AVALIAÇÃO DOS FATORES DETERMINANTES PARA ELABORAÇÃO DE UM PROJETO DE UMA DESTILARIA

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1 Universidade Estadual de Goiás UEG Unidade Universitária de Ciências Exatas e Tecnológicas - UnUCET AVALIAÇÃO DOS FATORES DETERMINANTES PARA ELABORAÇÃO DE UM PROJETO DE UMA DESTILARIA Jonathan Rodrigo Gramacho de Oliveira TRABALHO DE CONCLUSÃO DE CURSO SUBMETIDO AO CORPO DOCENTE DA COORDENAÇÃO DE QUÍMICA INDUSTRIAL DA UNIVERSIDADE ESTADUAL DE GOIÁS COMO PARTE DOS REQUISITOS NECESSÁRIOS PARA A OBTENÇÃO DO TÍTULO DE BACHAREL EM QUÍMICA INDUSTRIAL. ANÁPOLIS, GO BRASIL JUNHO DE 2011 i

2 BANCA EXAMINADORA APROVADO EM / / Prof o. Msc.Lauro Bernardino Coelho Júnior. (ORIENTADOR) Prof o. Msc. Valter Henrique Carvalho da Silva. (MEMBRO) Prof a. Dr a. Orlene Silva da Costa (MEMBRO) ii

3 OLIVEIRA, JONATHAN RODRIGO GRAMACHO DE Avaliação dos Fatores Determinantes para Elaboração de um Projeto de uma Destilaria [Anápolis] 2011 X, 47p. 29,7cm (UnUCET/UEG, Bacharel, Química Industrial, 2011) Trabalho de conclusão de curso - Universidade Estadual de Goiás, UnUCET 1. Etanol. 2. Coluna de destilação. 3. Pratos teóricos. 4. Controle de processo. I. UnUCET/UEG II. Título (série) iii

4 DEDICATÓRIA Dedico este trabalho a Deus e aos meus pais que me apoiaram e me deram a chance de chegar a este momento, também gostaria de dedicar aos meus amigos, conquistados ao longo de anos e minha namorada Rafaela, pois estas pessoas sabem dizer o quanto foi difícil esta jornada. iv

5 AGRADECIMENTO Primeiramente gostaria de agradecer a Deus, por sempre estar me abençoando e nas horas mais difíceis ter me dado sabedoria para superar os obstáculos da vida. Gostaria de agradecer também a minha família, em especial meus pais, por me darem todo o apoio necessário e sempre acreditarem no meu potencial, e em nenhum momento duvidarem que estivesse fazendo as escolhas certas. Agradecer a minha namorada Rafaela sem a qual talvez nunca chegasse a este momento, meus amigos, e a todos os professores, que tive o privilégio de ser um aprendiz. Agradeço ao meu orientador, Lauro Bernardino, e aos professores Emerson Wruck, Guiliano Rangel e a Liviam que me ajudaram a elaborar muitas das peças de meu trabalho. E há todos, meu muito Obrigado. v

6 Resumo do Trabalho de Conclusão de Curso apresentado à UnUCET-UEG como parte dos requisitos necessários para a obtenção do título de Bacharel em Química Industrial. AVALIAÇÃO DOS FATORES DETERMINANTES PARA ELABORAÇÃO DE UM PROJETO DE UMA DESTILARIA JONATHAN RODRIGO GRAMACHO DE OLIVEIRA Orientador: Prof o. Ms. Sci. Lauro Bernardino Coelho Júnior Curso: Química Industrial. A busca por combustíveis renováveis levar ao desenvolvimento da indústria sucroalcooleira, sendo o etanol um dos principais combustíveis desta linha. O processo de obtenção deste combustível é principalmente a destilação, onde para misturas binárias utiliza-se basicamente os métodos de MC Cabe Thiele e Ponchon-Savarit. Para se manter esta operação de forma eficiente é necessário controlar as propriedades da coluna como temperatura, vazão entre outras, para manter o equilíbrio da separação. Para se ter o controle destes parâmetros é necessário a elaboração de um projeto que deve levar em consideração eficiência desejada, e os custos de operação. Utilizou-se então o método gráfico de MC Cabe Thiele para a determinação do número de pratos teóricos otimizando a eficiência e reduzindo o número de pratos, foram testadas diversas frações molares na alimentação em condições termodinâmicas distintas. Observou-se nas condições testadas, que onde a temperatura da alimentação é igual ou inferior a da coluna esta tende a ter uma maior estabilidade, e menor dependência em relação a variações na composição da fração molar na alimentação, podendo desta forma com poucos pratos teóricos separar diversas frações molares. Uma questão fundamental deste processo é a utilização de um sistema de controle com sensores capazes de identificar e corrigir oscilações de maneira eficiente alterando-se os parâmetros básicos, reduzindo assim a interferência do operador. Os melhores resultados utilizam de 2 pratos teóricos na secção do retificado, 1 na secção de alimentação e 2 na secção de esgotamento, para valores de fração molar da alimentação (Xf) variando entre 40% e 55%, e ф = 0.99 ou 1.5. vi

7 Sumário LISTA DE FIGURAS... viii LISTA DE TABELAS... ix LISTA DE SÍMBOLOS... x 1 INTRODUÇÃO REVISÃO BIBLIOGRÁFICA MERCADO DO ÁLCOOL E AÇÚCAR HISTÓRICO DA INDÚSTRIA SUCROALCOOLEIRA ECONOMIA E EXPANSÃO SUCROALCOOLEIRA GOIANA DESTILAÇÃO DESTILAÇÃO EM SISTEMAS BINÁRIOS DESTILAÇÃO EM SISTEMAS DE MÚLTIPLOS COMPONENTES CONTROLES DE PROCESSO TEMPERATURA PRESSÃO SISTEMA DE CONTROLE DE VAZÃO MEDIDORES DE NÍVEL AUTOMAÇÃO ELABORAÇÃO DE PROJETO: VIABILIDADE ECONÔMICA PLANO DIRETOR MATERIAIS E MÉTODOS RESULTADOS E DISCUSSÃO CONCLUSÃO REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS vii

8 LISTA DE FIGURAS FIGURA 1 PRODUÇÃO BRASILEIRA DE CANA-DE-AÇÚCAR - SAFRAS 1975/76 A 2006/ FIGURA 2 PRODUÇÃO MUNDIAL DE ETANOL EM 2004/ FIGURA 3 DESCENTRALIZAÇÃO DA CANA DE AÇÚCAR FIGURA 4 PROJETO DE USINAS SUCROALCOOLEIRAS APROVADAS PELO PROGRAMA PRODUZIR FIGURA 5 REPRESENTAÇÃO DE UM ESTÁGIO DE EQUILÍBRIO (BLACKADDER ET AL., 2004) FIGURA 6 COLUNA DE DESTILAÇÃO (SOUZA ET AL., 2005) FIGURA 7 NÚMERO DE PRATOS TEÓRICOS A PARTIR DO MÉTODO DE MCCABE-THIELE FIGURA 8 LINHA (Q) E RETAS DE OPERAÇÃO (ROR E ROE) FIGURA 9 NÚMERO DE PRATOS TEÓRICOS PELO MÉTODO DE PONCHON- SAVARIT (LIMA ET AL., 2006) FIGURA 10 CONTROLE DE UMA COLUNA DE DESTILAÇÃO (FOUST ET AL., 1982) FIGURA 11 MEDIÇÃO COM TERMOPAR FIGURA 12 CONTROLE DA RAZÃO DE REFLUXO COM MEDIDORES DE TEMPERATURA E VAZÃO FIGURA 13 ESQUEMA BÁSICO PARA COLUNA DE DESTILAÇÃO FIGURA 14 PLANILHA PARA CÁLCULOS DE DESTILAÇÃO FIGURA 15 CURVA DE EQUILÍBRIO COM XF=40 E Φ= FIGURA 16 CURVA DE EQUILÍBRIO COM XF=45 E Φ= FIGURA 17 CURVA DE EQUILÍBRIO COM XF=50 E Ф = FIGURA 18 CURVA DE EQUILÍBRIO COM XF=55 E Ф = FIGURA 19 COMPORTAMENTO DE Φ=0 EM RELAÇÃO ÀS FRAÇÕES DE ALIMENTAÇÃO viii

9 LISTA DE TABELAS TABELA 1 O SETOR SUCROALCOOLEIRO DO BRASIL EM 2009/2010 ALGUNS NÚMEROS... 4 TABELA 2 DADOS VARIADOS TABELA 3 RESULTADOS PARA Φ= TABELA 4 RESULTADOS PARA Φ= TABELA 5 RESULTADOS PARA Φ= ix

10 LISTA DE SÍMBOLOS Xf - FRAÇÃO MOLAR DO COMPONENTE MAIS VOLÁTIL NA ALIMENTAÇÃO. Xd - FRAÇÃO MOLAR DO COMPONENTE MAIS VOLÁTIL NO DESTILADO. Xb - FRAÇÃO MOLAR DO COMPONENTE MAIS VOLÁTIL NO PRODUTO DE FUNDO. α - VOLATILIDADE RELATIVA MÉDIA. Φ - FRAÇÃO LÍQUIDA DA ALIMENTAÇÃO. Rd - RAZÃO DE REFLUXO. q - LINHA DE ALIMENTAÇÃO. ROR RETA DE OPERAÇÃO DO RETIFICADO. ROE RETA DE OPERAÇÃO DO ESGOTAMENTO. x

11 1 INTRODUÇÃO A destilação atualmente se encontra em destaque no cenário mundial sendo considerada a principal operação unitária existente, sendo responsável por uma série de separações de grande importância econômica na indústria química. Hoje esta operação unitária é parte indispensável de toda a produção de combustíveis no mundo, sendo empregadas nas refinarias de petróleo nas usinas para produção de etanol e o Brasil se destaca principalmente no cenário internacional na produção de etanol combustível havendo grande investimento e avanço por colunas de destilação mais eficientes. A coluna de destilação é o local onde irá ocorrer a separação de dois líquidos, esta ocorre através da diferença entre os pontos de ebulição de dois ou mais compostos que formam a mistura a ser separada, apesar de basear nas volatilidades dos compostos, esta se sujeita a várias oscilações de acordo com as condições de entrada e saída de produtos, além de condições externas, sendo necessário atentar a estas variáveis e diminuir ao máximo suas interferências. O número de pratos teóricos é de grande importância na hora de projetar e construir uma coluna para separação de qualquer composto, sua utilização é indispensável e muitas vezes responsável pelo sucesso ou fracasso deste, conhecer o comportamento de uma coluna e prever seu comportamento em diversas situações é indispensável para que o equilíbrio não seja quebrado durante a operação. Tendo em vista a grandiosidade de toda a operação se faz necessário de profissionais capacitados para implementar estes projetos garantindo uma maior eficiência pelo controle dos principais parâmetros como temperatura, pressão, vazão, e perda de calor. Este trabalho tem como objetivo analisar e prever as reações de uma coluna de destilação de acordo com as possíveis variações de temperatura e composição da alimentação que possam ocorrer durante a operação pelo método gráfico e MC Thiele, além de ser capaz de propor uma melhor faixa de sua utilização e alertar quanto a possíveis desestabilizações no equilíbrio do sistema. 1

12 2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA 2.1 MERCADO DO ÁLCOOL E AÇÚCAR HISTÓRICO DA INDÚSTRIA SUCROALCOOLEIRA A introdução da produção de cana-de-açúcar no Brasil ocorreu no século XIV, durante o início do período colonial, tendo já no século XVII tornado-se o maior produtor de açúcar do mundo, com o objetivo de abastecer o mercado europeu durante 150 anos (OLIVEIRA; 2007). Durante a expansão inicial da cana de açúcar ocorreu o avanço da fronteira agrícola sobre áreas naturais, devastando principalmente o bioma Mata Atlântica, hoje com somente 7% de sua cobertura original, e as práticas agrícolas arcaicas geraram mau uso e contaminação das águas destas regiões além da manutenção de relações de trabalho que em muito seguiam as tradições e injustiças do período colonial em formas de trabalho que se assemelhavam a escravidão (OLIVEIRA; 2007). No início da década de 1970, em meio a crise mundial do petróleo surge o Programa Nacional do Álcool (Proálcool), lançado em 14 de novembro de 1975 pelo decreto n , o programa teve como objetivo encorajar a produção do álcool anidro para reduzir a utilização de gasolina pura e a dependência externa do país, juntamente com esse incentivo e a o fato do preço do açúcar estar em queda na época, tal medida foi vista com bons olhos pelos produtores (PRÓALCOOL; 2011). Em 1980 após um novo choque no valor do barril de petróleo, onde a importação de petróleo respondia a 46% da pauta de importações brasileiras, o número de veículos movidos a álcool saiu de 0.46% em 1979 para 26.8% em 1980, chegando a 76.1% em 1986, contudo em 1986 o valor do barril de petróleo caiu abruptamente desestimulando assim os incentivos do governo para produção de etanol, entretanto ainda se incentivava a compra destes carros, isto gerou a crise do etanol nos anos de , neste período o álcool sofre uma alta devido a grande procura e a baixa demanda, como resultado um forte desabastecimento foi registrado em todas as cidades brasileiras, e o Brasil foi 2

13 obrigado a importar metanol de origem fóssil e adicionar 5% de gasolina ao etanol. No início da década de 1990 o governo brasileiro acabou com os descontos no Imposto sobre Produtos Industrializados (IPI) dos carros a álcool, fazendo com que estes praticamente deixassem de ser fabricados (PRÓALCOOL; 2011). Após uma década de estagnação nos anos 90, com a chegada do ano 2000 novamente o álcool voltou a figurar no mercado com grande destaque não somente devido à alta do petróleo, mas agora também com a busca de combustíveis que não emitam, ou emitam em menor quantidade, CO 2 devido a grande preocupação com o meio ambiente, em especial a destruição da camada de ozônio, e a implementação de medidas para a redução da emissão de gases poluidores de acordo com o Protocolo de Kyoto. Agora uma nova onda de crescimento atinge o álcool, visto como principal bicombustível a ser utilizado no mundo as usinas agora buscavam investir na produção do etanol não apenas por incentivo do governo brasileiro mas por enxergarem neste uma grande possibilidade de negócios. Em 2003 foram lançados os veículos flex que podem utilizar tanto gasolina quanto etanol e suas misturas, entre 2003 e 2010 estes veículos tomaram o mercado nacional e são os mais vendidos em todas as montadoras e em praticamente todos os segmentos (PRÓALCOOL; 2011). O Brasil se encontra em um lugar de destaque no cenário mundial quando se trata de bicombustíveis, mais especificamente a indústria sucroalcooleira Hoje o Brasil é líder mundial na produção de cana-de-açúcar e de seus derivados, representando cerca de 1,76% do PIB (Produto Interno Bruto) agrícola nacional em 2008 (EMBRAPA, 2011). Atualmente o parque industrial sucroalcooleiro brasileiro conta com mais de 420 unidades espalhadas por todo o país, na Tabela 1 pode-se visualizar alguns dados deste setor entre 2009/2010 (JORNALCANA, 2011). 3

14 Tabela 1 O setor sucroalcooleiro do Brasil em 2009/2010 alguns números Movimentou Representou Gerou Envolveu Moeu Produziu Produziu Exportou Exportou Recolheu Investiu Possuía R$ 56 bilhões (Produção de Cana, Açúcar, Etanol e Bioeletricidade) 2 % do PIB 4,5 milhões de empregos diretos e indiretos agricultores (produtores independentes de cana-de-açúcar) 610 milhões de toneladas de cana 33 milhões de toneladas de Açúcar 29 bilhões de litros de Etanol 20 milhões de toneladas de açúcar / US$ 9 bilhões 2 bilhões de litros de Etanol / US$ 1 bilhão R$ 14 bilhões em impostos e taxas R$ 8 bilhões/ano 420 Usinas e Destilarias (+ cerca de 40 projetos em andamento) Fonte: Procana (2011), adaptada pelo autor. Durante os últimos anos a produção de cana de açúcar no Brasil tem aumentado consideravelmente, evento este que pode ser observado na Figura 1 (EMBRAPA, 2011). 4

15 Figura 1 Produção brasileira de cana-de-açúcar - safras 1975/76 a 2006/07. Brasil e EUA (Estados Unidos da América) são os maiores produtores mundiais de etanol, sendo que nos EUA tem como sua matéria prima o milho, enquanto o Brasil se utiliza da cana de açúcar. Hoje os dois países são responsáveis por 70% do etanol produzido mundialmente, tal afirmação pode ser constatada pelo volume de etanol produzido por cada país em 2004 e 2005 de acordo com a Figura. 2 (EMBRAPA, 2011). Figura 2 Produção mundial de etanol em 2004/

16 O crescimento da indústria sucroalcooleira fez esta indústria sair das tradicionais regiões de plantio de São Paulo, e Nordeste para encontrar novos estados onde esta cultura possa se desenvolver, essa expansão tem como um dos seus principais receptores o Centro Oeste brasileiro, em especial o estado de Goiás (OLIVEIRA; 2007) ECONOMIA E EXPANSÃO SUCROALCOOLEIRA GOIANA A indústria sucroalcooleira tem crescido amplamente nos últimos anos em Goiás, durante o período da safra de 1999/2000 e 2003/2004 o estado obteve um crescimento de 81% na área plantada com cana de açúcar, esta expansão para o estado pode ser observada na Figura 3 (OLIVEIRA; 2007). Figura 3 Descentralização da Cana de Açúcar. Goiás atualmente possuía cerca de 32 unidades produtoras de etanol e açúcar instaladas até julho de 2009, com perspectiva de crescimento ainda maior nos próximos anos (JUSBRASIL, 2011); de acordo com a secretaria da industria e comércio em 2009 existiam cerca de 27 projetos aprovados pelo programa de isenção de impostos (PRODUZIR) para a instalação de novas usinas no estado, estas usinas estão dispostas de acordo com a Figura 4, mostrando o potencial goiano para a industria sucroalcooleira (CARRIJO, Ed Licys, 2009). 6

17 Figura 4 Projeto de Usinas Sucroalcooleiras Aprovadas pelo Programa Produzir. Como este setor industrial cresce rapidamente nos dias atuais, fica evidente a necessidade de mão de obra qualificada para elaboração de projetos, instalação dos equipamentos e sistemas de controle, para otimizar a destilação industrial (SEBRAE, 2008). 2.2 DESTILAÇÃO A operação Unitária conhecida como destilação, é observada a partir do equilíbrio geral entre líquido-vapor. Para equilíbrios líquido-vapor de dois componentes é comum e necessária uma diferença de composição entre as fases, entretanto quando falamos de compostos azeótropos estes são exceção a 7

18 regra. Pode-se dizer que em geral o vapor é mais rico que o líquido nos compostos voláteis, desta forma, da maneira real, realiza-se cada separação de fase de forma não-isotérmica, onde ebuli-se o vapor e retira-se este continuamente, esta destilação uniforme associada a destilação real ocorre quando vapor escapa de um líquido a uma razão constante, determinada pela razão de entrada de calor (BLACKADDER et al., 2004). As colunas de destilação são equipamentos muito utilizados em sistemas industriais, divididas em destilação de sistema binário e destilação de sistema de múltiplos estágios, (SOUZA et al., 2005) Destilação em Sistemas Binários A destilação de compostos binários é a separação de uma mistura de dois componentes, onde deseja-se obter como vapor o composto mais volátil na forma mais rica e pura possível, retirando o outro componente da mistura na forma líquida. Para esta separação utiliza-se da destilação flash, podendo ser definida como uma separação em um único estágio, sendo considerada uma expansão isoentalpica (Lima et al., 2006). Os sistemas binários se utilizam de métodos gráficos já estabelecidos como o de McCabe-Thiele e Ponchon- -Savarit (McCabe et al. (1985/2001); Perry e Chilton (1980); Coulson e Richardson (1968); Blackadder e Nedherman (1971); Foust et al. (1982)), para o cálculo de número de estágios teóricos de colunas binárias e análise de desempenho de colunas já existentes (SOUZAet al., 2005). Um estágio teórico ou unidade de contato realizará sua tarefa com 100% de eficiência gerando contato entre o refluxo descendente e o vapor ascendente na coluna de destilação de maneira que este estágio deve aceitar as correntes que por ele passarem, equilibrá-las perfeitamente, e passar adiante as duas novas correntes para os próximos estágios, tendo como efeito a seqüência destas unidades o aumento da concentração de um componente na fase líquida e o outro componente na fase gasosa, o esquema de um estágio teórico pode ser observado na Figura 5 (BLACKADDER et al., 2004). Muitas colunas de destilação são divididas em estágios conhecidos como pratos, onde estes são inseridos na coluna em intervalos adequados, sendo que 8

19 todos os pratos são colocados de modo que produzam duas novas correntes ao fazerem contato com as correntes de vapor e de líquido, estes pratos possuem diversos modelos diferentes, entretanto normalmente nestes pratos o líquido é conduzido de um prato ao outro por um condutor ou tubo descenso, trazendo de um prato superior e que por um processo similar deixa este prato para outro prato inferior passando por um vertedouro, este pode ser observado na Figura 5, (BLACKADDER et al., 2004). Figura 5 Representação de um estágio de equilíbrio (BLACKADDER et al., 2004). O número de pratos de uma coluna se baseia no conceito do número de pratos teóricos (estágios de equilíbrio), em um prato teórico admite-se que as correntes que entram e saem do prato estão em completo equilíbrio, havendo tempo e contato suficiente para que as correntes que entram e saem do prato tenham interagido e atingido o equilíbrio antes de deixarem o prato, contudo para os pratos reais estes se desviam deste comportamento de acordo com sua forma e tipo, a partir deste desvio determina-se o rendimento ou eficiência do prato (PEREIRA, Motta Lima, 1999). A eficiência de estágio é um fator de correção para transformar o modelo físico de estágios de equilíbrio em uma aplicação prática para estágios reais, entretanto estas eficiências dependem da taxa de transferência de massa, do tempo e da área de contato, entretanto, estes cálculos são extremamente complicados fazendo com que as tentativas para se determinar a eficiência de um prato através de previsões teóricas ou empíricas seja alvo de várias pesquisas, 9

20 portanto estas correlações são baseadas para um tipo único de equipamento, alem de muitas vezes se limitarem a espécies químicas, portanto as tentativas de se prever as eficiências envolvem muitas aproximações (FOUST et al., 1982). Na determinação dos números de estágios para uma coluna de destilação binária é necessário analisar ao menos duas situações, onde a diferença de temperatura entre o fundo e o topo é pequena ficando entre 10º e 50º C, ou esta diferença pode ser grande sendo superior a 50º C; se a diferença de temperatura for pequena geralmente pode-se considerar que as propriedades térmicas da mistura que se deseja separar mantém-se aproximadamente constante em cada prato da coluna, sendo assim as vazões molares de líquido e vapor são constantes em todos os pratos superiores a seção de alimentação (seção de retificação - SR), e na seção abaixo da alimentação (seção de esgotamento - SE), estas vazões podem ser observadas na Figura 6, (SOUZA et al., 2005). Figura 6 Coluna de destilação (SOUZA et al., 2005). As diferenças entre as vazões nas seções de retificação (SR) e de esgotamento (SE) estão intimamente relacionada com a vazão e com a situação física da alimentação e suas características termodinâmicas a serem introduzidas na coluna, podendo ocorrer de acordo Souza et al. (2005) como líquido frio ou 10

21 sub-resfriado, líquido saturado no ponto de bolha, vapor úmido (mistura líquido/vapor), vapor saturado no ponto de orvalho e vapor seco ou superaquecido. A partir das considerações acima, em que a diferença de temperatura do liquido no fundo e no topo não ultrapasse 50ºC, utiliza-se do método de McCabe- Thiele, este consiste na utilização do diagrama de equilíbrio do sistema, podendo de acordo com Lima et al. (2006) seguir as considerações onde os pontos do gráfico que representam as composições do líquido e do vapor em equilíbrio num mesmo prato teórico estão situados sobre a curva de equilíbrio e os pontos do gráfico que representam a composição do vapor procedente de um prato teórico, em função da composição do líquido que desce do prato imediatamente superior, estão situados sobre as retas de operação das SR e SE (correntes que se cruzam). O número de pratos teóricos é determinado a partir do número de degraus encontrados no gráfico sob o diagrama de equilíbrio, este gráfico pode ser observado na Figura 7 onde se pode observar a necessidade de 4 pratos teóricos, (Lima et al., 2006). Figura 7 Número de pratos teóricos a partir do método de McCabe-Thiele. A metodologia para se encontrar o gráfico da Figura 7 é descrita por Souza et al. (2005) em 6 etapas: 11

22 I- Sobre o diagrama de equilíbrio deve-se traçar a linha q ou linha de alimentação, a partir da Equação 1, onde X F é a fração molar do componente mais volátil na alimentação e φ é a fração líquida da alimentação, podendo ser definida como a relação existente entre a parcela da alimentação que entra na coluna como líquido e a vazão total de alimentação, este valor representa a condição termodinâmica da alimentação da coluna onde se a alimentação ocorrer com líquido frio φ>1, para liquido saturado φ =1, vapor úmido 0< φ <1, vapor saturado φ=0, vapor superaquecido φ <0. (1) II- III- IV- Localizar o ponto de coordenadas (X D, X D ) na diagonal do diagrama. Deve-se traçar a reta de operação do retificado (ROR) unindo o ponto (X D, X D ) ao ponto de coordenadas [ 0, X D / (R D + 1)], onde R D é o valor da razão de refluxo. Localizar o ponto de coordenadas (X B, X B ) na diagonal do diagrama. V- Traçar a reta de operação do esgotamento (ROE) a partir do ponto (X B, X B ) até o ponto determinado pela interseção da ROR com a linha de alimentação (q). Este procedimento é mostrado na Figura 8. 12

23 Figura 8 Linha (q) e Retas de Operação (ROR e ROE). VI- O número de estágios é determinado graficamente. A partir da coordenada (X D, X D ) é traçada uma reta horizontal até a curva de equilíbrio, determinando a composição do vapor que sai do topo da torre (estágio 1) (y1), que está em equilíbrio com o líquido de composição (x1). Do ponto (x1), traça-se uma reta vertical até a ROR e, novamente uma reta horizontal até a curva de equilíbrio, determinando a composição do vapor que sai do segundo estágio (y2), em equilíbrio com o líquido de composição (x2). Estes passos são repetidos até se cruzar a linha de alimentação, quando passam a ter como reta base a ROE, terminando-se quando for atingida, ou ultrapassada, a composição desejada para o produto de fundo, X B. O método de McCabe-Thiele, como mencionado acima, só pode ser utilizado no caso da diferença de temperatura entre o topo da coluna e a base seja menor que 50 0 C, entretanto para situações onde esta diferença é superior a 50 0 C ou as entalpias de líquido vapor e suas vazões molares não são aproximadamente constantes, utiliza-se o método gráfico de Ponchon-Savarit, 13

24 desta forma o número de pratos teóricos encontrados pelo método McCabe- Thiele passa a não ser válido, (Lima et al., 2006).. Para o método Ponchon-Savarit determina-se o número de pratos teóricos a partir de aplicações sucessivas do balanço de massa (BM) e energia (BE), prato a prato, partindo-se das condições terminais da coluna e das propriedades gráficas (regras da alavanca e da adição gráfica de misturas) dos diagramas entalpia/composição (H,h / x,y), (Lima et al., 2006).. O gráfico gerado por este método determina o número de pratos teóricos a partir do número de linhas de amarrações gerada a partir da construção gráfica entalpia/composição, estas amarrações podem ser observadas na Figura 9, (Lima et al., 2006). Figura 9 Número de pratos teóricos pelo método de Ponchon-Savarit (Lima et al., 2006) DESTILAÇÃO EM SISTEMAS DE MÚLTIPLOS COMPONENTES A destilação multicomponente é muito utilizada industrialmente, principalmente para a indústria petroquímica, este método é o utilizado para a separação dos vários componentes encontrados no petróleo, e possui como característica uma ótima opção para a separação destes vários componentes (FOUST et al., 1982). A destilação multicomponente baseia-se nos mesmos princípios da destilação de compostos binários. O projeto ou a análise de uma torre de 14

25 destilação multicomponente utiliza de balanço de massa e entalpia, sendo que freqüentemente pode-se utilizar a hipótese de que a vazão molar interna é constante, sendo assim podem-se desprezar os balanços de entalpia. Em grande parte dos casos esta afirmação é suficientemente correta como para a destilação do petróleo, entretanto há casos onde esta não possui uma base tão firme (FOUST et al., 1982). A concentração de equilíbrio do vapor de um componente não depende apenas de sua concentração no líquido e da pressão, mas depende também da concentração de todos os outros componentes envolvidos na mistura, sendo necessário dados com as relações de equilibro de um componente com todas as variações de concentração dos outros componentes, gerando uma enorme quantidade de dados, fazendo com que sempre que possível crie-se hipóteses simplificadoras (FOUST et al., 1982). Quando os componentes da mistura apresentam semelhanças entre eles, como os hidrocarbonetos do petróleo, é possível admitir relações como a lei de Henry ou de Raoult, esta hipótese relaciona a composição do vapor de um componente com a sua concentração na fase líquida, mediante uma constante que não depende das espécies ou das quantidades dos outros compostos presentes, entretanto em muitos sistemas estas hipóteses não são válidas (FOUST et al., 1982). Quando tratamos de colunas onde haja apenas uma corrente de carga sendo uma corrente de produto destilado e outra de produto de cauda, a mistura multicomponente e fracionada em duas frações, onde o produto de cauda contém os componentes mais pesados e o produto destilado contém os compostos mais voláteis. Entretanto os componentes com peso e volatilidade intermediária aparecem no produto destilado e no produto de cauda em frações não desprezíveis (FOUST et al., 1982). A destilação multicomponente é determinada entre dois componenteschave, denominados de chaves de destilação. O componente mais volátil dos dois é chamado de chave leve, já o menos volátil de chave pesada, os dois compostos são compostos com volatilidade intermediária, sendo que a chave leve é o composto intermediário onde sua maior fração é encontrada no destilado, 15

26 enquanto a chave pesada tem sua maior parte presente na cauda, sendo assim estão presentes em pequenas quantidades no destilado (FOUST et al., 1982). O número de estágios mínimos com refluxo total é estimado pela equação 2 (equação de Fenske) onde i e j são quaisquer dois componentes, e o parâmetro α ij é um valor médio de α determinado na média das temperaturas do topo e da base da coluna (FOUST et al., 1982). (2) A distribuição exata dos componentes e suas frações só podem ser definidas através de cálculos rigorosos de estágio a estágio. Um método para se estimar a distribuição dos componentes é baseado na equação de Fenske, entretanto esta equação só é considerada exata quando a volatilidade relativa é constante e o refluxo é total. Na prática α varia de acordo com a temperatura ao logo da coluna, entretanto esta variação geralmente é pequena, mas se necessário pode-se utilizar a média de α encontrado (FOUST et al., 1982). Os cálculos devem ser feitos estágio a estágio, e estes estão baseados nos cálculos de ponto de bolha e ponto de orvalho acoplado aos balanços de massa, para se calcular a composição de equilíbrio líquido-vapor. Em cada estágio é necessário conhecer os valores das constantes de equilíbrio na vaporização (K), na temperatura de equilíbrio do estágio, sendo que esta temperatura é determinada através de tentativas (FOUST et al., 1982). Após ter obtido o valor de K para a temperatura de equilíbrio do prato, utiliza-se um balanço de massa entre qualquer estágio e uma extremidade da coluna, obtém-se como resultado uma reta de operação idêntica a reta de operação para destilação de compostos binários para qualquer componente i na seção de retificação, este método pode ser utilizado para a resolução de vários problemas (FOUST et al., 1982). As colunas de destilação, independentemente de serem projetadas utilizando-se de métodos para destilação binária ou multicomponente, necessitam de grande atenção para com os controles dos parâmetros internos da coluna, pois esta é considerada uma etapa crítica e está sujeita à alterações no equilíbrio de 16

27 acordo com as perturbações ocorrentes na alimentação, desta forma a instrumentação da coluna se faz necessária para se alcançar o equilíbrio de maneira mais rápida, pois enquanto este não se encontra nos parâmetros adequados os produtos gerados pela coluna se mantém fora das especificações (PANISSA, 2003). 2.3 CONTROLES DE PROCESSO. A implantação de um sistema de controle requer a otimização da planta de produção, a implantação de um controle de processo possui um custo elevado e não se faria útil se este processo não for otimizado, sendo assim após a etapa de otimização define-se a estratégia de controle a ser implementada, nesta etapa são especificadas as variáveis a serem controladas, a serem manipuladas e toda a instrumentação necessária (sensores, válvulas, etc.) (TEIXEIRA, 2003). De acordo com Teixeira (2003) os principais objetivos do controle de processo na operação de unidade industrial estão relacionados com a finalidade de suprimir a influência das perturbações, estabilizar o estado operacional de um processo e otimizar o seu desempenho. As colunas de destilação necessitam de um controle cuidadoso para que a coluna se mantenha estável e com a composição desejada. As colunas de destilação industriais são controladas automaticamente mediante sistemas elétricos (método eletropneumático intuitivo, método de seqüência mínima e método de seqüência máxima) e pneumáticos puros (método pneumático intuitivo, método cascata e método passo a passo tradicional) utilizando de CLP s (controladores lógico programáveis), estes sistemas são bastante complexos e geralmente possuem um computador central de onde um operador pode verificar e acompanhar as informações gerais. Este sistema requer do operador uma supervisão mínima, pois este é capaz de contornar as flutuações inesperadas das variáveis do sistema, pode-se observar um sistema de controle na Figura 10 (FOUST et al., 1982); (NEGRI, 2001). 17

28 Figura 10 Controle de uma Coluna de Destilação (FOUST et al., 1982). O controle da coluna apresentado na Figura 10 possui um esquema relativamente simples para manutenção da estabilidade da coluna e pureza desejada dos produtos. A pressão da coluna é mantida através do controle da temperatura da água de arrefecimento no condensador, se aumentar a vazão de água de arrefecimento, aumenta-se consideravelmente a taxa de transferência de calor no condensador e diminui a temperatura de condensação, o que provoca a diminuição da pressão devida parte deste condensado retornar a coluna pelo refluxo (FOUST et al., 1982). A pureza do destilado é mantida através do controle da temperatura num prato da seção de retificação, se a mistura utilizada for binária a temperatura determina univocamente a composição, sendo assim se a temperatura estiver muito elevada, ocorrerá um aumento na concentração do menos volátil na seção de retificação, sendo assim para retornar ao equilíbrio, o controlador de temperatura aumenta a vazão do refluxo para diminuir a temperatura na seção de retificação e melhorar a separação naquele estágio retomando assim o equilíbrio 18

29 e diminuindo a concentração do menos volátil no prato de controle da seção de retificação (FOUST et al., 1982). O líquido do condensador é acumulado num tambor de refluxo, tambor este que possui um controlador de nível que ao exceder um nível pré-determinado libera a válvula de escape do produto destilado até que o nível retorne ao nível especificado (FOUST et al., 1982). Na base deve-se haver um nível de líquido constante para que o refervedor funcione adequadamente, para o esquema apresentado na Figura 10 a taxa de vazão do vapor de água é mantida num valor pré-determinado que fixa o refluxo do vapor em função da taxa de injeção de carga, entretanto este pode ser melhorado com a inserção de um sistema de controle de fluxo de vapor controlado pela temperatura num prato da seção de esgotamento de maneira similar a utilizada para controlar a vazão de refluxo, desta forma tem-se um controle mais seguro da pureza do produto de cauda (FOUST et al., 1982). Outras variações na coluna podem ocorrer mesmo esta funcionando em regime permanente, como uma variação na composição da alimentação ou uma queda na temperatura da coluna provocada por uma tempestade súbita, se esta não tiver um isolamento térmico, isto geraria uma alteração na perda térmica da torre, neste caso pode se revestir a torre para que esta não sofra a influência dos intempéries externos, outros problemas podem aparecer durante as partidas e as paradas de um processo químico, nestes casos talvez seja necessário um controle mais direto do operador (FOUST et al., 1982) TEMPERATURA Historicamente a temperatura tem sido utilizada como principal variável medida no monitoramento e controle de separação em colunas de destilação, este fato se justifica, pois os instrumentos de medição de temperatura são simples, tem resposta rápida, relativamente barata, segura e não requerem um complicado sistema de amostragem, estes fatos fazem com que em torno de 75% das colunas de destilação utilizem da temperatura para inferir na qualidade da separação (KALID, 2000). 19

30 Os instrumentos de medição de temperatura, são divididos em duas classes de acordo Pessa et al. (1996): I. Instrumentos nos quais o elemento medidor de temperatura está em contato com o objeto do qual se deseja obter a temperatura (transferência de calor por condução), com estas características temos os seguintes modelos: Termômetro à dilatação de líquido; Termômetro à dilatação de gás; Termômetro à tensão de vapor saturante; Termômetro à dilatação de sólido; Termômetro à resistência elétrica; Termômetro à par termo elétrico. II. Instrumento nos quais o elemento sensível não esta em contato com o objeto a se medir a temperatura (transferência de calor por radiação), com estas características podemos citar os seguintes modelos: Pirômetros à radiação; Pirômetros ópticos. Os modelos mais utilizados de medidores de temperatura em sistemas industriais, como destilarias, caldeiras, reatores e estufas, são os termômetros tipo termoresistências e termopares, estes possuem diversas vantagens e desvantagens, o que determina qual devemos utilizar dependendo de sua utilização (PESSA et al., 1996). As termoresistências ganharam espaço para sua utilização industrial devido suas condições de alta estabilidade mecânica e térmica, resistência a contaminação, baixo índice de desvio pelo envelhecimento e tempo de uso, estas características o credenciou como sensor padrão internacional para medição de temperaturas na faixa de -270ºC à 660ºC em seu modelo de laboratório (PESSA et al., 1996). 20

31 O princípio de funcionamento das termoresistências se baseia no princípio de variação da resistência em função da temperatura, tendo como matérias mais utilizadas em sua fabricação a platina, cobre e níquel, devido características como alta resistividade permitindo assim uma melhor sensibilidade do sensor, alto coeficiente de variação de sua resistência de acordo com a temperatura e ter rigidez e ductibilidade (PESSA et al., 1996). As vantagens e desvantagens das termoresistências de acordo com Pessa et al. (1996) podem ser observadas abaixo: I. Vantagens: Possuem maior precisão dentro da faixa de utilização em comparação aos outros sensores; Com ligação adequada não existe limite para a distância de operação; Dispensa a utilização de fiação especial para ligação; Se adequadamente protegido permite sua utilização em qualquer ambiente; Tem boas características de reprodutibilidade; Em alguns casos substitui o termopar com grande vantagem. II. Desvantagens: São mais caros que os sensores utilizados nesta mesma faixa; Deterioram-se com mais facilidade caso haja excesso na sua temperatura máxima de utilização; Temperatura máxima de utilização de 630ºC; É necessário que todo o corpo do bulbo esteja com a temperatura equilibrada para uma medição correta; Alto tempo de resposta. 21

32 O Termopar consiste em dois condutores metálicos, de natureza distinta, na forma de metais puros ou de ligas homogêneas, estes fios são soldados em um extremo chamado de junta quente ou junta de medição, os fios são levados a um instrumento de medição de força eletro motriz (f.e.m.) fechando um circuito elétrico por onde circula a corrente, o ponto onde os fios do termopar se conectam é chamado de junta fria ou de referência (PESSA et al., 1996). O aquecimento da junção de dois metais gera o aparecimento de uma f.e.m., este fenômeno é gerido pelo efeito Seebeck, efeito este que propiciou a utilização de termopares para a medição de temperatura, nas aplicações práticas um termopar se apresenta de acordo com a Figura 11 (PESSA et al., 1996). Figura 11 Medição com Termopar. Os termopares apresentam várias vantagens para justificar sua utilização, dentre as citadas por Pessa et al. (1996) estão: Estabilidade na Força eletro motriz; Resistência mecânica, estes modelos resistem a choques térmicos, pressões externas, serem torcidos ou estirados, dobrado, achatado e mesmo nestas situações não perde suas propriedades termoelétricas; 22

33 Dimensão reduzida, existem termopares com diâmetro externo de até 1 mm; Impermeabilidade à água, óleo e gás; Facilidade na instalação; Adaptabilidade; Resposta rápida; Resistência a corrosão PRESSÃO Os sistemas de controle de destilação geralmente são projetados para que a pressão interna da coluna se mantenha constante, pois se esta variável for alterada ocorreria uma alteração na curva de equilíbrio líquido-vapor dos compostos a serem separados e conseqüentemente a operação da coluna deve ser alterada (KALID, 2000). A pressão dentro da coluna de destilação deve se localizar entre os dois extremos, pois uma pressão muito alta dificultaria com que o composto mais volátil passasse para a fase de vapor, e uma pressão muito baixa faria com que a quantidade do menos volátil na faze vapor aumentasse na mesma temperatura, desta forma a pressão deve ser definida e constante dentro da coluna, sendo que esta é diretamente influenciada pelas vazões de entrada e saída da coluna (KALID, 2000). A definição da pressão de operação de uma coluna de destilação é feita basicamente levando em consideração o fator econômico, onde para uma pressa mais elevada o condensador utilizado seria menor, entretanto seria necessário um refervedor maior, já para uma pressão baixa seria necessário um condensador maior, e um refervedor pequeno, e somente depois de definido a pressão de trabalho da coluna deve se calcular o número teórico de pratos e a temperatura de trabalho da coluna, pois o equilíbrio líquido-vapor é alterado pela pressão (KALID, 2000). 23

34 Para se ter o controle da coluna e da qualidade de seu produto é necessário conhecer a pressão em que este equipamento está trabalhando, para isso o mais utilizado medidor de pressão para estes equipamentos são os manômetros de diafragma com algumas precauções em sua utilização e garantia que possa ter uma vida útil longa, algumas destas precauções são citadas abaixo são descritas por Pessa et al. (1996). Não ultrapassar 2/3 de sua pressão máxima quando a pressão for constante; Não ultrapassar a metade de sua pressão máxima quando a pressão variar muito; Se este for submetido a golpes de aríete, ou a variações de pressão bruscas ele deve ser munido de um amortecedor eficaz de choques; Não deve ser submetido a uma temperatura superior a que se possa tocar no medidor, se este for o caso deve-se haver um sifão ou serpentina de resfriamento SISTEMA DE CONTROLE DE VAZÃO A manutenção da qualidade dos produtos de topo e de fundo está intimamente relacionada com o controle das vazões de entrada e saída da coluna de destilação para este controle utiliza-se de controladores de vazões escravos em um sistema de controle em cascata para determinar as vazões existentes na coluna, para colunas de compostos binários utiliza-se do fator temperatura (controlador intermediário) para controlar estas vazões (KALID, 2000). O sistema em cascata tem como característica uma variável alterar o set point do controle de outra variável no processo, desta forma a temperatura altera a vazão de refluxo da coluna de destilação, esta forma de controle é indicada para sistemas onde uma das variáveis é difícil de ser controlada, devido variação de outras variáveis no sistema (PESSA et al., 1996). 24

35 O exemplo deste controle em cascata para coluna de destilação é dado por Kalid (2000) onde o controle da razão de refluxo é controlado por um medidor de temperatura existente na parte superior da coluna que por sua vez recebe o set point do controlador de composição (controlador mestre), desta forma sempre que há uma variação na temperatura deste prato, a vazão de refluxo da coluna é alterada para fazer com que este prato possa aquecer mais (reduz-se a vazão de refluxo) ou se resfriar (aumenta-se a razão de refluxo), esta malha de controle é observada na Figura 12 (KALID, 2000). Figura 12 Controle da Razão de refluxo com medidores de temperatura e vazão MEDIDORES DE NÍVEL A coluna de destilação tende a acumular a sua fase líquida no fundo da coluna, sendo necessário conhecer o quanto desta fase existe para que esta possa ser retirada se estiver passando do nível ideal ou aumentada caso esteja 25

36 secando, desta forma utiliza-se visores de nível para conhecer qual a altura atingida por este líquido, este medidor é um dos responsáveis pela retirada da purga ou produto de fundo (PESSA et al., 1996) AUTOMAÇÃO De acordo com Pessa et al. (1996), em geral um sistema de controle é composto por: Um medidor que reage às variações da variável controlada; Um controlador, que reage ao desvio entre o valor medido e o ponto de ajuste, produzindo uma saída; Um elemento final de controle, geralmente uma válvula, que é acionada na saída do controlador, e que faz variar uma variável manipulada. O sistema de controle mais usado para colunas de destilação coloca o refluxo como variável manipulada, em sistema de cascata, controlando a composição do destilado, com a carga térmica controlando a composição da base da coluna, o nível do tambor de refluxo controlado pela vazão do destilado, enquanto o nível da base é controlado pela vazão de resíduo (KALID, 2000). 2.4 ELABORAÇÃO DE PROJETO: A instalação de uma nova unidade para destilação exige uma série de estudos sócio-econômicos para determinar se esta atividade será viável economicamente, neste estudo deve-se conter o máximo de informações possíveis em relação a implantação, capacidade de produção desejada, estudos econômicos para a aceitação do produto no mercado entre outros (PETROALCOOLPROJETOS, 2011) VIABILIDADE ECONÔMICA Deve-se realizar um estudo técnico e econômico para dimensionamento dos módulos industriais e agrícolas para um volume de produção economicamente viável, para estas análises utiliza-se de profissionais da área de economia, onde se defini os investimentos através de uma matriz parametrizada colocando-se em 26

37 consideração os custos dos equipamentos, instalações complementares e construção da planta industrial, além da parametrização de custos operacionais da produção e transporte de matéria-prima, custo estimativo de manutenção, custo de matéria-prima, impostos, faturamento previsto, análise de risco de mercado, analise SWAT, e outros para a análise de retorno do investimento (PETROALCOOLPROJETOS, 2011). O projeto também deve conter as alternativas de investimentos, como a cogeração de energia a partir da queima do bagaço da cana, para geração de energia elétrica que poderá ser comercializada, também deve fazer parte desta etapa à elaboração dos estudos técnicos como os balanços de massa e energia, estes estudos serão integrados ao plano diretor (PETROALCOOLPROJETOS, 2011) PLANO DIRETOR O dimensionamento dos principais equipamentos deve ser realizado através de balanços de processo (massa e térmicos), realiza-se um balanço hídrico básico onde se define a demanda de água para o processo industrial e irrigação, e qual será o sistema para reaproveitamento desta, nesta etapa também se definem quais serão os sistemas elétricos e o nível de automação que será utilizado no processo industrial (PETROALCOOLPROJETOS, 2011). Através do planejamento básico da planta industrial realiza-se um pré-custo de implantação industrial por setor (recepção; preparo; moagem; pré-fermentação; fermentação; destilaria; geração de vapor; geração de energia elétrica; fabricação de açúcar; reservatórios de álcool; etc.;), cota-se nas principais bases produtivas, e utilizam-se estes parâmetros de custos e insumos da construção civil (fundações, bases de concreto, obras de apoio, sistema viário, obras de controle de acesso e outras), pré-custo das montagens eletromecânicas; instalações elétricas e automações, gerenciamento técnico, projetos básicos, detalhamentos, especificações técnicas, sistemas operacionais e utilidades da planta industrial, desta forma pode-se estipular um valor que servirá de referência para as aquisições futuras de empreendimentos importantes para a empresa (PETROALCOOLPROJETOS, 2011). 27

38 A realização de estudos do solo para saber a capacidade deste suportar a cultura da cana deve ser feita alem de outras pesquisas como disponibilidade de eletricidade (consultar concessionária de energia elétrica), distância da rede elétrica até o local previsto para a implantação; local para captação de água, distância da captação de água até o local da implantação; topografia da área industrial (levantamento plani-altimétrico da região) e avaliação das vias de acesso ao local de implantação devem ser levadas em consideração nesta fase (PETROALCOOLPROJETOS, 2011). Deve-se realizar um estudo detalhado para a realização de outros planos diretores, como o plano diretor agrícola e o plano diretor ambiental, para que a implantação possa ocorrer de forma que a empresa possa ser sustentável e não ocorram imprevistos que após um grande investimento obriguem seu fechamento (PETROALCOOLPROJETOS, 2011). 28

39 3 MATERIAIS E MÉTODOS Para realização deste trabalho que envolveu a simulação e avaliação da destilação simples foi necessário consultar várias referências bibliográficas para entender os princípios que envolvem esta operação unitária e a construção do projeto de uma coluna. Para a separação de compostos binários utilizou-se a metodologia de MC Cabe Thiele que consiste em uma metodologia baseada em balanços de massa e gráficos de equilíbrio entre liquido e vapor. Através da Figura 13 observa-se um esquema do tipo de coluna que foi utilizada no trabalho, e neste sistema foram fixados os valores de refluxo de acordo com o desejado para a coluna a ser construída; onde em seguida determinou-se a temperatura na alimentação da coluna, determinando-se a fração líquida da alimentação; também determinou-se o valor da volatilidade relativa média da mistura (água e etanol); as frações molares do composto mais volátil na alimentação foram determinadas, no produto de topo (destilado), e produto de fundo. Figura 13 Esquema Básico para Coluna de Destilação. 29

40 A partir da volatilidade média pesquisada, gerou-se a curva de equilíbrio da mistura, esta foi gerada através da Equação 3, utilizou-se do valor da fração líquida de alimentação, e da fração molar do mais volátil na alimentação, gerando a partir desses dados a reta da alimentação; considerando que a fração liquida e de vapor para o mais volátil é igual no produto de topo, obteve-se o primeiro ponto da reta de operação do retificado; para se encontrar o segundo ponto desta reta, utilizou-se do balanço de massa; a partir dos dois pontos da reta encontrada foi possível determinar sua equação; iguala-se a equação da reta de operação do retificado a equação da alimentação para se encontrar o ponto de intersecção destas retas. (3) Partindo da consideração de que a fração liquida e de vapor para o mais volátil é igual no produto de fundo, obteve-se o primeiro ponto da reta de operação do esgotamento. A partir do ponto encontrado para o esgotamento determina-se uma reta até a intersecção da reta de operação de retificação e de alimentação. A partir da determinação da reta de operação do retificado e alimentação, determinam-se os pratos teóricos na seção de retificação, estes podem ser traçados a partir do ponto da composição do destilado em sua saída na reta de operação de retificação onde, a partir deste ponto determina-se uma reta paralela ao eixo X até a intersecção com a curva de equilíbrio, a partir desta intersecção traça-se uma reta paralela ao eixo Y até a intersecção com a reta de operação de retificação formando um ângulo de 90º, este procedimento é repetido até a intersecção com a alimentação. Para se determinar os pratos teóricos na seção de esgotamento utiliza-se como valor inicial a composição de fundo, determinando-se uma reta paralela a Y até a intersecção com a curva de equilíbrio, e a partir deste ponto encontra-se uma reta paralela a X até a intersecção com a reta de operação de esgotamento, repete-se este processo até a intersecção da reta de operação com a alimentação. 30

41 O número de pontos encontrados na curva de equilíbrio é usado como o número total de pratos teóricos, onde os pratos representados acima da alimentação se referem a seção de retificação, e os pratos abaixo a seção de esgotamento, sendo que o prato que se encontra na alimentação irá representar a seção de alimentação. Para se realizar as análises gráficas foi utilizado o software Excel 2007, onde se elaborou os cálculos necessários através de uma planilha e criou-se um gráfico onde as alterações nos dados fixados fossem alteradas dinamicamente, este foi criado seguindo os seguintes passos: I. Foram fixados os valores a serem pré-estabelecidos de acordo com o método de MC Cabe Thiele descrito anteriormente na Figura 7; II. III. IV. Na coluna B até a linha 7 ocorrem a inserção dos valores nos quais irá se trabalhar o estabilidade da coluna; O comando Atualizar Dados que se encontra ao lado dos valores inseridos, irá realizar uma série de cálculos para que os valores gráficos possam ser atualizados de acordo com as alterações realizadas; Foram colocadas barras de rolagem para facilitar a alteração das frações molares de entrada, saída de topo, e saída de fundo da coluna, estes valores foram colocados em % para facilitar a compreensão; V. As funções nas quais são realizados os cálculos foram dispostas em colunas sempre iniciadas abaixo da linha 9 para melhor separação de onde ocorrem os cálculos realizados, pois nestas células não ocorreram nenhuma alteração; VI. VII. Todos os dados e cálculos se encontram na planilha chamada de Entrada de Dados, o gráfico desejado se encontra em uma nova planilha denominada Representação Gráfica ; As planilhas denominadas ROR e ROE são exclusivamente para se realizarem os cálculos dos pratos de suas determinadas retas de operação; 31

42 VIII. IX. A partir destes dados as formulas necessárias foram escritas discriminando sua função e de maneira dinâmica onde se pudesse alterar qualquer valor de entrada e os dados alterados automaticamente; Para realizar parte dos cálculos é necessário utilizar a função atingir meta para obter alguns dos valores necessários envolvendo as intersecções das retas de operação e a linha de alimentação, onde para que estes fossem executados automaticamente criou-se um algoritmo no Visual Basic para que estes comandos pudessem ser atualizados de maneira dinâmica; X. Para que se fosse gerado o gráfico após os cálculos terem sido devidamente realizados, utilizou-se de um gráfico de dispersão com várias funções sobrepostas; XI. Para calcular o número de pratos teóricos foi necessária a criação de um algoritmo que condicionasse a parada para que se fossem traçadas as retas paralelas ao eixo X e as paralelas ao eixo Y, chegando ao número de pratos teóricos para as condições analisadas. A partir do software Excel gerou-se os dados de simulações em várias condições para uma coluna de destilação para compostos binários pelo método de MC Cabe Thiele, onde houve a necessidade de padronizar alguns valores de acordo com a literatura, entre estes valores foi fixado que a volatilidade relativa do etanol na mistura água-etanol é igual a 6, a razão de refluxo igual a 2, a fração molar do mais volátil no topo igual a 98%, fração molar na saída de fundo igual a 2%; as condições de fração líquida da alimentação (φ), e fração molar da alimentação (Xf) foram variadas para que se pudessem ser analisadas suas interferências na quantidade de pratos necessários na coluna de destilação. As condições testadas para φ e Xf estão descritas na Tabela 2: 32

43 Tabela 2 Dados variados Valores de φ Valores de Xf (%) , , ,

44 4 RESULTADOS E DISCUSSÃO O número de pratos teóricos foi encontrado a partir de uma planilha criada no Excel para simular as condições de equilíbrio da coluna, a tabela utilizada pode ser observada na Figura 14, onde foram especificados os valores para a condição de entrada para a mistura etanol e água. Figura 14 Planilha para cálculos de destilação. A partir dos valores fixados geraram-se os gráficos de equilíbrio nestas condições específicas, o primeiro gráfico gerado foi para a condição de φ=0 onde o material encontra como vapor saturado em ponto de orvalho e Xf=40, este gráfico tem como uma de suas características apresentarem um total de 11 pratos teóricos, onde se deve ter 5 pratos acima da alimentação, 5 abaixo da alimentação e 1 prato para a alimentação de acordo com o Figura

45 Figura 15 Curva de equilíbrio com Xf=40 e ϕ=0. Observou-se também a condição de φ=0 e Xf=45, este gráfico tem como uma de suas características apresentar um total de 7 pratos teóricos, onde devese ter 3 pratos acima da alimentação, 3 abaixo da alimentação e 1 prato para a alimentação de acordo com o Figura 16, este deve ser bem observado por possuir o prato da alimentação bem definido, ou seja, poucos pratos seriam suficientes, reduzindo a necessidade de implementar uma coluna muito grande. Figura 16 Curva de equilíbrio com Xf=45 e φ=0. 35

46 Observa-se a condição de φ=0 e Xf=50, o gráfico encontrado para estas condições possui como característica apresentar um total de 6 pratos teóricos, onde deve-se ter 3 pratos acima da alimentação, 2 abaixo da alimentação e 1 prato para a alimentação de acordo com a Figura 17, estes valores de pratos teóricos evidenciam que a alimentação feita com vapor saturado (φ=0) quando a fração molar de alimentação é maior ou igual a 50% tende a ser necessário uma quantidade maior de pratos acima da alimentação pois na falta destes o arraste do menos volátil através do mais volátil poderia dificultar o equilíbrio da coluna, esta característica também é observada na condição de φ=0 e Xf=55, onde novamente a quantidade de pratos acima da alimentação é de 3, abaixo 2 e 1 prato para a alimentação, esta condição pode ser observada na Figura 18. Figura 17 Curva de equilíbrio com Xf=50 e ф =0. 36

47 Figura 18 Curva de equilíbrio com Xf=55 e ф =0. A partir das simulações feitas com φ=0 utilizando de várias frações de alimentação diferentes observa-se uma situação na qual a alimentação feita com vapor saturado exige que a coluna tenha muitos pratos acima de sua alimentação e tal característica somada a uma concentração mais alta de menos volátil (Xf=40 e Xf=45) o número de pratos teóricos necessários é mais alto que quando temos uma concentração menor deste menos volátil (Xf=50 e Xf=55). Este comportamento pode ser explicado devido a necessidade de se ter uma quantidade um pouco maior de pratos acima da alimentação, pois a condição de vapor saturado favorece o arraste do menos volátil, sendo assim com menor concentração deste menos volátil a chance de uma molécula de mais volátil arrastar uma de menor volatilidade se tornar menor, onde havendo uma diminuição na entrada de menos volátil, este irá requerer menos pratos abaixo da alimentação para purificá-lo, desta forma a condição de vapor saturado na alimentação faz com que as frações maiores de mais volátil da alimentação requeira uma menor quantidade de pratos teóricos em toda a coluna, este comportamento pode ser observado na Figura

48 Figura 19 Comportamento de φ=0 em relação às frações de alimentação. A partir de gráficos semelhantes aos analisados, realizou-se a simulação para a condição de φ=0.5 onde a alimentação ocorre como vapor aquecido, neste caso obteve-se os resultados expostos na Tabela 3. Tabela 3 Resultados para ф =0.5 Xf=40 Xf=45 Xf=50 Xf=55 nº de pratos acima da alimentação nº de pratos abaixo da alimentação Prato de alimentação nº de pratos total Observando-se os resultados obtidos, torna-se evidente a interferência da fração molar no número total de pratos necessários para uma separação adequada nas condições desejadas, o número total de pratos tende a ser maior quando temos uma fração molar menor devido a maior quantidade de menos volátil na mistura e a condição do líquido onde este está aquecido, tal comportamento foi observado também para a condição de vapor supersaturado, deixando evidente que para a separação onde o líquido esteja aquecido este terá a influencia da fração molar da alimentação, exigindo que para se utilizar uma menor quantidade de pratos a fração molar da alimentação seja superior ou igual 38

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