recuperação

MAA

1540 OK 19 7 3 0.995226203

1630 OK 20 7 3 0.995225289

1000 OK 13 7 3 0.995220342

910 OK 12 7 3 0.995055811

Gráficos das variações feitas na etapa rate-based podem ser vistos nas figuras

55, 56 e 57.

FIGURA 55 - RECUPERAÇÃO POR NÚMERO DE ESTÁGIOS


VARY 1 B4 PARAM NSTAGE

BM

AA/E

NT

RA

MA

A

2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 22 24 260.60

0.65

0.70

0.75

0.80

0.85

0.90

0.95

1.00

1.05

1.10

1.15

1.20

BMAA/ENT RAMAA

164

FIGURA 56 - RECUPERAÇÃO POR ESTÁGIO DE ALIMENTAÇÃO

FIGURA 57 - RECUPERAÇÃO POR PRESSÃO DE OPERAÇÃO


VARY 2 B4 F FEEDS STAGE

BM

AA/E

NT

RA

MA

A

6.0 6.5 7.0 7.5 8.0 8.5 9.0 9.5 10.0 10.5 11.0 11.5 12.0 12.5 13.0 13.5 14.0 14.5 15.00.60

0.65

0.70

0.75

0.80

0.85

0.90

0.95

1.00

1.05

1.10

1.15

1.20

BMAA/ENT RAMAA


VARY 3 B4 1 P-SPEC PRES BAR

BM

AA/E

NT

RA

MA

A

3.0 3.1 3.2 3.3 3.4 3.5 3.6 3.7 3.8 3.9 4.0 4.1 4.2 4.3 4.4 4.5 4.6 4.7 4.8 4.9 5.0 5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6 5.7 5.8 5.9 6.0 6.1 6.2 6.3 6.4 6.5 6.6 6.7 6.8 6.9 7.00.60

0.65

0.70

0.75

0.80

0.85

0.90

0.95

1.00

1.05

1.10

1.15

1.20

BMAA/ENT RAMAA

165

FIGURA 58 - RECHEIO RASCHING ESCOLHIDO PARA A DESTILADORA D-301

5.6.5.1.1.1 Espessura do Vaso D-301

Para a coluna D-301 com diâmetro de 2,6m = 102,36 in, a espessura do vaso será

de 0,004m. Como essa espessura não é econtrada comercialmente em chapas, optou-

se por chapas de 3/16” = 0,0047625 m. Com isso o diâmetro final da coluna D-301 será:


5.6.5.1.1.2 Bocal alimentação

O bocal de alimentação da destiladora terá a mesma dimensão do bocal da saída

de fase orgânica da extratora E-301. Para uma corrente de entrada líquida, tendo que

QL = 0,0165 m³/s para v = 3 m/s, Dmínimo = 0,083 m, e para v = 1 m/s, Dmáximo = 0,145

166

m. Portanto, Descolhido igual a 0,1023 m, diâmetro nominal de 4’’, STD SCH 40, com

espessura 6,02 mm.

5.6.5.1.1.3 Bocal de Saída de Topo do Vapor

Na D-301 a vazão volumétrica de vapor no topo da torre é Q = 1,86 m³/s, sendo a



comerciais, tem-se o maior diâmetro mais próximo é o de 303,2 mm, diâmetro nominal

de 12”, 40S com espessura 10,3 mm.

5.6.5.1.1.4 Bocal de entrado do refluxo

Tendo a vazão de líquido QL = 0,021 m³/s, pela velocidade máxima de 3 m/s,

Dmínimo = 0,093 m, e pela velocidade mínima de 1 m/s, Dmáximo = 0,161 m. Pela tabela

de bocais comerciais, Descolhido = 154 mm, diâmetro nominal de 6’’, STD SCH 40 com

espessura de 7,11 mm.

5.6.5.1.1.5 Bocal de Saída de Fundo do Líquido


(LLL), que é colocado no mínimo 150 mm acima da linha de tangência inferior (LTI).

No caso da torre D-301, o produto será enviado para a carga da torre T-430,

portanto tc = 3 min. Tendo que QL = 0,00466 m³/s A = 5,31 m², ΔHL = 1,05 m. A altura de

167

líquido está relacionada com a velocidade máxima permissível no bocal através da

fórmula:

𝑣𝑚á𝑥 = 0,35.√2. 𝑔. 𝐻𝐿

Tendo que HL = 150 mm + 160 mm = 310 mm, vmáx = 0,86 m/s. Calcula-se o diâmetro

mínimo do bocal, Dmínimo = 0,08 m. Pela tabela de bocais comerciais: Descolhido =

102,3 mm, com diâmetro nominal de 4’’ 40S, espessura 6,02 mm.

5.6.5.1.1.6 Bocal de entrado do refluxo refervedor


do bocal de saída de vapor do topo. Tendo que QV = 0,0076 m³/s, para v = 30 m/s,

Dmínimo = 0,018 m. Portanto, Descolhido = 20,9 mm, diâmetro nominal de 3/4’’ 40S,

com espessura de 2,87 mm.

5.6.5.1.1.7 Distribuidor de Líquidos

Para esta coluna com recheio randômico considera-se um distanciamento de

aproximadamente 4 m entre um distribuidor e outro, optando-se por colocar um no topo

e outro no estágio de alimentação da destiladora.

A Tabela 41 mostra as vazões específicas de líquido nos estágios que terão os

distribuidores. Sabendo-se estes valores e o diâmetro da coluna (2,6 m) é possível

concluir que o distribuidor utilizado para a D-301 será o VEPW. Este distribuidor pode

ser vizualizado com mais detalhes na Figura 59.

168

FIGURA 59 - DISTRIBUIDOR DE CALHAS MODELO VEP/VEPW (FONTE: SULZER CHEMTECH)

5.6.5.1.1.8 Grade de suporte

A grade suporte escolhida é a TEB/TSB, que é recomendada para áreas


5.6.5.1.1.9 Coletor de Líquido

O coletor de líquido escolhido é o modelo SLR/SLM da Sulzer Chemtech.

5.6.5.1.1.10 Eliminador de névoa

169

De acordo com o item 11.3.3, os parâmetros para o eliminador de névoa para a

coluna D-301, na qual, Qv = 1,86 m³/s, ρL = 833,4 kg/m³ e ρG = 8,23 kg/m³, são: o diâmetro

igual a 1,84 m e a espessura de 100mm.




visualizado na Tabela 53.



Reto 67,1 3 70,1




Para a coluna destiladora D-301, com o diâmetro da coluna de 2,6 m, a altura do

tampo é igual a 650 mm.

170

5.6.5.1.1.13 Boca de Visita Superior e Inferior

A torre tem 2,6 m de diâmetro, o Dbv seria 867 mm.



Destiladora D-401

A destiladora D-401 tem como função a purificação do ácido acrílico até 99,5%.





171

TABELA 54 - RESULTADOS OBTIDOS PARA SHORTCUT


Razão de refluxo mínimo 1.402486

Razão de refluxo 1.682983

Número mínimo de estágios 17.76822

Número de estágios 36.07246

Estágio de alimentação 16.46288


alimentação 15.46288

Carga refervedor 261180.2 cal/sec

Carga condensador 229289.5 cal/sec



Fração de destilado 0.319005

Feito essa primeira análise os parâmetros gerados na simulação foram

abastecidos no modelo rigoroso considerando o equilíbrio na coluna. Nessa etapa foram

feitas especificações de projeto na coluna de forma a obter 99,5% de pureza a partir da

variação da razão de refluxo. Aliado a isso foi feito uma análise sentiva para variar o valor

da especificação de 0,995, isso para ver se seria possível obter a pureza desejada.

172

TABELA 55 - POSSÍVEIS CONDIÇÕES DE OPERAÇÃO PARA A COLUNA DE DESTILAÇÃO D-401

Número da

simulação Status

Valor

especificado

Pureza

Ácido

Metacrílico

Temperatura

topo (°C)

Razão de

refluxo

1 OK 0.98 0.980000475 134.959369 1.87668154

2 OK 0.985 0.985000349 134.685691 2.04110343

3 OK 0.99 0.990000286 134.408289 2.26170706

4 OK 0.995 0.995000002 134.127242 2.63585416

Como pode ser visto na tabela 55 é possível atingir essa especificação. A razão

de refluxo encontrada foi de 2,635.

Devido a quantidade de estágios necessários a simulação ficou pesada e foi

necessário avaliar o efeito da temperatura em relação a pureza separadamente. Os

resultados podem ser vistos na tabela 56. Logo optou-se por operar a coluna a 4 bares.

TABELA 56 - POSSÍVEIS PRESSÕES DE OPERAÇÃO DA DESTILADORA D-401

Número

simulação Status

Pressão

(bar) Pureza

1 OK 2 0.980967984

2 OK 2.5 0.986863977

3 OK 3 0.989263886

4 OK 3.5 0.988961096

5 OK 4 0.995884711

6 OK 4.5 0.995859178

7 OK 5 0.995092439

8 OK 5.5 0.996392015

9 OK 6 0.997437228

173

Após a otimização da coluna, partiu-se para a escolha dos internos.

Primeiramente, segundo Caldas (2007), um bom modo de se determinar a melhor

escolha entre torres de pratos e torres de recheio é pelo parâmetro de fluxo (X) da coluna.

Se X<0,1 deve-se pré-selecionar recheio, se X>0,2 deve-se pré-selecionar pratos e no

caso de 0,1<X<0,2 deve-se verificar ambas as alternativas.


𝑋 =𝐿



e ρ é a densidade do líquido e do vapor de acordo com o subíndice. Para a D-401 os

valores do parâmetro de fluxo encontram-se na Tabela 5.

174

TABELA 57 - HIDRÁULICA DA COLUNA D-401


1 15267.8841 15267.8841 739.044689 10.9848974 0.121916547

2 9288.88508 13488.7157 816.902368 9.96485545 0.076057739

3 8370.74042 12570.571 841.302881 9.36370786 0.070251663

4 7836.60415 12036.4347 842.542765 9.0234224 0.067378248

5 7686.2948 11886.1254 836.324599 8.89590992 0.066693649

6 7721.00566 11920.8363 829.726503 8.87527399 0.066987003

7 7780.02375 11979.8544 825.444676 8.88197218 0.067365898

8 7819.64796 12019.4786 823.152051 8.88979678 0.067609458

9 7840.96316 12040.7938 822.020066 8.89458633 0.06773856

10 7851.40028 12051.231 821.480601 8.89707873 0.067801729

11 7856.34497 12056.1756 821.22755 8.89829558 0.06783169

12 7858.64436 12058.475 821.109913 8.8988727 0.067845664

13 7859.69268 12059.5233 821.055537 8.89914319 0.067852094

14 7860.15923 12059.9899 821.030506 8.89926966 0.067855013

15 7860.35828 12060.1889 821.01904 8.89932902 0.067856312

16 7860.43579 12060.2664 821.013834 8.89935718 0.067856867

17 22559.3544 12634.2918 821.011508 8.48958039 0.181570067

18 22774.2375 12849.1749 821.836396 8.4053153 0.179247424

19 22948.8044 13023.7418 820.535026 8.41974091 0.178494603

20 23117.7035 13192.6409 818.795013 8.46291501 0.178149802

21 23290.2927 13365.2301 817.016345 8.5156135 0.177906209

22 23465.2741 13540.2115 815.314445 8.57167512 0.17769306

23 23638.5753 13713.5127 813.734083 8.62821371 0.177497311

24 23806.0949 13881.0323 812.295652 8.68336261 0.177318194

25 23964.5276 14039.465 811.006438 8.73580333 0.177156702

26 24111.6195 14186.5569 809.865007 8.7846538 0.177013091

27 24246.0737 14321.011 808.864127 8.82940267 0.176886878

28 24367.4049 14442.3422 807.993087 8.86983712 0.176776955

29 24475.7397 14550.677 807.239453 8.90596814 0.176681877

30 24571.6315 14646.5689 806.590317 8.93796219 0.176600061

31 24655.9051 14730.8424 806.033098 8.96608451 0.176529927

32 24729.5348 14804.4722 805.556023 8.99065528 0.176469972

33 24793.5548 14868.4922 805.148371 9.01201772 0.176418826

34 24848.9987 14923.936 804.800561 9.0305161 0.17637526

35 24896.8579 14971.7952 804.504145 9.04648153 0.176338187

175

Nessa etapa variou-se o tipo de recheio, o número de pratos e o estágio de

alimentação. Os resultados podem ser observados na tabela 58.

TABELA 58 - RESULTADO DA SIMULAÇÃO PARA DIFERENTES RECHEIOS PARA A COLUNA DE DESTILAÇÃO D-401

Tipo Dia.

(mm)

ap

(m²/m³) HETP (m)

D coluna

(m)

Hrecheio

coluna

(m)

NFEED mmH2O/m fator de

inundação

Recuperação

de MAA

PALL 25 220 0.556 1.5 18.904 11 16.93923 0.78442487 0.995023451

PALL 50 120 0.935 1.1 28.05 10 22.29662 0.77059579 0.995992831

MELLAPAK

125 Y 25 107 1.036 1 31.08 8 6.553477 0.68791947 0.995299888

MELLAPAK

250 Y 25 211 0.576 1.2 16.128 7 6.29692 0.65029225 0.995149014

Como pode ser observado na tabela 58 o melhor recheio para a coluna é o

MELLAPAK 250Y que apresenta menores proporções da coluna.

FIGURA 60- RECHEIO MELLAPAK 250Y

Para esse recheio as simulções variando número de pratos e estágio de

alimentação podem ser vistos na tabela 59.

176

TABELA 59 - POSSÍVEIS CONFIGURAÇÕES E PRESSÃO DE OPERAÇÃO DA COLUNA DESTILADORA D-401

Número

simulação Status

Numero de

estagios N FEED Pressão Recuperação MAA

1540 OK 19 7 3 0.995226203

1630 OK 20 7 3 0.995225289

1000 OK 13 7 3 0.995220342

910 OK 12 7 3 0.995055811

Alguns perfis importantes como a disposição de cada componente ao longo da

coluna e o perfil de temperatura na coluna podem ser vistos nas 61 e 62,

respectivamente.

FIGURA 61 - COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA D-401

Block B16: Liquid Composit ion Profiles

Stage

X (m

ole

fra

c)

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 300.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.0

H2O

ACACETIC

ETER-DI

MAA

177

FIGURA 62 - PERFIL DE TEMPERATURA DA COLUNA D-401







O bocal de alimentação da destiladora terá a mesma dimensão do bocal da saída

de fase orgânica da extratora D-401. Para uma corrente de entrada líquida, tendo que

QL = 0,0048 m³/s para v = 3 m/s, Dmínimo = 0,045 m, e para v = 1 m/s, Dmáximo = 0,078


Stage

Tem

per

atu

re C

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30135

140

145

150

155

160

165

170

175

180

185

190

195

200

205

210

215

Liquid

Vapor

Interface

178

m. Portanto, Descolhido igual a 0,05225 m, diâmetro nominal de 2’’, STD SCH 40, com

espessura 3,91 mm.


De acordo com o item 11.3.6, segue valores para cálculo do diâmetro do bocal.




comerciais, tem-se o maior diâmetro mais próximo é o de 154 mm, diâmetro nominal de

6”, 40S com espessura 7,11 mm.


Para cálculo do diâmetro do bocal. Tendo a vazão de líquido QL = 0,0042 m³/s,

pela velocidade máxima de 3 m/s, Dmínimo = 0,042 m, e pela velocidade mínima de 1

m/s, Dmáximo = 0,073 m. Pela tabela de bocais comerciais, Descolhido = 52,5 mm,

diâmetro nominal de 2’’, STD SCH 40 com espessura de 3,91 mm.



(LLL), que é colocado no mínimo 150 mm acima da linha de tangência inferior (LTI).

179

No caso da torre D-401, o produto será enviado para a carga da torre D-402,

portanto tc = 3 min. Tendo que QL = 0,00466 m³/s A = 1,13 m², ΔHL = 0,74 m. A altura de

líquido está relacionada com a velocidade máxima permissível no bocal através da

fórmula:

𝑣𝑚á𝑥 = 0,35.√2. 𝑔. 𝐻𝐿



77,9 mm, com diâmetro nominal de 3’’ 40S, espessura 5,48 mm.








aproximadamente 4 m entre um distribuidor e outro, optando-se por colocar 4

distriubuidores.

Sabendo-se estes valores e o diâmetro da coluna (1,2 m) é possível analisar

concluir que o distribuidor utilizado para a D-401 será o VEPW. Este distribuidor pode

ser vizualizado com mais detalhes na figura 63.

180








181

O eliminador de névoa para a coluna D-401, na qual, Qv = 1,86 m³/s, ρL = 833,4

kg/m³ e ρG = 8,23 kg/m³, são: o diâmetro igual a 1,92 o que não é possível logo escolheu-

se um de 1,2m e a espessura de 100mm.




visualizado na Tabela 60.



Reto 35,7 3 38,7




Para o diâmetro da coluna de 1,2 m, a altura do tampo será igual a 300 mm.

182


A torre D-401 com 1,2 m de diâmetro, o Dbv seria 600 mm.

Essa torre terá 5 bocais de visita.



Destiladora D-402

A destiladora D-402 tem como função a recuperar solvente e purificar ácido

acético.





183

TABELA 61 - RESULTADOS PARA SHORTCUT


Razão de refluxo mínimo 0.93357

Razão de refluxo 1.120284

Número mínimo de estágios 13.86597

Número de estágios 30.01264

Estágio de alimentação 16.57075


alimentação 15.57075

Carga refervedor 77366.2 cal/sec

Carga condensador 83187.93 cal/sec



Fração de destilado 0.410224

Feito essa primeria análise os parâmetros gerados na simulação foram

abastecidos no modelo rigoroso considerando o equilíbrio na coluna. Feito isso, partiu-

se para a escolha dos internos. Primeiramente, segundo Caldas (2007), um bom modo

de se determinar a melhor escolha entre torres de pratos e torres de recheio é pelo

parâmetro de fluxo (X) da coluna. Se X<0,1 deve-se pré-selecionar recheio, se X>0,2

deve-se pré-selecionar pratos e no caso de 0,1<X<0,2 deve-se verificar ambas as

alternativas.


𝑋 =𝐿



e ρ é a densidade do líquido e do vapor de acordo com o subíndice. Para a D-402 os

valores do parâmetro de fluxo encontram-se na tabela 62.

184

TABELA 62 - HIDRÁULICA DA COLUNA D-402


1 4805.93326 4805.93326 627.281223 10.4922049 0.129330882

2 2524.99335 4791.63909 627.991422 10.4745231 0.068055999

3 2504.44796 4771.0937 629.205176 10.4483337 0.067642779

4 2478.28983 4744.93558 631.102378 10.4137912 0.067092859

5 2448.15899 4714.80475 633.798218 10.3726691 0.066427156

6 2415.58119 4682.22693 637.317925 10.3271877 0.065672288

7 2381.38812 4648.03383 641.636557 10.2790707 0.064847506

8 2345.44329 4612.08896 646.746115 10.2287568 0.063954598

9 2306.89393 4573.53953 652.716573 10.1757054 0.062978909

10 2264.21014 4530.85569 659.742917 10.1183635 0.06188769

11 2215.07122 4481.71675 668.178394 10.0541922 0.06062764

12 2156.35777 4423.00331 678.559384 9.97971002 0.05912465

13 2084.9776 4351.62315 691.540313 9.89123302 0.057301578

14 1999.73443 4266.37996 707.561658 9.78724062 0.055126546

15 1905.99985 4172.64541 725.981748 9.67249032 0.052725133

16 1811.68952 4078.33518 744.584525 9.55504906 0.05032228

17 5573.88554 3640.70071 760.162128 9.55699034 0.171664513

18 5567.12206 3633.9374 760.68983 9.54679351 0.171624095

19 5549.92352 3616.73849 762.0414 9.52091979 0.17152209

20 5507.33426 3574.14851 765.435535 9.45653914 0.171269742

21 5411.80278 3478.61686 773.451593 9.30626707 0.170650101

22 5237.56317 3304.3776 789.970122 9.00528735 0.169232223

23 5023.77868 3090.59302 815.940739 8.55478727 0.166442403

24 4870.19515 2937.00941 843.507163 8.10110914 0.162505805

25 4812.20585 2879.0204 863.458045 7.78663323 0.158728055

26 4800.59654 2867.41132 874.663213 7.61683556 0.156232748

27 4800.15487 2866.96974 880.13205 7.53588414 0.154926364

28 4799.16798 2865.98288 882.608217 7.49625209 0.154322933

29 4787.50699 2854.32189 883.657851 7.45797873 0.154090184

30 1933.18511 0 883.897345 8.93796219 0

Nessa etapa variou-se o tipo de recheio, o número de pratos e o estágio de

alimentação. Os resultados podem ser observados na tabela 63.

185

TABELA 63 - POSSÍVEIS RECHEIOS PARA A COLUNA D-402

Tipo Dia.

(mm)

ap

(m²/m³)

HET

P (m)

D

coluna

(m)

Hrecheio

coluna

(m)

N

FEED mmH2O/m fator de inundação

PALL 25 220 0.556 0.8 11.12 16 15.8753933 0.760930278

PALL 50 120 0.935 0.6 16.83 12 17.8672588 0.717009703

MELLAPA

K 125 Y 25 107 1.036 0.55 18.65 12 6.17268498 0.675230876

MELLAPA

K 250 Y 25 211 0.576 0.8 8.64 11

12.8712312

3 0.704401479

Como pode ser observado na tabela 63 o melhor recheio para a coluna é o

MELLAPAK 250Y que apresenta menores proporções da coluna.

FIGURA 64 - RECHEIO MELLAPAK 250Y

Para esse recheio as simulações variando número de pratos e estágio de

alimentação podem ser vistos na tabela 64.

186

TABELA 64 - POSSÍVEIS CONFIGURAÇÕES PARA A COLUNA DESTILADORA D-402

Número simulação Status Numero de

estagios N FEED Pureza ácido acético

473 OK 16 10 0.951662428

476 OK 16 13 0.951139933

445 OK 15 11 0.950851114

444 OK 15 10 0.949928023

588 OK 20 9 0.949053138

446 OK 15 12 0.948979272

559 OK 19 9 0.948950571

Assim optou-se por uma coluna de 15 estágios com a alimentação no 11° estágio.

A mesma análise foi feita variando a pressão e chegou-se a uma pressão ótima de 3 bar.

Alguns perfis importantes como a disposição de cada componente ao longo da coluna e

o perfil de temperatura na coluna podem ser vistos nas figuras 65 e 66, respectivamente.

FIGURA 65 - COMPOSIÇÃO AO LONGO DA COLUNA

Block B2: Liquid Composition Profiles

Stage

X (m

ole

fra

c)

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 150.00

0.05

0.10

0.15

0.20

0.25

0.30

0.35

0.40

0.45

0.50

0.55

0.60

0.65

0.70

0.75

0.80

0.85

0.90

0.95

ACACETIC

ETER-DI

187

FIGURA 66 - PERFIL DA TEMPERATURA AO LONGO DA COLUNA











Stage

Tem

per

atu

re C

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15105

110

115

120

125

130

135

140

145

150

155

Liquid

Vapor

Interface

188





comerciais, tem-se o maior diâmetro mais próximo é o de 77,9 mm, diâmetro nominal de

3”, 40S com espessura 5,48 mm.


Tendo a vazão de líquido QL = 0,0018 m³/s, pela velocidade máxima de 3 m/s,

Dmínimo = 0,028 m, e pela velocidade mínima de 1 m/s, Dmáximo = 0,048 m. Pela tabela

de bocais comerciais, Descolhido = 35,0 mm, diâmetro nominal de 1 1/4’’, STD SCH 40




(LLL), que é colocado no mínimo 150 mm acima da linha de tangência inferior (LTI). No

caso da torre D-402, o produto será enviado para a tancagem, portanto tc = 2 min. Tendo

que QL = 0.000634 m³/s A = 0,50 m², ΔHL = 0,23 m. A altura de líquido está relacionada

com a velocidade máxima permissível no bocal através da fórmula:

𝑣𝑚á𝑥 = 0,35.√2. 𝑔. 𝐻𝐿

189



35,0 mm, diâmetro nominal de 1 1/4’’, STD SCH 40 com espessura de 3,56 mm.








aproximadamente 4 m entre um distribuidor e outro, optando-se por colocar 2

distriubuidores.

Sabendo-se estes valores e o diâmetro da coluna (0,8 m) é possível concluir que

o distribuidor utilizado para a D-402 será o VEPW. Este distribuidor pode ser vizualizado

com mais detalhes na Figura 34.

190








191

Para o eliminador de névoa para a coluna D-402, na qual, Qv = 1,86 m³/s, ρL =

833,4 kg/m³ e ρG = 8,23 kg/m³, são: o diâmetro igual a logo escolheu-se um de 1,2m e

a espessura de 100mm.





TABELA 65- RESUMO DAS ESPESSURAS DOS TAMPOS


Reto 20,6 3 23,6




Para o diâmetro da coluna de 1,2 m, altura do tampo igual a 200 mm.


192

Como a torre tem 1,2 m de diâmetro, o Dbv seria 600 mm.

Essa torre terá 2 bocais de visita.



5.7 FORNOS

Os fornos podem ter diversas funções em indústrias, sendo uma delas a função

de aquecer a alimentação de um reator. Os fornos F-101, F-102, F-103, F-201 e F-202

estão presentes na planta de ácido metacrílico, onde os três primeiros estão na unidade

Oleflex™, o forno F-201 é utilizado para aquecimento da entrada dos reatores R-201 e

R-202. O FORNO F-202 é utilizado para aquecimento da corrente de entrada dos

reatores R-203, R-204 e R-305.

5.7.1 Dimensionamento

F-101

A literatura apresenta diferentes métodos para o dimensionamento de um forno,

o método mais consagrado e que será utilizado neste projeto é o de Lobo & Evans,

descrito por KERN (1999).

Os dados utilizados no dimensionamento do forno F-101 podem ser observados

na tabela 66.

193

TABELA 66 - DADOS PARA O DIMENSIONAMENTO DO FORNO

Dados Valores Unidade

Vazao massica 23300 (kg/h)

Vazao molar 591,07 (kmol/h)

Vazao volumetrica 12745 (m3/h)

Temperatura entrada 500 ºC

Temperatura de saída 634 ºC

cp 16,209 (kJ/kmol.K)

Q forno 1283807,58 (kJ/h)

Q forno 356613,22 (J/s)

5.7.1.1.1 Zona Radiante

Para iniciar os cálculos da zona radiativa deve-se estimar um valor de fluxo

médio de calor. Segundo a literatura especializada, para um forno operando com gases

à baixas pressões um valor ótimo de fluxo médio a ser adotado é de 10000 Btu/(h.ft2).

Estima-se, então, um valor para , seguindo a metolodia de Lobo & Evans:

Deve-se ainda multiplicar a equaçãoo acima por 1/F de cada lado:

Os valores de F normalmente se situam entre 0,6 e 0,8, segundo COULSON.

194

Estimou-se um valor inicial de F igual a 0,6 . Obtém-se então um valor de

correspondente à 33333,3 Btu/ (h. ft2).

Estima-se também um valor para a temperatura superficial dos tubos (Tt) na

seção de radiação:

Todos os valores da equação acima devem ser utilizados em ºF, T1 corresponde

à temperatura de entrada da corrente no forno, e T2 é a temperatura de saída. Com os

valores calculados acima é possível ler a temperatura que o gás de combustão deixa a

zona de radiação no gráfico proposto por KERN (1999), apresentado na figura 68.

195

FIGURA 68- TEMPERATURA DE SAÍDA DO GÁS DE COMBUSTÃO NA SEÇÃO DE RADIAÇÃO

Encontra-se uma temperatura de saída do gás de em torno de 1550 ºF.

Inicialmente estima-se uma eficiência para o forno, que neste caso será de

75%. O calor cedido pelo combustível (Qf) será equivalente à carga térmica dividida pela

eficiência:

𝑄𝑓 =𝑄𝑓𝑜𝑟𝑛𝑜

0,75

𝑄𝑓 = 8,98 × 106 𝐵𝑡𝑢/ℎ

196

Para calcular a quantidade de combustível necessária basta dividir este valor

pelo PCI da mistura combustível, que é de 39815 Btu/kg.

𝑚 𝑔á𝑠 =𝑄𝑓

𝑃𝐶𝐼𝑔á𝑠 𝑛𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎𝑙= 40,74 𝐾𝑔/ℎ

Todo forno opera com um excesso de ar, para correntes gasosas recomenda-

se um excesso de 10% de ar. Sabe-se que 1 kg do combustível reage

estequiometricamente com 4,25 kg de ar. Com 10% de excesso teremos:

𝑚 𝑎𝑟 = 𝑚𝑔á𝑠 × 4,25 × 1,1 = 190,49 𝐾𝑔/ℎ

Calcula-se, então, um valor de calor total no forno:

𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 = 𝑄𝑓 + 𝑄𝑎𝑟 − 𝑄𝑤

O calor cedido pelo combustível foi calculado anteriormente. Já calor cedido

pelo ar , que é pré-aquecido à 400 ºF antes da combustão, é dado pela fórmula abaixo:

𝑄𝑎𝑟 = 𝑚𝑎𝑟 × 𝐻𝑎𝑟 = 34172 𝐵𝑡𝑢/ℎ

O calor perdido para as paredes (Qw) corresponde à 2% de Qf. Com isto, chega-

se à um valor de Qtotal de 16,24 x 105 Btu/h.

Estima-se então o diâmetro e o comprimento dos tubos. Para definir o diâmetro

dos tubos adotou-se o critério da velocidade econômica. Estimou-se que o gás escoa

dentro dos tubos à uma velocidade de 30 m/s. Encontrou-se um diâmetro nominal de

tubo de 12 in.

197

Já o comprimento foi estimado com base na literatura de fornos, para fornos

com altas cargas térmicas utilizam-se comprimentos de 9 à 18 metros. Como o forno em

questão possui uma pequena carga térmica o comprimento adotado foi de 5 m ( em

torno de metade do valor de altas cargas térmicas). A área de troca térmica do tubo é

dada por:

𝐴 = 𝜋 × 𝑑𝑜 × 𝐿

Em que do é o diâmetro externo do tubo. Assim, é possível calcular o número

de tubos da zona de radiação:

𝑁𝑡 =𝑄𝑟𝑎𝑑𝑖𝑎çã𝑜

𝐴 × 𝑓𝑙𝑢𝑥𝑜 𝑚é𝑑𝑖𝑜= 9 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠

Determina-se também o Pitch na zona de radiação, que será equivalente à 2

vezes o diâmetro nominal do tubo. Já a área da placa plana fria (Acp) é calculada por:

𝐴𝑐𝑝 = 𝑝𝑖𝑡𝑐ℎ × 𝐿

Em seguida calcula-se a absortividade (α):

Em que x é o espaçamento entre os centros dividio pelo diâmetro externo dos

tubos. Logo x=2.

Em seguida determinam-se as dimensões do forno. O forno adotado é do tipo

caixa, em que os tubos de radiação estão distribuidos nas paredes laterais e cobertura.

Adotou-se uma distância entre os tubos e a parede de 0,35 m. As dimensões da

seção radiativa do forno, com 9 tubos de 12 in, podem ser observadas na tabela 67.

198

TABELA 67 - DIMENSÕES DO FORNO

Dados Valores Unidade

Altura do 4,00 m

Largura da seção

radiativa 5,00 m

Comprimento do

forno 5,00 m

Leq 3,09 m

Leq 10,14 ft

As dimensões do forno seguem a proporção próxima de 1:1:1. Portanto, segundo

Kern, o comprimento equivalente será calculado pelas relações da tabela 68.

TABELA 68 - DIMENSÕES DE FORNOS PROPOSTAS POR KERN, 1999

Calcula-se a seguir a emissividade do gás, que é função da pressão parcial de

dióxido de carbono e água e do comprimento equivalente do forno. A pressão parcial é

dada por:

199

Em que x é o excesso de oxigênio empregado na combustão. Pode-se então

calcular a emissividade dos gases:

Finalmente calcula-se o fator de troca F:

A relação entre a área refratada e área de parede (área total) é dada por:

200

Com todos estes valores calculados encontra-se um novo valor para , o

valor de somatório de Q será o valor de Q calculado para a zona de radiação; já alfa, Acp

e F foram calculados anteriormente.

Divindo por 2 um novo fluxo de calor será encontrado, assim como uma

nova temperatura para os gases de combustão na saída da seção de radiação.

5.7.1.1.2 Perda de carga no forno

A perda de carga no forno é calculada através da fórmula a seguir:

𝑙𝑤 =𝑓 × 𝐿 × 𝑣2

2 × 𝑑 × 𝑔

A velocidade de escoamento foi pré-definida nos itens anteriores. Os gases

passarão pelos tubos percorrendo 4,3 metros.

Já f é calculado por:

𝑓 = 8 [(8

𝑅𝑒)12

+1

(𝐴 + 𝐵)1,5]

1/12

Onde:

𝐴 = {−2.457𝑙𝑛 [(7

𝑅𝑒)0.9

+ 0.27𝜀

𝐷𝑖]}

201

𝐵 = (37350

𝑅𝑒)16

Adotou-se ainda o aço inoxidável AISI 304 como material para o tubo dos fornos,

por suportar temperaturas elevadas. A tabela X com os parâmetros utilizados no cálculo

da perda de carga pode ser observada na tabela 69.

TABELA 69 - PERDA DE CARGA NO FORNO F-101

Perda de carga no forno F-101

Propriedades do fluido Características da linha

Densidade (kg/m3): 5,58 Comprimento equivalente (m): 4,30000

Viscosidade (cP) : 0,03 Rugosidade (ε, mm): 0,01500

Rugosidade relativa (ε/D): 0,00007

Dados de processo

Vazão (m3/h): 12745 Perda de carga (kgf/cm2): 0,11

Diâmetro do tubo (pol): 12,00 Perda de carga (bar): 0,12

Fator de atrito: 0,01 Velocidade (m/s): 30

No de Reynolds: 1051767,71 Tipo de escoamento Turbulento

5.7.1.1.3 Escolha do queimador

O queimador possui a função de liberar combustível e ar para o forno e promover

a sua mistura.

O queimador escolhido para o processo foi o ECOFLAM BLU 2000.1, que opera

exclusivamente com combustíveis gasosos. Seu output máximo é de 2150 kW e seu

output mínimo é de 414 kW.

202

O queimador escolhido pode ser observado na figura 69.

FIGURA 69 - QUEIMADOR DO FORNO F-101

Demais fornos

Para o dimensionamento dos fornos F-102, F-103, F-201 e F-202, foram utilizados

os mesmos passos demonstrados acima.

5.8 TROCADORES DE CALOR

203

TABELA 70 - LISTA DOS TROCADORES DE CALOR DO PROCESSO

Trocador de Calor Função

TC 01 Integração térmica TC 02 Integração térmica TC 03 Resfriamento TC 04 Aquecimento TC 05 Resfriamento TC 06 Refervedor TC 07 Condensador TC 08 Condensador

TC 09 Refervedor TC 10 Condensador

TC 11 Refervedor

Em virtude da grande amplitude de temperaturas presentes na planta para

produção de ácido metacrílico, a unidade em questão é munida com onze trocadores de

calor, sendo três destes do tipo kettle e os outros oito do tipo casco e tubo, (nesta

contagem não está sendo levados em consideração os trocadores de calor em paralelo

ou em série). Dos oito trocadores do tipo casco e tubo, dois são para integração

energética, um destes antes dos reatores Oleflex, para se aproveitar a energia da

corrente de saída destes reatores e outro antes da do reator que fará a conversão do

isobuteno para metacroleína, o qual vai aproveitar a corrente de saída dos reatores R-

203, R-204 e R-205.

O dimensionamento dos trocadores de calor seguiu duas frentes, primeiramente

dados preliminares eram obtidos segundo a metodologia de dimensionamento de

trocadores de calor do Kakaç, obedecendo também as regras heurísticas e após os

dados eram confirmados utilizando o software Aspen Exchanger Design & Rating®

(Aspen EDR®, simplificadamente), da Empresa AspenTech®.

5.8.1 Dimensionamento

204

Vazão mássica do fluido quente

A vazão mássica é obtida através da relação entre o calor total recebido pelo fluido

frio e o calor total recebido pelo fluido quente, os quais podem ser calculados,

respectivamente, pelas duas equações abaixo:

𝑞𝑓 = �̇�𝑓 . 𝑐𝑃𝑓 . (𝑇𝑓𝑠− 𝑇𝑓𝑒

)

𝑞𝑞 = �̇�𝑞 . 𝑐𝐿𝑞

Onde 𝑐𝑃𝑓 é o calor específico do fluido frio e 𝑐𝐿𝑞 é o calor latente do fluido quente

𝑇𝑓𝑒 é a temperatura de entrada do fluido frio (°C), 𝑇𝑞𝑒 : temperatura de entrada do fluido

quente (°C) e por fim �̇�𝑓 e �̇�𝑞 as vazões mássica de fluído frio e quente respectivamente.

. Haja vista que o calor recebido é o mesmo que os calores cedidos têm-se a

seguinte igualdade:

�̇�𝑞 . 𝑐𝐿𝑞 = �̇�𝑓 . 𝑐𝑃𝑓 . (𝑇𝑓𝑠− 𝑇𝑓𝑒

)

Como a única variável desconhecida é a vazão mássica do fluido quente �̇�𝑞, esta

pode ser calculada através da equação abaixo:

�̇�𝑞 =�̇�𝑓 . 𝑐𝑃𝑓 . (𝑇𝑓𝑠

− 𝑇𝑓𝑒)

𝑐𝐿𝑞

Logo, é possível calcular o calor total transferido e em seguida a vazão mássica

do fluido quente.

205

Coeficiente global de transferência de calor

A próxima etapa é encontrar o coeficiente global de transferência de calor a partir

da equação a seguir:

1

𝑈𝐹=

𝑑𝑜𝑑𝑖 . ℎ𝑖

+𝑑𝑜𝑑𝑖

𝑅𝐹𝑖 +𝑑𝑜 . ln(𝑑𝑜 𝑑𝑖⁄ )

2. 𝑘+ 𝑅𝐹𝑜 +

1

ℎ𝑜

Os valores dos coeficientes de transferência de calor por convecção para o vapor

e resistência à troca térmica causada pela incrustação foram obtidos através da

literatura, Kakaç (2011).

Sendo os fluidos que percorrem os tubos corrosivos, é necessário que o tubo seja

constituído de um material inoxidável, no caso SS 304.

Cálculo da diferença de temperatura média representativa

A diferença de temperatura média representativa ∆𝑇𝑀 pode ser calculada a partir

da diferença de temperatura média logarítmica ∆𝑇𝐿, sendo esse valor corrigido por um

fator de correção 𝐹 que depende do número de passes pelo tubo e pelo caso e das

temperaturas de entrada e saída:

∆𝑇𝑀 = 𝐹. ∆𝑇𝐿

Sendo a diferença de temperatura média logarítmica ∆𝑇𝐿:

206

∆𝑇𝐿 =(𝑇𝑞𝑒 − 𝑇𝑓𝑠

) − (𝑇𝑞𝑠 − 𝑇𝑓𝑒)

ln (𝑇𝑞𝑒 − 𝑇𝑓𝑠𝑇𝑞𝑠 − 𝑇𝑓𝑒

)

Cálculo da área, do número de tubos e do diâmetro do casco

Com os valores referentes obtidos anteriormente já é possível se obter área total

dos tubos através da equação abaixo:

𝑄 = 𝐴.𝑈. ∆𝑇𝑀

Depois de calculada a área, já tendo sido estabelecido o diâmetro externo dos

tubos 𝑑0, faz-se necessário escolher um comprimento de tubo 𝐿, e em seguida se obter

o número de tubos.

𝐴 = 𝜋. 𝑑0. 𝐿. 𝑁𝑇

A partir de tabelas contidas em Kakaç (2011) é possível estimar o diâmetro do

casco 𝐷𝑆 a partir do número de tubos, do distanciamento entre tubos, da configuração e

do número de passes pelos tubos

𝐷𝑆 = 0,637. √𝐶𝐿

𝐶𝑇𝑃.

(

𝐴. (𝑃𝑇𝑑0)2

. 𝑑0

𝐿

)

12

Onde 𝐶𝐿 e 𝐶𝑇𝑃 são parâmetros que dependem do número de passes e do arranjo

escolhido. Deve-se atentar que existe uma relação ótima para a razão entre o diâmetro

do casco 𝐷𝑆 e o cumprimento do tubo 𝐿. Segundo Kakaç (2011), o intervalo que a razão

deve estar contida é 1

15<𝐷𝑆

𝐿<1

5·.

207

Cálculo dos coeficientes de transferência de calor por convecção

Todas as variáveis necessárias para o calculo dos coeficientes de transferência

de calor por convecção já foram obtidas, podendo-se assim calculá-los. O coeficiente de

transferência de calor por convecção ℎ𝑖 do fluido que passa pelos tubos pode ser

calculado através da abaixo:

𝑁𝑢 =𝑑𝑖 . ℎ𝑖𝐾𝑞

A condutividade térmica do fluido quente 𝐾𝑞 pode ser encontrada na literatura e o

diâmetro interno 𝑑𝑖 já foi estabelecido anteriormente. Para o cálculo do Nusselt é

necessário o uso de uma correlação específica para um intervalo de Reynolds. No caso

utilizaremos a equação abaixo que satisfaz os intervalos exigidos:

𝑁𝑢 =(𝑓 2⁄ ). 𝑅𝑒. 𝑃𝑟

1,07 + 9. (𝑓 2⁄ )1 2⁄ (𝑃𝑟2 3⁄ − 1)

Onde, 𝑓 é válido para 2300 < Re < 5.106 e 0,5 < Pr < 2000:

𝑓 = (1,58. ln 𝑅𝑒 − 3,28)−2

O número de Reynolds para o fluido quente pode ser calculado através da

equação abaixo

𝑅𝑒 =𝜌𝑞 . 𝑢𝑞 . 𝑑𝑖

𝜇𝑞=𝜌𝑞 . 𝑑𝑖

𝜇𝑞(�̇�𝑞 𝑡𝑢𝑏𝑜

𝜌𝑞 . 𝜋. 𝑑𝑖2 4⁄

) =4. 𝜌𝑞 . 𝑑𝑖

𝜇𝑞 . 𝜋. 𝑑𝑖2(

�̇�𝑞

(𝑁𝑇𝑁𝑃))

208

𝑅𝑒 =4 . �̇�𝑞

(𝑁𝑇𝑁𝑃) 𝜇𝑞 . 𝜋 . 𝑑𝑖

Sendo:

�̇�𝑞 𝑡𝑢𝑏𝑜 vazão mássica que passa por cada tubo

𝑢𝑞 velocidade do fluido quente

𝜌𝑞 densidade do fluido quente

𝜇𝑞 viscosidade do fluido quente

𝑁𝑃 é o número de passes pelos tubos.

O número de Prandt pode ser calculador pela equação abaixo:

𝑃𝑟 =𝐶𝑃𝑞 . 𝜇𝑞

𝐾𝑞

O cálculo do coeficiente de transferência de calor por convecção ℎ𝑜 do fluido que

passa pelo casco, utiliza-se a equação abaixo:

ℎ𝑜.𝐷𝑒

𝐾𝑓= 0,36 (

𝐷𝑒.𝐺𝑆

𝜇𝑓)0,55

. (𝐶𝑃𝑓.𝜇𝑓

𝐾𝑓)1/3

. (𝜇𝑓

𝜇𝑃)0,14

Sendo:

𝐷𝑒 diâmetro equivalente do casco

𝐾𝑓 condutividade térmica do fluido frio

𝐺𝑆 velocidade mássica do fluido frio

𝜇𝑓 viscosidade do fluido frio

𝜇𝑃 viscosidade do fluido frio na temperatura da parede.

Em seguida é possível calcular o diâmetro equivalente 𝐷𝑒 pela equação abaixo.

𝐷𝑒 = 4.(𝑃𝑇

2 − 𝜋. 𝑑𝑜2 4⁄ )

𝜋. 𝑑𝑜

209

A velocidade mássica do fluido frio 𝐺𝑆 é calculada através da equação abaixo:

𝐺𝑆 =�̇�𝑓

𝐴𝑆

Onde 𝐴𝑆 é a área de escoamento do fluido frio e pode ser encontrada pela

equação abaixo:

𝐴𝑆 =𝐷𝑆. (𝑃𝑇 − 𝑑𝑜). 𝐵

𝑃𝑇

Onde 𝐵 é o espaçamento entre as chicanas. Conhecendo-se o comprimento do

casco 𝐿 e o número de chicanas 𝑁𝐶, pode-se calcular o espaçamento:

𝐵 =𝐿

𝑁𝐶 + 1

Segundo Kakaç (2011), o espaçamento entre as chicanas deve estar entre

0,4. 𝐷𝑆 < 𝐵 < 0,6. 𝐷𝑆, dependo do diâmetro do casco 𝐷𝑆.

Cálculo das perdas de carga

A perda de carga nos tubos pode ser calculada segundo a equação abaixo:

∆𝑃 =𝜌𝑞 . 𝑢𝑞

2

2(4. 𝑓. 𝐿. 𝑁𝑃

𝑑𝑖+ 4.𝑁𝑃)

Onde todas as variáveis já foram explicitadas anteriormente, sendo que a

velocidade 𝑢𝑞 pode ser calculada segundo a equação abaixo:

210

𝑢𝑞 =4. �̇�𝑞 . 𝑁𝑃

𝜌𝑞 . 𝜋. 𝑑𝑖2. 𝑁𝑇

Já a perda de carga no casco pode ser encontrada através da equação abaixo:

∆𝑃 =𝑓. 𝐺𝑆

2. (𝑁𝐶 + 1). 𝐷𝑆

2. 𝜌𝑓 . 𝐷𝑒 . (𝜇𝑓𝜇𝑃⁄ )

2

Onde:

𝑓 = exp (0,576 − 0,19. ln 𝑅𝑒𝑆)

Sendo,

𝑅𝑒𝑆 =𝐺𝑆.𝐷𝑒

𝜇𝑓

Com todos os valores obtidos é possível escolher o melhor layout para o trocador

de calor variando o comprimento dos tubos, diâmetro do casco e número de chicanas.

Para corroborar com os valores obtidos, foi o usado o software Aspen Plus, pelo

método rigoroso que consiste na seguinte sequência de atividades:

1. Escolhe-se o fluido a ser operado no tubo e a ser operado no casco. Tal decisão

toma-se pela analise de parâmetro como corrosão, viscosidade, periculosidade

do fluido, vaporização.

2. Definido o local dos fluidos prossegue-se com a escolha do trocador conforme

classe TEMA e verifica-se número de passos no casco e no tubo.

3. Já no programa Aspen Plus V7,1 imputam-se os componentes das correntes e o

modelo termodinâmico.

4. Após este passo serão definidas as condições das correntes, no que diz respeito

à temperatura, pressão, vazão e variável que especifique a composição da

corrente (Ex.: vazão molar ou mássica de cada componente, fração molar ou

mássica de cada componente, etc.)

211

5. Especifica-se a disposição das correntes (co-corrente, contra corrente ou fluxo

cruzado) e alguma condição de saída. Tal simulação proporciona uma estimativa

de área, com a qual se fará a especificação do trocador na extensão do programa

Aspen Plus V7.1.

6. Já na extensão, Aspen Exchanger Design e Rating, escolhe-se o tipo de trocador

(casco e tubo, placa, etc.) e imputam-se os dados das correntes previamente

obtidas.

7. Seleciona-se a posição dos fluidos, a fração de cada componente na corrente e a

condição deles nesta. (se troca calor latente ou só troca calor sensível).

8. Para o caso de casco e tubo prossegue-se com definições de geometria como

configuração TEMA, diâmetro do casco, número de tubos, comprimento e

diâmetro dos tubos internos, espessura do tubo interno, número de passes, tipo

de arranjo, se será usado chicanas ou não (caso afirmativo, define-se o tipo,

distancia entre as mesmas, presença dos tubos na janela, corte), tamanho e

posição dos bocais.

9. Com os resultados, se analisa e se busca através de escolhas mais adequadas

otimizar o trocador, buscando a melhor condição de construção.

10. Caso o trocador seja de placas, se prossegue de maneira semelhante, imputando

todos os dados pertinentes às definições de placas como modelo da placa,

diâmetro do bocal da placa, dimensões da mesma, quantidades de placas.

5.9 VASOS DE PRESSÃO

Os vasos da unidade de produção de ácido metacrilico consistem em vasos de

condensado das destiladoras e tanques pulmão.

A determinação da posição do vaso depende de sua aplicação. Neste processo,

a maior parte deles terá posição. O diâmetro dos vasos leva em conta o volume de um

cilindro acrescido de calotas como é mostrado na equação abaixo:

212

𝑉 =𝜋.𝐷2

42. 𝐷 + 2

𝜋. 𝐷3

24

Isolando D na equação acima tem-se:

𝐷 = √12. 𝑉

7. 𝜋

3

O dimensionamento destes vasos é baseado no tempo de residência do líquido

dentro do vaso. O tempo de residência (“surge time”) é o tempo mínimo requerido, entre

os limites de níveis, para prover uma razoável flexibilidade operacional, os valores para

o tempo de residência das diferentes operações podem ser encontrados na tabela 71.

TABELA 71 - TEMPO DE RESIDÊNCIA EM VASOS (PETROBRAS, 2004)

Surge time

Acumulador vertical : 5

Acumulador horizontal: 5, na vazão de refluxo

15, na vazão de produto para

processo

10, na vazão de produto para

estocagem

Foi considerada ainda, uma altura de 200 mm para o nível máximo de líquido e

para o nível mínimo de líquido para os vasos horizontais como mostrado na figura 70.

Para os vasos verticais o nível mínimo e máximo de líquido foi considerado 100 mm. O

tanque de mistura foi dimensionado para operar com 50% da capacidade.

213

FIGURA 70 - LIMITE SUPERIOR E INFERIOR PARA VASO HORIZONTAL

FIGURA 71 - LIMITE SUPERIOR E INFERIOR PARA VASO VERTICAL

214

5.9.1 Espessura

O cálculo da espessura dos vasos varia de acordo com a pressão de operação

do mesmo. Deste modo, utiliza-se a relação exposta na tabela 72.

TABELA 72 - ESPESSURAS

Di (ft) ts (in) ts (mm)

0 – 4 ¼ 6,35

4 – 6 5/16 7,94

6 – 8 3/8 9,53

8 – 10 7/16 11,11

10 – 12 ½ 12,70

Como todos os vasos têm diâmetro entre 0 e 4 pés, a espessura do vasos é de

6,35 mm.

5.9.2 Bocais dos Vasos

De modo geral os bocais principais de um vaso tem o mesmo diâmetro das

linhas. (CALDAS, 2007)

215

Para o cálculo do diâmetro das linhas foi considerada velocidade econômica

para líquidos de 2 a 3 m/s e para gases de 20 a 30 m/s.

A partir da relação entre velocidade e vazão pode-se encontrar o diâmetro da

tubulação, com o auxílio de tabelas de dimensões de tubos comerciais escolheu-se o

diâmetro mais adequado para tubulação.

𝑄 = 𝑣.𝜋𝐷2

4

Em que:

Q – vazão volumétrica

V – velocidade do fluido

D – diâmetro da tubulação

Segue na tabela 73 os dados referentes aos vasos da planta, no que se refere

as suas dimensões e funções.

TABELA 73 - LISTA DE VASOS DA PLANTA

Vaso Volume (m³) Diâmetro Bocal de

Entrada (polegadas)

Diâmetro Bocal de saída

(polegadas) Função

V 01 5.85 4 4 Armazenar corrente de

topo da Destiladora D-301

V 02 0.56 0.75 0.75 Armazenar corrente de

topo da Destiladora D-401

V 03 0.35 0.75 0.75 Armazenar corrente de

topo da destiladora D-501

V 301 6.51 4 4 Armazenar líquido

proveniente do vaso E-301

V 402 0.86 1 1 Armazenar líquido

proveniente do vaso D-401

216

Para bocais de visita ou de inspeção, o diâmetro é determinado em função do

volume do vaso de acordo com a tabela 74.

TABELA 74 - BOCAIS DE VISITA OU BOCAIS DE INSPEÇÃO

Na tabela 75 estão presentes os dados de diâmetro e comprimento dos vasos.

TABELA 75 - DIÂMETRO E COMPRIMENTO DOS VASOS

Vaso Diametro Vaso (m) Comprimento (m)

V 01 1.16 5.5

V 02 0.85 1

V 03 0.79 0.7

V 301 1.18 6

V 402 0.85 1.5

V 01

O vaso em questão é munido com 2 bocais de inspeção de 500 mm, em virtude

de ter.

217

V 02


de ter.

V 03

O vaso em questão é munido com 2 bocais de inspeção de 2 polegadas, em

virtude de ter.

V 301


de ter.

V 401

218


de ter.

5.10 TRATAMENTO DE EFLUENTES

Os efluentes de qualquer fonte poluidora somente poderão ser lançados, direta ou

indiretamente, nos corpos de água, após o devido tratamento desde que obedeçam às

condições, padrões, exigências e normas ambientais aplicáveis a região.

Esta unidade de produção de ácido acrílico será instalada no estado do Rio

Grande do Sul, porém para efeito de cálculos será adotada a legislação ambiental

vigente no estado do Paraná. A tabela a seguir relaciona os padrões de lançamento que

o efluente deve atender para ser lançado no corpo receptor, o Rio Cai.

TABELA 76 - PARÂMETROS PARA LANÇAMENTO DE EFLUENTES

Parâmetro Efluente

pH 5,0 a 9,0

Temperatura (°C) ≤ 40

Materiais sedimentáveis (ml/L) ≤ 1

Óleos e graxas (mg/L) ≤ 50

Material flutuante ausentes

DBO (mg/L) ≤ 50

DQO (mg/L) ≤ 150

Cobre (mg/L) ≤ 1

Zinco (mg/L) ≤ 5

Nitrogênio amoniacal total (mg/L) ≤ 20

219

Para que o efluente que sai da ETE atenda aos padrões da legislação é preciso

submeter o efluente industrial a processos de tratamento. Esses tratamentos podem ser

físicos, químicos ou biológicos. Os processos físicos são utilizados para retirar do

efluente sólidos suspensos mais grosseiros, enquanto os químicos removem todo tipo

de partícula, sedimento, óleo, matéria orgânica natural e cor através da utilização de

produtos químicos. Já os processos biológicos consistem na decomposição da matéria

orgânica do efluente através de microorganismos (Jordão).

O efluente que chega a ETE é a mistura das correntes 12 e 15 da zona de

separação e 22 da zona de purificação, além do efluente advindo de eventuais

drenagens de linhas que possam haver na unidade. O esgoto gerado nos banheiros,

área administrativa e refeitório da unidade não será tratado nesta ETE. Ele será

destinado a rede municipal de esgoto, pois através de estudo e parceria com a prefeitura

foi concluído que a estação de tratamento municipal tem capacidade suficiente para

absorver este efluente.

O efluente que chega a ETE industrial é constituído em sua maioria por compostos

orgânicos: ácido acético, ácido acrílico, éter diisopropilico, acroleína, hidroquinona, além

de água e os gases diluídos oxigênio, nitrogênio, monóxido e dióxido de carbono. Sendo

o efluente uma solução líquida ácida, sem sólidos suspensos e com compostos em sua

maioria bastante biodegradáveis, a estação de tratamento de efluentes contará apenas

com tratamento biológico. O tratamento terá os seguintes equipamentos principais:

tanque de equalização, tanque de neutralização, tanque de aeração, decantador de lodo

e tanque de lodo.

5.10.1 Tanque de equalização

O tanque de equalização é utilizado para homogeneização do efluente, que vem

de diferentes correntes do processo. Determinando o tempo de residência do efluente

no tanque como 2 horas, o volume do tanque pode ser calculado pela equação:

220

V = Q . tR

Sendo, V o volume, Q a vazão volumétrica do efluente bruto e tR o tempo de

residência do efluente no tanque.

Para a vazão volumétrica de efluente de projeto foi adotado um coeficiente de

segurança de 20% a mais do que a vazão volumétrica de operação para que os

equipamentos da ETE possam absorver variações na vazão do efluente que vem do

processo. Os resultados são representados na tabela 77.

TABELA 77 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE EQUALIZAÇÃO

Vazão de efluente bruto (m³/h) 18,4

Tempo de residência (h) 2

Volume do tanque de equalização (m³) 36,8

Altura útil (m) 3,4

Altura total (m) 3,9

Largura (m)

Comprimento (m)

3,3

3,3

Volume útil (m³) 37

Volume total (m³) 42,5

O tanque de equalização conta ainda com dois misturadores de turbina, para que

o efluente fique homogêneo. O modelo escolhido é o ENVI-AT-15 da EnvironQuip com

motor de potencia de 15 CV cada um e diâmetro da turbina de 0,7 m.

221

5.10.2 Tanque de neutralização

No taque de neutralização é feita a dosagem de químicos para o ajuste do pH do

efluente. Neste caso será feita a dosagem de soda para que o pH seja corrigido de 4

para 7.

Esta operação é importante para que ocorra uma remoção de carga orgânica

adequada no tanque de aeração, sendo necessário que o efluente esteja no pH mais

favorável para a operação. O valor do pH no tanque de aeração deverá estar entre 6,0 e

8,0. Para valores entre 3,0 e 5,0, haverá formação de fungos e má sedimentação de lodo

e já no caso de valores entre 8,0 e 10,0, a transparência da água poderá ser

comprometida, com lodo de aparência amarelo-marrom, características indesejáveis

(KURITA).

O cálculo do volume do tanque de neutralização pode ser calculado analogamente

ao do tanque de equalização. Sendo o tempo de residência estimado em 15 minutos e a

vazão volumétrica a soma das vazões de efluente bruto e de soda dosada para

neutralização.

A vazão de soda necessária para a neutralização foi determinada

experimentalmente através da titulação de soda em uma solução que simulava, em

pequena escala, o efluente produzido industrialmente, com as mesmas concentrações

dos componentes. Foi simulado o efluente numa solução de 100 mL. Inicialmente o pH

era de 3,8 e após a adição de 5 mL de soda em concentração de 5 mol/L o pH se tornou

6,9. Aplicando os resultados obtidos laboratorialmente para a dosagem industrial, onde

será utilizada soda na concentração de 50% (m/m), os resultados dos cálculos podem

ser visualizados na tabela 78.

222

TABELA 78 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE NEUTRALIZAÇÃO

Vazão de efluente bruto (m³/h) 18.4

Vazão de soda (l/h) 16,7

Tempo de residência (h) 0,25

Volume do tanque de dosagem (m³) 4.6



Largura (m)

Comprimento (m)

1,6

1,7

Volume útil (m³) 4,5


A dosagem da soda será feita por meio de uma bomba dosadora. O tanque de

neutralização conta também com um misturador de turbina, para homogeneização. O

modelo escolhido é o ENVI-AT-6 da EnvironQuip com motor de potencia de 6 CV e

diâmetro da turbina de 0,5 m (ENVIRONQUIP).

5.10.3 Tanque de aeração

No tratamento biológico aeróbio, os microorganismos, mediante processos

oxidativos, degradam as substâncias orgânicas, que são assimiladas como "alimento" e

fonte de energia. Dentre os processos aeróbios, o processo de lodo ativado é um dos

mais aplicados e também de maior eficiência (KURITA).

O termo lodo ativado designa o floco produzido num efluente pelo crescimento de

bactérias ou outros organismos, na presença de oxigênio dissolvido, e acumulado em

223

concentração suficiente graças ao retorno de outros flocos previamente formados.

(JORDÃO)

Neste processo o lodo ativado e o efluente são intimamente misturados, agitados

e aerados, em uma unidade chamada de tanque de aeração, para logo após separar os

lodos ativados do efluente, por decantação (em um decantado de lodo). A maior parte

do lodo ativado separado recircula para o processo, enquanto o excesso é retirado para

um tanque de lodo, no caso da aeração prolongada. (JORDÃO)

Os processos de lodo ativado podem ser aeração convencional, aeração

prolongada ou lodo velho, dependendo da idade do lodo. (VON SPERLING 1996)

Na aeração convencional as bactérias no tanque estão em crescimento, há grande

quantidade de comida e pouca de bactérias. Em consequência disso, o lodo removido

necessita de estabilização na etapa de tratamento de lodo, isto porque nesta fase ele

está em processo de digestão, portanto seria necessário um digestor para que as

bactérias terminassem seu crescimento. (VON SPERLING 1996)

A aeração prolongada foi o tipo escolhido para ser utilizado na ETE desta unidade,

pois é similar ao sistema anterior, com a diferença de que a biomassa permanece mais

tempo no sistema (os tanques de aeração são maiores). Com isto, há menos DBO

disponível para as bactérias, o que faz com que elas se utilizem da matéria orgânica do

próprio material celular para a sua manutenção (maior eficiência na remoção da DBO).

Em decorrência, o lodo excedente retirado (bactérias) já sai estabilizado. (VON

SPERLING 1996)

No processo de lodo velho as bactérias começam um processo de canibalismo,

pois a produção ficou muito grande para uma fração de comida bem menor. Não é muito

utilizado. (VON SPERLING 1996)

Na aeração prolongada o lodo tem entre 15 e 30 dias de idade. Neste sistema há

de 2500 a 4000 mg/L de sólidos suspensos voláteis no tanque de aeração e o índice F/M

(comida/microorganismos) está entre 0,07 e 0,15 (kg DBO/KgSSVTA.dia). (VON

SPERLING 1997)

Os valores adotados para o tanque de aeração da ETE da unidade são: idade de

15 dias, sólidos suspensos voláteis (X) de 3000 mg/L e F/M de 0,15. A demanda biológica

224

de oxigênio (So) do efluente bruto foi adotada como sendo a mesma de efluentes típicos

de petroquímicas, de 100 mg/L.

O volume do tanque de aeração pode ser calculado conforme a equação:

𝑉 = 𝑄 . 𝑆𝑜

𝑋 . 𝐹 𝑀⁄

O resultado é apresentado na tabela 79.

TABELA 79 - DIMENSIONAMETNO DO TANQUE DE AERAÇÃO

Vazão de efluente bruto (m³/d) 441.6

DBO efluente bruto (mg/L) 100

Sólidos Suspensos Voláteis no T.A. (mg/L) 3000

Fator Alimento/Microorganismos 0,15

Volume (m³) 98

Altura útil (m) 4.5

Altura real (m) 5,0

Largura (m)

Comprimento (m)

4,5

4,5

Volume Útil (m³) 101

Volume total (m³) 111

225

Necessidade de Oxigênio

No tanque de aeração um dos parâmetros essenciais para uma boa eficiência de

remoção de carga orgânica é uma oxigenação adequada. Para isso, o ar será introduzido

no tanque por meio de difusores.

A quantidade de oxigênio necessária para que os microorganismos oxidem e

estabilizem a matéria orgânica pode ser calculada através da equação:

NO = a’ . (So - S) . Q + b’ . X . V

Em que, NO é a necessidade de oxigênio (Kg/dia) ; S é a DBO do efluente tratado;

a’ é a fração da matéria orgânica removida que é utilizada como energia, adotado 0,52;

b’ é a quantidade de oxigênio utilizada por dia (Kg), por Kg de lodo no tanque de aeração,

para a fase da respiração endógena, adotado 0,12; Q é a vazão volumétrica do efluente

bruto; e V é o volume do tanque de aeração. (RAMALHO)

O resultado e os parâmetros são especificados na tabela 80.

TABELA 80 - NECESSIDADE DE OXIGÊNIO NO TANQUE DE AERAÇÃO

DBO efluente tratado (mg/L) 50


Fração da matéria orgânica removida que é utilizada

como energia

0,52

Qtdade de O2 utilizada por dia (kg), por kg de lodo no

tanque de aeração, para a fase de respiração

endogena

0,12

Necessidade de O2 (kg de O2/ dia) 58265

226

Necessidade de Ar

O sistema de aeração do tanque introduz ar, esta opção é mais usual no processo

de lodos ativados que a introdução de oxigênio técnico. (JORDÃO)

A aeração será promovida por difusores de membrana de bolha fina tipo tubo,

modelo ENVI-AFT-S31000 da ENVIRONQUIP. E a necessidade de ar é calculada de

acordo com a necessidade de oxigênio através da equação 23.4.

NA= NO

% O2 . η . θ

Sendo, % O2 a porcentagem de oxigênio no ar; η o rendimento do difusor tipo

bolha fina e θ a densidade do ar, os valores são apresentados na tabela 81.

TABELA 81 - NECESSIDADE DE AR NO TANQUE DE AERAÇÃO

Necessidade de O2 (kg de O2/ h) 1274

% de O2 no ar 0,21

Rendimento difusor tipo bolha fina 0,15

Densidade do ar (kg/m³) 1,29

Necessidade de ar (m³/h) 59744

Sabendo-se que a taxa de transferência de ar pelos difusores (tx) é de 21 m³/h,

parâmetro determinado pelo modelo de difusor, pode-se saber o número de difusores

(ND) necessários no tanque de aeração fazendo:

227

ND = NA

tx

Assim, o número de difusores será de 2845.

Necessidade de Nutrientes

Nitrogênio e fósforo são os nutrientes auxiliares no crescimento dos

microorganismos responsáveis pela estabilização da matéria orgânica, por isso

assumem um papel importante no tratamento de efluentes. Pela sua necessidade para

o desenvolvimento dos processos biológicos aeróbios requer-se uma relação ótima de

100:5:1 (DBO:N:P). Esta relação deve ser obedecida, pois quando em grande

quantidade o nitrogênio e o fósforo podem causar a eutrofização do efluente. O nitrogênio

também consome oxigênio para realização de seu ciclo bioquímico, portanto deve-se

levar isso em conta em processos aeróbicos de estabilização da matéria orgânica. (VON

SPERLING 1997) Para o ajuste desses parâmetros no efluente serão dosados ureia e

ácido fosfórico. A relação correta de nutrientes para o tanque de aeração desta ETE pode

ser visualizada na tabela 82.

TABELA 82 - QUANTIDADE DE NUTRIENTES


Fósforo total necessário (mg/L) 1

Nitrogenio total necessário (mg/L) 5

228

Como o efluente bruto tem um teor de nitrogênio de 2,1 mg/L, este valor deve ser

abatido da quantidade de nitrogênio que necessita-se adicionar. Além disso, a

quantidade de nitrogênio adicionada ao efluente será menor que o permitido pela

legislação para lançamento no corpo receptor, não sendo então necessário um sistema

específico para desnitrificação do efluente. Portanto o valor real de nitrogênio necessário

é de 2,9 mg/L.

5.10.4 DECANTADOR DE LODO

No decantador de lodo, os flocos biológicos sedimentarão, sendo uma parte

recirculada ao tanque de aeração para ativação do processo e outra parte enviada para

o tanque de lodo. O efluente sobrenadante do decantador, com as características

conforme requeridas pela legislação, segue para o corpo receptor. A área (A) do

decantador pode ser calculado pela equação:

A= Q

t

Sendo, Q a vazão de efluente que vem do tanque de aeração e t a taxa de

aplicação superficial, adotada 0,8 m³/m².h. (METCAL). A altura útil do decantador foi

adotada como 4 m e altura real de 4,5 m. Assim, o dimensionamento do decantador de

lodo pode ser visualizado na tabela 83.

229

TABELA 83 - DIMENSIONAMENTO DO DECANTADOR DE LODO

Vazão de efluente (m³/h) 18,4

Taxa de aplicação superficial (m³/m².h) 0,8

Área decantador (m²) 23

Altura útil (m) 4


Diâmetro (m) 2,7

Volume útil (m³) 92


Excesso de lodo

O cálculo do excesso de lodo (ΔX) que é retirado do decantador e vai para o

tanque de lodo pode ser calculado pela equação:

∆X = X . V

θ

Sendo, X os sólidos suspensos voláteis no tanque de aeração; V o volume do

tanque de aeração; e θ a idade do lodo. Os valores podem ser visualizados na tabela 84.

230

TABELA 84 - EXCESSO DE LODO

Volume util do T.A. (m³) 52,8

Sólidos Suspensos Voláteis no T.A. (g/m³) 3000

Idade do lodo (dias) 18

Excesso de Lodo (g/dia) 8800

Volume de lodo

O volume de lodo (ΔX) que vai para o tanque de lodo pode ser calculado fazendo:

∆V= ∆X

Xr

Sendo ΔX o excesso de lodo e Xr os sólidos suspensos voláteis presentes na

recirculação do lodo para o tanque de aeração. Os valores são apresentados na tabela

85.

TABELA 85 - VOLUME DE LODO

Excesso de Lodo (g/dia) 16785

Sólidos Suspensos Voláteis na recirculação (g/m³) 6000

Volume de Lodo (m³/dia) 1,47

231

Tanque de Lodo

O excesso de lodo gerado vai para o tanque de lodo, onde ele ficará armazenado

apenas por tempo suficiente para que uma empresa terceirizada leve para a destinação

adequada. Esse tempo de residência (tR) do lodo no tanque foi estimado em um máximo

de 5 dias. Assim o volume do tanque de lodo (V) será:

𝑉 = ∆𝑉 . 𝑡𝑅

TABELA 86 - DIMENSIONAMENTO DO TANQUE DE LODO

Volume de Lodo (m³/dia) 2,81

Tempo de Residência (dias) 7

Volume do tanque de lodo (m³) 19,7

Diâmetro (m) 2,5


Altura real (m) 4,5

Volume total (m³) 22

5.11 LAYOUT

5.11.1 Plano diretor

O plano diretor do projeto da planta de produção de ácido metacrílico pode ser

visualizado através em anexo.

232

5.11.2 Normas para definição das dimensões de áreas comuns

Para determinação das áreas de sanitário, refeitório, vestiário e ambulatório foram

seguidas as Normas Regulamentadoras - NR, relativas à segurança e medicina do

trabalho. Conforme a Norma NR 24 (2013), conseguimos definir o numero e

dimensionamento das instalações sanitárias, vestiários, refeitórios. Como a área em que

o Rei do Metacrílico S.A. irá se instalar possui grandes dimensões, foi possível

superdimensionar estas áreas, para que os funcionários possuam um conforto maior

durante o expediente. Além disto, foi projetada também uma área de lazer para os

funcionários.

5.11.3 Layout e Plot Plan

As vistas e projeções do layout e plot plan do projeto de produção de ácido

metacrílico podem ser visualizadas através do ANEXO X. O layout foi desenhado

separado por unidades, e todos eles podem ser vistos com Vistas Superior, Frontal e

Lateral.

5.11.4 Pipe Rack

Pipe racks são estruturas em metal utilizadas para suportar tubulações e cabos

elétricos (instrumentação e de energia). Esta estrutura é a artéria principal de uma

unidade de processo. (GE GAP, 2001)

A altura do pipe rack deve ser suficiente para que haja espaço para os

equipamentos abaixo da estrutura e ruas da planta. Normalmente, a altura mínima de

233

um pipe rack é de 3,050 m (GE GAP, 2001). O pipe rack instalado na planta será duplo,

com a primeira estrutura a 4 metros e a 2ª estrutura a 8 metros do chão.

A largura do pipe rack é determinada a partir da soma das distâncias que devem

ser tomadas de tubo a tubo mais vinte a trinta por cento para futuras expansões. Devido

às grandes dimensões da planta e das tubulaões, o pipe rack terá aproximadamente 6

metros.

5.11.5 Distâncias entre equipamentos

As distâncias entre os equipamentos, tancagem, utilidades, laboratórios, casa de

controle, entre outras foram baseadas nas distâncias mínimas apresentadas por HUNT

et al (1993), as quais são apresentadas na figura 72.

FIGURA 72 - DISTÂNCIAS MÍNIMAS DE LAYOUT

A

1

1-Flare 400 2

2- Administration Buildings 400 M 3

3- Main Plant Substation 400 M NA 4

4 - Fire pumps and station 400 15 30 M 5 B

5 - Truck and rail loading 400 60 60 45 M 6

6 - Utility plants 400 45 30 30 60 M 7

7 - Cooling Towers 400 45 60 30 60 45 15 8

8 - Atmospheric storage tank 400 75 75 105 75 75 75 F 9

9 - Low pressure storage tank 400 105 105 105 15 105 105 75 G 10

10 - High pressure storage tank 400 105 105 105 105 105 105 75 G G 11

11 - Main Plant through roads 400 M 15 7,5 15 15 15 45 45 45 NA 12 C

12 - Dondaries and public roads 400 M 30 15 30 45 30 60 60 60 M NA 13

13 - Fire hydrants and monitors 400 15 15 15 30 15 60 h H H 1,5 1,5 M 14

14 - Main pipe ways 400 30 15 15 45 15 15 45 45 45 3 30 9 NA 15

15 - Main Plant control hous 400 M M M 60 30 30 75 105 105 M 30 15 9 NA 16

16 - Process unit and Batteri unit 400 120 45 90 15 30 30 60 60 60 15 60 M 9 60 60 17

17 - Process unit substation 400 M M 15 45 30 30 60 60 60 M 60 15 9 NA NA NA 18

18 - Hydrocarbon compressors 400 60 45 60 60 30 30 60 60 75 15 60 15 9 NA NA 15 M 19

19 - Desalters 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 9 NA NA 15 M M 20

20 - Reactors 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 15 NA NA 15 9 7,5 M 21 D

21 - Heat exchangers 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 7,5 NA NA 15 M M M M 22 E

22 - Process Pumps above auto ignation 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 9 NA NA 15 7,5 7,5 4,5 M M 23

23 - Process pumps below auto ignation 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 4,5 NA NA 15 M M 4,5 M M M 24

24 - Towers, drums 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 9 NA NA 15 M M 4,5 M M M M 25

25 - Air coolers 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 15 60 15 M NA NA 15 4,5 4,5 4,5 3 4,5 3 3 M 26 J

26 - Unit Pipe Rack 400 60 45 60 60 30 30 60 60 60 3 60 15 M NA NA 4,5 4,5 4,5 15 M M M 3 M NA 27

27 - Process Unit control house 400 M 45 60 60 30 30 75 75 105 M 60 15 9 NA NA M 15 15 7,5 15 15 15 15 15 4,5 NA 28

28 - Fire Heaters 400 75 45 60 60 30 30 60 60 75 30 60 15 15 NA NA 15 15 15 15 15 15 15 15 15 7,5 5 M 29

29 - Unit isolation valves 400 NA 45 60 60 30 30 60 60 60 3 60 15 M NA NA 7,5 15 15 15 15 15 15 15 9 M 7,5 15 M 30

30 - Equipament handling nonflammable 400 45 M M 15 M M 60 60 60 3 15 15 M NA NA M M M M M M M M M M M M M M

DISTANCIAS EM METROS! PROCESS UNITOFF-SITE FACILITIES

234

5.11.6 Elevação dos equipamentos

Os equipamentos devem ser elevados de modo a atender os requisitos de

processo, de operação e de manutenção (HUNT, 1993).

Os trocadores de calor estão sustentados por suportes metálicos a um metro de

altura do chão.

Os reatores e os fornos foram elevados 4 metros do chão de modo a ter espaço

para a tubulação, para a retirada do catalisador e possíveis manutenções. Já a extratora

e a lavadora, bem como as destiladoras, foram elevadas apenas 2 metros para possíveis

manutenções. Todos os vasos são suportados por saias.

5.11.7 Dique

Uma maneira de prevenir possíveis vazamentos dos tanques é a utilização de

diques, os quais são barreiras feitas ao redor do tanque impedindo o escoamento de seu

material para outras áreas.

A altura e comprimento do dique foram calculados de maneira que este contivesse

todo o volume dos tanques. Com isso, para todos os diques do projeto foi considerada

uma altura de 1,5 m.

235

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Methacrylic Acid