Análise das Perdas de Hexano numa Unidade de Extração

de Óleos e Bagaços

Caso de Estudo Iberol

Teresa Manuela Varandas Roque

Dissertação para obtenção do Grau de Mestre em

Engenharia Química

Orientadores:

Orientador: Prof.ª Doutora Maria Joana Neiva Correia

Orientador Empresa: Doutor Renato Henriques de Carvalho

Júri

Presidente: Prof. Doutor Carlos Manuel Faria de Barros Henriques

Vogais: Prof.ª Maria Cristina de Carvalho Silva Fernandes

Doutor Renato Henriques de Carvalho

Novembro de 2015

2

Agradecimentos

Gostaria de agradecer a todos os que de alguma forma me ajudaram na realização deste trabalho.

À professora Maria Joana Correia por todo o apoio e orientação prestado durante a realização do

trabalho.

Ao engenheiro Renato Carvalho pela orientação, disponibilidade e paciência, tal como por todos os

conhecimentos que me transmitiu durante a realização do estágio.

Ao engenheiro Carlos Zeferino pelos conhecimentos transmitidos sobre o funcionamento da fábrica e

do processo. E aos chefes de turno e operadores da preparação/extração pela paciência para

responder às minhas constantes dúvidas e questões sobre o processo.

Aos restantes colaboradores da fábrica que me receberam com simpatia e disponibilidade para ajudar.

A todos os estagiários, Joana, Ana, António e Francisco, e ainda ao David pelo constante apoio e

encorajamento e por todos os bons momentos de distração que proporcionaram.

A todos os meus amigos que acompanharam o meu percurso ao longo dos 5 anos e que sempre me

apoiaram.

Por fim, quero agradecer à minha família pela constante preocupação, em especial à minha mãe pela

ajuda, paciência e encorajamento e ao meu pai pelo incentivo e encorajamento.

3

Resumo

Com o desenvolvimento dos mercados existe, cada vez mais, a necessidade das empresas se

adaptarem a ambientes mais competitivos e se destacarem das restantes concorrentes. Muitas vezes,

para proceder à melhoria e à otimização dos processos não são necessários grandes investimentos

em inovação sendo suficiente a análise dos processos que levem à introdução de pequenas melhorias

nas atividades do dia-a-dia.

A Iberol está neste momento a apostar na implementação da metodologia Kaizen, e propôs-se atingir

determinados objetivos de otimização e redução de custos. Nesse âmbito, foi proposta a realização

deste trabalho que se foca no estudo e análise das perdas de solvente no processo de extração dos

óleos.

Visto que, o circuito do hexano no processo de extração nunca tinha sido analisado em pormenor, no

desenvolvimento desta dissertação foi necessário realizar bastante trabalho no terreno. Assim,

começou por se efetuar o levantamento desse circuito com a colaboração dos operadores, chefes de

turno e chefe de fábrica. Analisou-se igualmente o estado atual da rede de vapor da unidade de

extração. O funcionamento dos equipamentos e os valores utilizados para as diferentes variáveis

operatórias foi estudado em pormenor efetuando-se, sempre que possível, a comparação com os

valores ótimos apresentados na literatura. Deste modo, foi possível identificar possíveis problemas ou

anomalias e efetuar propostas de melhoria, no sentido de diminuir as perdas de hexano e os custos

associados.

Este trabalho permitiu concluir que se devem preparar manuais de procedimento para os diferentes

equipamentos, com definição dos pontos e referenciais de controlo. E ainda introduzir melhorias na

manutenção dos equipamentos (aumento da sua frequência) para prevenir fugas (garantir a

estanquicidade dos equipamentos), avarias e paragens não planeadas do processo. Conclui-se ainda

que, quando o processo funciona de maneira estável e continua, a emissão de hexano para a atmosfera

mantém-se abaixo dos limites máximos permitidos na legislação.

Palavras-Chave: Extração de oleaginosas, redução de custos, melhoria do processo, perdas de

hexano, solvente.

4

Abstract

With the markets’ development it is becoming more and more important for businesses to adapt to more

competitive environments and to stand out from competitors. Often, to improve and optimize the

processes a large investment in innovation is not required and it is only necessary to analyze each

process in detail and to carry out minor improvements on a day-to-day basis.

Iberol is currently focused on the implementation of the Kaizen methodology, which is set out to achieve

certain goals such as processes optimization and costs reduction. In this context, this work is focused

on the study and analysis of the solvent losses in the oil extraction process.

As the hexane circuit in the extraction process has not been studied in detail yet it was necessary to

carry out a lot of field work with the help of the Iberol’s staff. The steam network of the oil extraction unit

was also analyzed. The operation of the equipment and the values of the operational variables were

analyzed in detail and the comparison with literature values was performed whenever possible. In this

way, it was possible to identify potential problems and anomalies and make proposals for improvement

in order to reduce the hexane’s losses and the associated costs.

This work allowed to conclude that it is important to organize operating manuals for the equipment,

defining the control points and the reference values for the different variables. Furthermore,

improvements in the equipment’s maintenance procedure and frequency should be implemented to

prevent leakages, breakdowns and unplanned stops of the process. In fact, the analysis carried out

indicates that when the process works continuously and stably the hexane emissions into the

atmosphere remain below the maximum values allowed by legislation.

Key-Words: Oleaginous extraction, cost reduction, process optimization, hexane loss, solvent.

5

Índice

Agradecimentos ................................................................................................................................2

Resumo .............................................................................................................................................3

Abstract .............................................................................................................................................4

Índice .................................................................................................................................................5

Lista de Figuras ................................................................................................................................8

Lista de Tabelas ................................................................................................................................9

1 Introdução ............................................................................................................................... 10

1.1 Enquadramento do Trabalho.............................................................................................. 10

1.1.1 Contextualização e Objetivos ..................................................................................... 10

1.1.2 Metodologia Kaizen.................................................................................................... 10

1.1.3 Desenvolvimento do trabalho ..................................................................................... 11

1.1.4 Estrutura da Dissertação ............................................................................................ 12

1.2 A Iberol .............................................................................................................................. 12

1.3 Processo de Extração de Óleo ........................................................................................... 13

1.3.1 Preparação ................................................................................................................ 14

1.3.2 Extração .................................................................................................................... 15

1.4 Utilização de Solvente ....................................................................................................... 17

1.4.1 Tipos de solventes ..................................................................................................... 17

1.4.2 Aspetos Gerais da Utilização de Hexano .................................................................... 18

1.4.3 Perdas de Solvente .................................................................................................... 19

2 Descrição do Processo ........................................................................................................... 22

2.1 Extração do óleo ................................................................................................................ 22

2.1.1 Equipamento.............................................................................................................. 22

2.1.2 Descrição da operação .............................................................................................. 24

2.1.3 Variáveis Operatórias ................................................................................................. 25

2.1.4 Controlo ..................................................................................................................... 27

2.2 Dessolventização .............................................................................................................. 27

2.2.1 Equipamento.............................................................................................................. 27

2.2.2 Descrição da operação .............................................................................................. 29

2.2.3 Variáveis Operatórias ................................................................................................. 30

2.2.4 Controlo ..................................................................................................................... 31

2.3 Destilação do solvente ....................................................................................................... 32

2.3.1 Descrição dos Equipamentos e Operação .................................................................. 32

2.3.2 Variáveis operatórias ................................................................................................. 33

2.3.3 Controlo ..................................................................................................................... 34

2.4 Recuperação Final do Solvente ......................................................................................... 34

2.4.1 Descrição da operação .............................................................................................. 34

2.4.2 Equipamento.............................................................................................................. 35

6

2.4.3 Variáveis Operatórias ................................................................................................. 36

2.4.4 Controlo ..................................................................................................................... 37

3 Estado Atual do Sistema ......................................................................................................... 38

3.1 Extrator.............................................................................................................................. 38

3.1.1 Variáveis e Controlo ................................................................................................... 38

3.1.2 Relação entre Variáveis ............................................................................................. 39

3.1.3 Consumo de Hexano ................................................................................................. 40

3.1.4 Perfis de Concentração .............................................................................................. 43

3.1.5 Estimativa dos Caudais de Miscela em Circulação ..................................................... 47

3.1.6 Tipo de Regime e Sistema de Recirculação de Miscela .............................................. 49

3.2 DTS (Dessolventizador-Tostador-Secador) ........................................................................ 53

3.2.1 Variáveis e Controlo ................................................................................................... 53

3.2.2 Cálculo do Tempo de Residência ............................................................................... 54

3.3 Recuperação e Purificação de Hexano .............................................................................. 57

3.3.1 Rede de Condensação............................................................................................... 57

3.3.2 Controlo da Rede de Condensadores......................................................................... 59

3.3.3 Recuperação de Hexano com Óleo Mineral ............................................................... 59

3.4 Diagrama de Processo ...................................................................................................... 61

4 Perdas de Hexano ................................................................................................................... 63

4.1 Monitorização do Hexano .................................................................................................. 64

4.2 Descrição das Perdas de Hexano nas Correntes do Processo ........................................... 65

4.2.1 Perdas nos Efluentes Gasosos .................................................................................. 65

4.2.2 Perdas no Óleo .......................................................................................................... 67

4.2.3 Perdas na Farinha ..................................................................................................... 69

4.3 Fugas no Processo ............................................................................................................ 69

4.3.1 Pesquisa de Fugas .................................................................................................... 69

4.3.2 Estado Atual das Fugas ............................................................................................. 70

4.3.3 Fugas em Paragem.................................................................................................... 72

4.4 Perda Total de Hexano ...................................................................................................... 73

4.4.1 Contabilização das Perdas Totais de Hexano............................................................. 73

4.4.2 Análise de Sensibilidade ............................................................................................ 75

4.4.3 Análise de Custos Associados às Perdas ................................................................... 77

5 Rede de vapor ......................................................................................................................... 80

5.1 Utilização de Vapor na Preparação/Extração ..................................................................... 81

5.2 Purgadores para Remoção de Condensados das Linhas de Vapor .................................... 82

5.3 Estado Atual da Rede de Vapor ......................................................................................... 84

5.3.1 Zona de Preparação .................................................................................................. 85

5.3.2 Zona de Extração ....................................................................................................... 86

5.4 Principais Problemas e Melhorias ...................................................................................... 87

5.4.1 Redução da Pressão Vapor-Direto ............................................................................. 87

7

5.4.2 Redução da Pressão de Vapor Produzido .................................................................. 89

6 Conclusões e Propostas de Melhoria..................................................................................... 90

6.1 Problemas Detetados ........................................................................................................ 90

6.1.1 Perdas de Solvente .................................................................................................... 90

6.1.2 Estado do Processo ................................................................................................... 92

6.1.3 Sistema Controlo ....................................................................................................... 93

6.2 Melhorias propostas .......................................................................................................... 94

6.2.1 Controlo das Perdas .................................................................................................. 94

6.2.2 Controlo do Circuito de Hexano .................................................................................. 94

6.2.3 Controlo Geral do Processo ....................................................................................... 95

6.2.4 Outras Hipóteses a Estudar ....................................................................................... 96

6.3 Análise de custos .............................................................................................................. 96

7 Bibliografia .............................................................................................................................. 97

7.1 Sites Consultados: ............................................................................................................. 98

8

Lista de Figuras

Figura 1 - Etapas de preparação de semente de soja. ....................................................................... 14 Figura 2 - Etapas de preparação de semente de colza. ..................................................................... 14 Figura 3 - Esquema resumido do processo de extração (adaptado de Alfa Laval (2003)). ................. 16 Figura 4 - Esquema geral da obtenção de óleo de soja (Dorsa, 1988). .............................................. 17 Figura 5 - Distribuição das perdas de solvente numa fábrica de extração de óleo. ............................. 21 Figura 6 - Esquemas dos diferentes tipos de extratores. (A) Bollman; (B) DeSmet Belt; (C) Lurgi

Frame Belt. ....................................................................................................................................... 22 Figura 7 - Esquema detalhado de um extrator do tipo rotocel. ........................................................... 23 Figura 8 - Esquema do sistema de extração de óleo em contracorrente (Adaptado de Rataus, (2000)).

......................................................................................................................................................... 24 Figura 9 - Representação esquemática das zonas de pré-dessolventização e dessolventização de um

DT. ................................................................................................................................................... 27 Figura 10 - Representação esquemática do tipo de passagem do sólido entre pisos do DTS

(Esquerda: comporta; Direita: válvula eclusa). ................................................................................... 28 Figura 11 - Esquerda: Aumento da temperatura da farinha ao longo do processo de dessolventização;

Direita: Diminuição da percentagem de hexano na farinha ao longo do processo de dessolventização

(adaptado de Fox, (2012)). ................................................................................................................ 29 Figura 12 - Representação esquemática do processo de destilação do óleo (ECON – economizador;

AQ – aquecedor)............................................................................................................................... 32 Figura 13 - Esquema de funcionamento do sistema de recuperação com óleo mineral (linhas a roxo -

óleo mineral; tracejado vermelho - gases; linhas amarelas - vapor de água; linhas azuis - água de

refrigeração) (Alfa Laval, 2003). ........................................................................................................ 35 Figura 14 - Representação do perfil de óleo na miscela de soja (ROC porotos soja), do perfil de óleo

extraído dos sólidos (%MG extraída) e do tempo de extração (adaptado de Rataus, (2000)). ............ 44 Figura 15 – Perfis de concentração da miscela de soja e colza e respetivo desvio associado aos

valores médios (P3/1 a P3/7 bombas de recirculação de miscela no extrator, estando a P3/1 na

entrada de sólidos e P3/7 na zona de saída; P8 bomba de acesso da miscela à destilação). ............ 45 Figura 16 - Comparação entre os perfis médios estabelecidos e exemplos de perfis resultantes do

funcionamento anómalo do extrator. ................................................................................................. 47 Figura 17 - Representação esquemática da queda da miscela (a amarelo) e do percurso efetuado no

leito. .................................................................................................................................................. 50 Figura 18 - Linha de dessolventização da farinha de colza (adaptado de Vidal, Pérdidas de Solvente

en Plantas de Extracción, (2000)). .................................................................................................... 56 Figura 19 - Explosivímetro usado para a realização do trabalho (marca Ventis MX4). ....................... 66 Figura 20 - Esquema explicativo dos limites inferior e superior de explosividade. .............................. 66 Figura 21 - Correlação entre a temperatura de flash-point e a concentração de hexano na amostra de

óleo de soja bruto (Dupuy, Fore, & Rayner, 1975). ............................................................................ 68 Figura 22 - Localização das perdas de hexano durante o processamento de soja (Esquerda) e

durante o processamento de colza (direita). ...................................................................................... 71 Figura 23 - Relação entre a %LEL detetada durante a paragem e a detetada em funcionamento

normal nos pontos de fuga, nas horas após o inicio da paragem. ...................................................... 72 Figura 24 - Distribuição das perdas para soja (à esquerda) e para colza (à direita)............................ 74 Figura 25 - Comparação entre a distribuição das perdas de hexano estimadas e as esperadas pela

literatura (Dpto.Técnico A&G, 2000), para soja. ................................................................................. 75 Figura 26 - Resultado da variação da concentração de hexano na farinha na distribuição das perdas

de hexano no processo. .................................................................................................................... 76 Figura 27 - Resultado da variação da concentração de hexano no óleo, na distribuição global de

perdas de hexano no processo. ........................................................................................................ 77 Figura 28 - Relação entre os custos dos vários tipos de perdas de hexano. ...................................... 79 Figura 29 - Distribuição da utilização de vapor na zona de extração, durante o funcionamento com

soja. .................................................................................................................................................. 81

9

Figura 30 - Exemplos de botas de drenagem colocadas incorretamente. O exemplo à esquerda

apresenta dimensões demasiado reduzidas para a tubagem em causa, enquanto no exemplo à

direita, a bota está demasiado saliente no interior da tubagem o que dificulta a descida do

condensado. ..................................................................................................................................... 83 Figura 31 - Configuração correta de uma bota de drenagem. ............................................................ 83 Figura 32 – Exemplos de fugas de vapor detetadas na zona de preparação: visor de condensados

antes de um purgador (esquerda) e válvula redutora de pressão (direita). ......................................... 85 Figura 33 - Situação problemática e situação recomendada como melhoria (Marques, 2012). ........... 86 Figura 34 - Esquema de um sistema de redução de pressão com uma válvula redutora de pressão.. 88 Figura 35 - Esquema explicativo de uma válvula operada por piloto. ................................................. 89 Figura 36 - Exemplo de referencial a colocar nas válvulas de acesso aos chuveiros do extrator. ....... 95

Lista de Tabelas

Tabela 1 - Resumo da composição das sementes de colza e soja, em base seca. ............................ 14 Tabela 2 – Valores de benchmark das variáveis operatórias do extrator. ........................................... 25 Tabela 3 - Valores de benchmark das variáveis operatórias do DTS. ................................................ 30 Tabela 4 - Resultado do cálculo do calor transferido para evaporar o hexano e do caudal de vapor. . 42 Tabela 5 - Resultados dos cálculos dos ganhos e dos custos extras para cálculo do aumento do lucro.

......................................................................................................................................................... 42 Tabela 6 - Monitorização dos pontos de perda de solvente no processo............................................ 63 Tabela 7 - Tipos de purgadores (adaptado de Spirax Sarco, (2009)). ................................................ 84 Tabela 8 - Resumo dos custos dos sensores a adquirir para melhoria do controlo do processo. ........ 96

10

1 Introdução

1.1 Enquadramento do Trabalho

1.1.1 Contextualização e Objetivos

A presente dissertação foi desenvolvida com o objetivo de otimizar o processo de extração, por redução

do consumo específico de hexano e vapor. Para rentabilizar o processo irá ser estudado o impacto das

perdas de solvente e o seu controlo ao longo do processo, tal como a influência do funcionamento da

rede de vapor na estabilidade.

A Iberol, empresa líder no mercado do biodiesel, está atualmente a apostar na reestruturação dos

processos operacionais e administrativos. Para esse efeito encontra-se neste momento num processo

de implementação da metodologia Kaizen. No âmbito deste projeto, após identificação das

oportunidades de melhoria, foram definidos vários subprojectos, nos quais se insere este trabalho.

Este tema surge porque apesar de, no passado, já terem sido realizados trabalhos com o intuito de

melhorar o rendimento em óleo e de otimizar a rede de vapor e a sua utilização, até hoje, nunca foi

estudado em pormenor a utilização e recuperação de hexano nem foi efetuado o levantamento

específico do circuito, nem do seu controlo.

Este trabalho vem assim contribuir para preencher essa lacuna, e para a criação de referenciais de

controlo do processo que permitam a monitorização das perdas de solvente e que, possam servir para

otimizar a extração.

1.1.2 Metodologia Kaizen

A metodologia Kaizen teve origem após a segunda Guerra Mundial, com a criação de centros de

produtividade nos Estados Unidos, com o intuito de formar os engenheiros japoneses nas melhores

práticas usadas e assim ajudar o Japão a sair da crise. A junção das boas práticas implementadas nas

fábricas americanas com as filosofias orientais de melhoria contínua, que visam o bem da empresa e

do trabalhador e que atuam de maneira a rentabilizar o tempo e a eliminar os desperdícios, foram um

sucesso no desenvolvimento da economia japonesa.

Com o desenvolvimento dos mercados e a rápida evolução das tecnologias é fulcral para as empresas

estarem bem estruturadas para se conseguir impor à concorrência. A gestão de processos baseia-se

na manutenção e na melhoria, que por sua vez se divide em Kaizen e inovação.

A implementação da metodologia Kaizen visa a criação de regras e ferramentas que permitam

melhorar, estruturar e normalizar os processos. Esta metodologia baseia-se na melhoria contínua dos

processos, passando por pequenos incrementos que resultam do uso de ferramentas de senso comum,

11

check-lists ou técnicas associadas a baixos investimentos, enquanto a inovação se baseia em

mudanças drásticas, como resultado do uso de novas tecnologias e/ou de equipamentos de última

geração que obrigam a elevados investimentos (Kaizen Institute).

Um dos pilares desta metodologia é Total Productive Maintenance (TPM). Esta ferramenta procura a

excelência produtiva e é mais utilizada em empresas com processos contínuos. Tem como objetivo a

produção “perfeita”, onde não existem avarias, paragens, nem defeitos, de forma a garantir o aumento

da qualidade e a redução dos custos, sendo ainda valorizada a segurança do processo. É dentro desta

linha que se encaixam os objetivos deste trabalho, tal como muitas das soluções encontradas e

propostas no fim deste estudo.

1.1.3 Desenvolvimento do trabalho

No início deste trabalho foi realizada uma pesquisa relativa ao funcionamento dos equipamentos e às

boas práticas de operação, bem como uma pesquisa dos parâmetros ótimos de operação dos vários

processos e equipamentos.

Paralelamente ao estudo do processo, é importante estudar o sistema de controlo e, não só averiguar

a instrumentação existente e o seu estado e modo de funcionamento mas, mais importante ainda,

verificar quais as variáveis controladas e o esquema do controlo implementado.

Assim, foi realizado o levantamento do circuito de hexano incluindo a instrumentação existente, com o

objetivo de executar o diagrama de processo. De seguida, foram recolhidos os valores das variáveis

de processo que se consideraram mais importantes por afetarem a estabilidade do processo e os

procedimentos seguidos pelos operadores para operar a fábrica. Com esses dados elaborou-se a

memória descritiva atual de funcionamento da fábrica de extração de óleo.

Seguidamente, foi inspecionada toda a fábrica com auxílio de um explosivímetro para deteção dos

principais locais de fuga de solvente e para medição das mesmas. Estes locais foram monitorizados

em diferentes dias para verificação das variações ao longo do tempo. Foram ainda medidas as fugas

durante uma paragem do processo, de modo a perceber qual o incremento existente. Com a informação

sobre os locais de fugas foi feita uma check-list de controlo das perdas de hexano, para facilitar o seu

controlo e monitorização.

Com intuito de verificar a eficiência da condensação foi mapeada e avaliada a rede de condensação

(análise de temperaturas e observação da existência de condensados). Por fim, foram estudadas as

condições das linhas de vapor e as possíveis melhorias a implementar de modo a beneficiar a

estabilidade do processo.

Os valores e procedimentos recolhidos e respetivas conclusões serão apresentados e discutidos ao

longo do texto sendo depois apresentada uma proposta de melhoria do funcionamento e do controlo

do processo.

12

1.1.4 Estrutura da Dissertação

O trabalho foi organizado de acordo com os objetivos propostos e o trabalho desenvolvido. Assim foi

definida a seguinte estrutura:

Capítulo 1 - inclui a contextualização e os objetivos do trabalho, tal como, o processo de

desenvolvimento a organização do mesmo. Inclui ainda uma descrição da empresa, do

processo e do solvente utilizado;

Capítulo 2 - inclui a revisão bibliográfica, onde se aborda o funcionamento de cada

subprocesso e dos equipamentos que o compõem, tal como os parâmetros mais importantes

em estudo e o sistema de controlo que deve ser aplicado;

Capítulo 3 – inclui o estado atual do processo da Iberol e a comparação com os valores ótimos

referidos no capítulo anterior, tal como a referência e as conclusões às avaliações do processo

efetuadas no terreno;

Capitulo 4 – refere-se às perdas de hexano, incluindo os vários métodos de deteção e

medição, a sua contabilização e impacto nos custos;

Capitulo 5 – é analisada a rede de vapor, com especial enfase no estado atual do sistema, nos

principais problemas detetados e nas soluções;

Capítulo 6 – inclui as conclusões deste trabalho e as propostas de melhoria.

1.2 A Iberol

A IBEROL – Sociedade Ibérica de Biocombustíveis e Oleaginosas S.A. tem as suas instalações em

Alhandra, concelho de Vila Franca de Xira. É uma empresa portuguesa especializada na transformação

de sementes de oleaginosas em farinhas, óleos vegetais e biodiesel.

Foi criada em 1967, a partir de capitais portugueses, espanhóis e americanos, tendo como principal

objetivo a extração de óleo a partir de semente de soja e produção da respetiva farinha. Em 1973,

tornou-se numa empresa totalmente portuguesa, com a saída dos capitais estrangeiros.

Os seus produtos tiveram uma elevada procura, principalmente a farinha de soja, a qual é incorporada

em farinhas para alimentação animal. Deste modo, em 1985, tornou-se necessário aumentar a

capacidade de produção. Foram, por isso, adquiridos novos terrenos, anexos à unidade fabril já

existente, para a construção de silos de armazenamento. Também, na mesma altura, foi construído um

terminal fluvial para carga e descarga, tanto de matéria-prima como de farinha.

Após a crise no sector da soja (1993 – 1997) e de um período de suspensão de cerca de 8 meses,

entre 1997 e 1998, a fábrica foi adquirida pela holding NUTASA. Foi então submetida a uma

modernização, na qual o equipamento e a automação foram substituídos, com o objetivo de melhorar

e otimizar o processo produtivo e consequentemente, levar a um novo aumento de produção. A fábrica

reabriu no início de 1999.

13

O aumento no consumo do bagaço de soja, devido à proibição do uso de farinhas de origem animal em

rações, em 2003, tornou o óleo de soja produzido, excedentário. Sem escoamento no mercado, tornou-

se necessário encontrar uma alternativa para a sua utilização. Tendo em conta a legislação europeia e

nacional relativa à incorporação de biocombustíveis nos combustíveis fósseis utilizados no sector dos

transportes (diretiva comunitária 2009/30/CE, na versão mais recente (ENMC, 2015)), o grupo avançou

com um projeto de implementação de uma unidade de produção de biocombustível.

Em 2006, abriu a fábrica de biocombustível e este tornou-se o principal produto a ser comercializado

pela Iberol (Iberol, 2015).

Em 2010, 50% do capital social da Iberol foi adquirido por uma sociedade gestora de fundos de capital

de risco, a ECS Capital. Mais tarde, adquiriu mais 16,7%, por intermédio da Biovegetal. Assim, estas

duas empresas tornaram-se líderes no mercado nacional de biocombustíveis.

Atualmente, a produção máxima diária, da fábrica, é de 1 400 toneladas de farinha de soja, 530

toneladas de farinha de colza, 360 toneladas de óleo e, 330 toneladas de biodiesel. A maior parte do

biodiesel está a ser comercializado com petrolíferas nacionais, no entanto, a Iberol está a apostar na

exportação.

1.3 Processo de Extração de Óleo

As tecnologias de extração de óleos usuais são: a prensagem mecânica, que requer menores custos

de investimento e a extração química, o que envolve maiores custos, pois para além do investimento

em equipamentos é necessária a utilização de um solvente, no entanto, esta última é mais eficiente em

relação ao rendimento em óleo. Atualmente há técnicas mais avançadas que utilizam fluidos

supercríticos ou enzimas, que, no entanto, não são utilizadas na indústria devido aos elevados custos

(e-Cycle, 2015).

Se a semente for muito rica em óleo (teores superiores a 30%) ocorre extração mecânica seguida de

extração com solvente, para otimizar e rentabilizar a utilização de solvente. Independentemente dos

passos de extração utilizados, a obtenção destes óleos passa sempre pelo tratamento inicial da

matéria-prima, a semente.

A extração com solvente é um processo de separação, no qual o soluto, o óleo, é transferido do sólido

para o solvente. Segundo Dunford (2012) este é o processo de extração mais eficiente e, por isso, o

mais utilizado na indústria. Devido às suas propriedades o hexano é o solvente mais eficiente e mais

utilizado (o que será discutido mais à frente neste trabalho).

Esta sequência de passos de extração é bastante eficaz, permitindo uma elevada percentagem de

recuperação de óleo, com taxas de residuais da ordem dos 0,7 a 0,5% de óleo nos sólidos. Pode ser

aplicado em qualquer tipo de oleaginosas, tenham elas uma elevada ou uma baixa quantidade de óleo,

no início do processo de extração (SRS International, 2015).

14

Deste modo, é usual dividir o processo em duas partes: preparação e extração.

1.3.1 Preparação

Ocorre antes da extração e é essencial para obter um bom rendimento em óleo assim como para obter

produtos (óleo e farinha) com qualidade.

Esta preparação consiste num tratamento mecânico, cujo principal objetivo é a redução do tamanho

das sementes, de forma a aumentar a área de contacto com o solvente e assim facilitar a extração do

óleo (CPM, 2015).

As fases que fazem parte desta preparação dependem do tipo de semente, principalmente do tamanho

e da percentagem inicial de óleo. Nas Figuras 1 e 2 apresentam-se as etapas de preparação das

sementes de soja e colza, enquanto a composição das mesmas é listada na Tabela 1.

Figura 1 - Etapas de preparação de semente de soja.

Figura 2 - Etapas de preparação de semente de colza.

Tabela 1 - Resumo da composição das sementes de colza e soja, em base seca.

Conteúdo (em base seca) (%)

Colza

(Dunford, 2012) Soja

(Pouzet, 2000)

Óleo 36 - 50 17 - 27

Proteínas 17 - 26 34 - 52

Cinzas ≈ 4 -

Fibras ≈ 23 5 - 7

Trituração Condicionamento Laminagem Expansão Secagem

Pré-Aquecimento

Laminagem Condicionamento Prensagem Secagem

15

O processo inicia-se sempre pela remoção de impurezas arrastadas com a matéria-prima, tais como

pedras, vidros e metais por peneiração. De seguida, se for a soja, procede-se a uma trituração para

partir o grão em pequenas dimensões, se for a colza, pode-se fazer um pré-aquecimento, no qual as

sementes são aquecidas até cerca de 40ºC. Este processo melhora a laminagem, a prensagem, a

formação do bolo, a extratabilidade e, posteriormente, a recuperação de hexano dos sólidos

(dessolventização). Após este processo de pré-aquecimento, as sementes de colza são encaminhadas

para a laminação, onde se pretende reduzir a sua dimensão.

Tanto a soja como a colza, passam para uma zona de tratamento térmico, o condicionamento, que

consiste num novo aquecimento dos sólidos, com vapor indireto, até cerca de 95 - 105ºC.

Posteriormente, dá-se a laminagem no caso da soja, que é também um processo de redução da

dimensão das sementes. Aqui ocorre parte da rutura das paredes celulares de modo a permitir que o

solvente penetre com mais facilidade na estrutura celular, aquando da extração de óleo, para uma

maior eficiência.

A etapa de trituração não existe no caso da semente de colza, uma vez que a dimensão da semente é

extremamente pequena para o efeito.

Por fim, os flocos formados anteriormente de ambas as oleaginosas sofrem uma expansão, num

expander com injeção de vapor-vivo, para diminuição da densidade do material sólido e aumento da

densidade do meio (bulk). Neste processo forma-se uma rede porosa no sólido que facilita a extração

com solvente. No caso da colza, tendo em conta o elevado teor de óleo, há remoção de 60 - 70% do

óleo (WHC, 2015) na etapa de prensagem.

1.3.2 Extração

A extração de óleo ocorre no extrator, pelo método de percolação, ou seja, o solvente ao entrar no

interior das sementes dissolve o óleo, transportando-o depois para o exterior devido à diferença de

concentrações. Forma-se assim a miscela, mistura de óleo com hexano. Na Figura seguinte pode

observa-se um diagrama resumido dos vários processos que compõem a extração e das

transformações que ocorrem.

O extrator é uma estrutura isolada, onde se forma um leito de sólidos, que é continuamente imerso em

miscela. O princípio de funcionamento desde equipamento consiste em atingir sucessivos equilíbrios

entre a concentração de óleo no interior e no exterior das sementes. O hexano entra “puro” no fim do

extrator, para fazer a última lavagem dos sólidos e à medida que vai contactando com os sólidos,

durante a sua circulação, em contracorrente, vai ficando cada vez mais concentrado em óleo, formando-

se a miscela.

16

O processo de extração deve ocorrer ligeiramente abaixo da pressão atmosférica, de modo a evitar as

fugas de hexano, mas não em demasia, para evitar entradas de ar. Após a drenagem, o sólido é

descarregado através de uma tremonha e é conduzido para o dessolventizador-tostador-secador

(DTS). A saída de miscela do extrator é feita no local de maior concentração em óleo, sendo depois

encaminhada para o processo de destilação.

No DTS os sólidos passam através dos vários pratos que compõem o equipamento. Nos pratos iniciais,

de pré-dessolventização, ocorre a maior parte da remoção do solvente dos sólidos. Depois na zona de

dessolventização ocorre a restante remoção do solvente e a tostagem (tratamento térmico para garantir

a eliminação de fatores anti nutricionais e eliminar substâncias de sabor indesejável à alimentação

animal). Já nos últimos pratos ocorre a secagem e o arrefecimento da farinha, caso seja necessário

(Crown Iron Tecnologias LTDA, 2012).

A miscela é tratada num processo de destilação a vácuo, para remover o hexano e formar o óleo bruto.

O hexano evaporado na destilação é condensado, sendo separado da água num decantador. O hexano

recuperado é depois reutilizado na extração (GreenerPro, 2015). O processo de extração até à

formação do óleo de soja está representado, de forma geral, na Figura 4.

Antes de serem enviados para a atmosfera os gases da condensação passam num processo de

recuperação final de hexano por absorção num óleo mineral, a baixa temperatura e a sua desabsorção

a alta temperatura.

Este processo irá ser descrito mais pormenorizadamente no capítulo seguinte.

Figura 3 - Esquema resumido do processo de extração (adaptado de Alfa Laval (2003)).

17

Figura 4 - Esquema geral da obtenção de óleo de soja (Dorsa, 1988).

1.4 Utilização de Solvente

Um processo industrial deve originar um produto com qualidade, de forma rentável e com um custo

competitivo e sustentável. O processo deve ainda, ser seguro tanto para os trabalhadores como para

o ambiente envolvente. Por tudo isto, torna-se de primordial importância a escolha do solvente a utilizar.

1.4.1 Tipos de solventes

Não há um solvente ideal para o processo de extração. Na sua escolha devem ser tidos em

consideração parâmetros como disponibilidade, custo, solubilidade no óleo, toxicidade, inflamabilidade,

seletividade, calor específico, calor latente de vaporização, temperatura de ebulição, viscosidade e

estabilidade (Johnson & Lusas, 1983).

Atualmente o hexano é o solvente mais usado a nível industrial na extração de óleo. Devido às suas

características pode causar problemas em termos de segurança industrial como explosões e incêndios.

Por esses motivos está limitada a sua utilização nas fábricas mais pequenas. Sendo principalmente

utilizado em instalações de maiores dimensões, pois apenas estas têm a capacidade de investir em

mão-de-obra qualificada e em sistemas de segurança necessários. Esses motivos têm levado à procura

de alternativas para o substituir (Dunford, 2012).

Ao longo da história têm-se testado vários solventes que, eventualmente poderiam vir a substituir o

hexano. Por exemplo, o tricloroetileno, que tem vantagens como sejam não ser inflamável, nem

18

explosivo e apresentar grande solubilidade no óleo. No entanto, apresenta desvantagens como a baixa

seletividade, extraindo mais contaminantes com o óleo do que o hexano e ser tóxico para os animais,

tendo-se verificado que os que se alimentaram das farinhas resultantes deste processo acabaram por

morrer (Dunford, 2012).

Os álcoois como o etanol e o isopropanol também têm sido testados. A solubilidade do etanol varia

com a temperatura e com o teor de água. Assim, o óleo de soja é completamente solúvel em etanol,

acima de 70ºC (Johnson & Lusas, 1983) mas quando a quantidade de água aumenta a solubilidade do

óleo na mistura reduz-se. As maiores desvantagens da utilização de etanol são o custo elevado e o

elevado ponto de ebulição, quando comparado com o hexano (Dunford, 2012).

Como solventes alternativos foram também estudados hidrocarbonetos, como o pentano, o heptano e

o isohexano e benzenos aromáticos, com diferentes graus de êxito na industrial (Wan & Wakelyn,

1997). Todos os solventes são inflamáveis, e a maioria não pode ser utilizada comercialmente pois

põem em risco a saúde do consumidor. A extração com fluidos supercríticos já se utiliza

comercialmente na extração da cafeína do café mas ainda não foram conseguidos resultados

satisfatórios na sua utilização para a extração de oleaginosas.

Devido às características e disponibilidade, o hexano continua a ser o solvente mais utilizado, apesar

da legislação, que regula as emissões de compostos orgânicos voláteis (COV’s) e controla as perdas

de hexano, ter aumentado com o tempo (Wan & Hron, 2000).

1.4.2 Aspetos Gerais da Utilização de Hexano

O hexano comercial utilizado na extração de óleo é o n-hexano. Este é um líquido incolor e com um

ligeiro odor a gasolina. É composto por uma mistura de isómeros do hexano e por uma pequena

quantidade de pentanos e heptanos, e ainda, pode conter outros componentes como acetona,

diclorometano, tricloroetileno e metiletilcetona, altamente voláteis. Para a sua utilização em extração

de óleos, a pureza do n-hexano deve estar entre 95 – 99 % (Cohr & Jørgensen, 1981).

A mistura é bastante volátil, com temperaturas de ebulição entre 49ºC e 80ºC, providenciando uma

adequada evaporação do solvente dos produtos. Consequentemente, nas condições utilizadas, espera-

se que os vestígios de n-hexano no óleo e na farinha sejam reduzidos. Para além disso, este solvente

apresenta elevado rendimento na extração de óleo, sendo os vestígios de óleo nos sólidos (soja) à

saída do extrator de apenas 0,5%, considerando uma retenção de hexano entre 30 e 35% (Smith,

2000).

Apesar de ser bastante utilizado, o hexano apresenta desvantagens, como por exemplo, ser altamente

volátil, inflamável e tóxico. O excesso de hexano no ar torna o ambiente explosivo e asfixiante (SRS

International, 2015). O limite máximo de exposição diária, recomendado aos trabalhadores, de hexano,

considerando turnos de 8h, (Threshold Limit Values – Time Weighted Average) é de 50 ppm

19

(Bandeirante Brazmo, 2014). No Anexo I podem-se observar as características do hexano comercial

utilizado na Iberol.

Devido às caraterísticas descritas são necessários e indispensáveis cuidados especiais na utilização

deste solvente. Para isso existem normas para o projeto e operação das fábricas de extração de óleo

com hexano, no que se refere, por exemplo, à existência de zonas de risco de explosão e à listagem

de boas normas de operação e funcionamento do processo (NFPA 36 – Standard for Solvent Extraction

Plants, 2001).

O hexano é, ainda, altamente prejudicial para os trabalhadores quando expostos prolongadamente a

concentrações elevadas. Na fase gasosa, a sua inalação pode causar irritação do trato respiratório e,

em casos extremos, inconsciência e paragem respiratória, pode ainda provocar pneumonia química e

edemas pulmonares. No estado líquido, a exposição ao hexano líquido na pele, a longo prazo, pode

causar fissuras, queimaduras e dermatites.

Em termos ambientais, se arrastado na água, pode infiltrar-se no solo, o que prejudica a qualidade da

água, contaminando os lençóis freáticos, podendo ser nefasto para a fauna e flora locais (Guarienti,

Pinheiro, Godoy, Evangelista, & Lovato, 2012).

Existem também normas e diretivas que regulam os limites de consumo de solventes e os

procedimentos aplicáveis às respetivas atividades, neste caso a extração de óleos vegetais. Em

Portugal, é seguido o Decreto-Lei n.º 127/2013 de 30 de agosto, baseado na diretiva da União Europeia

de 11 de Março de 1999, que refere os valores limite para a emissão total de COV (compostos orgânicos

voláteis) como o hexano numa atividade de extração de óleos vegetais. Os valores máximos permitidos,

de acordo com a diretiva, para o hexano emitido para atmosfera são de 0,8 kg solvente por tonelada

de soja e 1 kg por tonelada de colza processada.

1.4.3 Perdas de Solvente

Devido a todos os inconvenientes na utilização de hexano, é de extrema importância o controlo e a

monitorização das suas perdas, sendo necessário examinar periodicamente as saídas de produto

(farinha e óleo) e os efluentes líquidos e gasosos gerados no processo e os pontos onde haja

probabilidade de fugas.

Existem vários artigos que referem trabalhos de pesquisa e análise de perdas de hexano em fábricas

de processamento de oleaginosas. Nestes, tal como na literatura geral sobre o tema, é referido que as

perdas de hexano do processo podem ocorrer:

Nos produtos (óleo e farinha);

Nos efluentes (água e ar);

Durante as paragens e arranques;

Nas fugas em tubagens e equipamentos (flanges, válvulas, vedações, portas e purgas);

20

É economicamente inviável a eliminação total das perdas nos produtos e efluentes por questões de

equilíbrio e limitações físicas de investimento. No entanto, perdas elevadas, tanto nos produtos como

nos efluentes, devem-se ao funcionamento incorreto do processo, isto é, à ineficiência de alguns

procedimentos. Enquanto as perdas nos produtos se devem a deficiências no dessolventizador ou na

destilação da miscela, as perdas nos efluentes devem-se a problemas na decantação da água/hexano

e/ou na recuperação final do solvente. Já as fugas devem-se a falhas mecânicas ou à falta de

manutenção.

Segundo Sivarao et al. (2012) para investigar e detetar as principais fontes de perdas de solvente numa

fábrica inicialmente deve ser feita uma pré-avaliação do estado da instalação/equipamento e do

funcionamento do processo, através da recolha de dados, parâmetros de funcionamento, entrevistas e

questionários aos trabalhadores para determinação dos principais problemas. Com base nos resultados

desta pesquisa, realiza-se uma auditoria focada nos três pontos seguintes:

Excesso de perdas: perda adicional de solvente em relação às esperadas, através de:

(A) Óleo na saída da coluna de stripping;

(B) Ar na saída da zona de secagem;

(C) Farinha na saída do DTS;

(D) Ar na saída do sistema de óleo mineral;

(E) Água residual resultante da purificação do hexano líquido;

(F) Operação instável;

Fugas: representa a quantidade de solvente perdido através dos equipamentos, seja através

de flanges, portas, válvulas, visores, ou mesmo de orifícios e ruturas nas tubagens.

Purgas: são perdas que ocorrem quando os equipamentos são abertos para manutenção ou

inspeção. Estas só ocorrem quando o processo pára e não durante o seu funcionamento

normal.

Segundo Vidal (2000) e o Dpto.Técnico A&G (2000) as perdas distribuem-se da forma apresentada na

Figura abaixo. Verifica-se que, praticamente metade das perdas de solvente ocorrem na farinha,

enquanto 30% das perdas devem-se a fugas. Assim, a monitorização e controle do processo nestes

dois pontos deve ser efetuada com especial atenção.

É ainda importante referir que as perdas que ocorrem durante os arranques e paragens são

contabilizadas nas fugas, representando cerca de 9% das perdas totais. As paragens e arranques

provocam pressurização do sistema o que leva a um aumento das fugas (Dpto.Técnico A&G, 2000).

21

Figura 5 - Distribuição das perdas de solvente numa fábrica de extração de óleo.

É ainda referido que durante o processamento de colza a maior parte das perdas de hexano, cerca de

80% do total, ocorrem no dessolventizador, mas esse valor baixa para 35 - 65% no processamento de

soja. Estes valores devem-se principalmente às diferenças na quantidade de hexano arrastado pelos

sólidos que é muito superior na colza, como será discutido na secção 3.1 (Brueske & Crown Iron Works

Co., 2000).

Para contabilizar estas perdas é necessário proceder à recolha de amostras, em alguns casos ou

realizar medições no local. Usualmente são usados os seguintes métodos, para analisar as perdas:

Ar: Análise da quantidade no ar com um detetor multigases ou explosivímetro;

Água: Teste de inflamação ou de chama (para detetar a presença de hexano evaporado da

amostra);

Sólido: Análise espetroscopia de infravermelho próximo (NIR) ou flash-test;

Óleo: Determinação da temperatura de inflamação (flash-point).

39

30

1217

2

50

30

12

5 3

Farinha Fugas Óleo Efluentesgasosos

Efluenteslíquidos

0

10

20

30

40

50

60

Vidal, 2000 Dpto. Técnico A&G, 2000

22

2 Descrição do Processo

Neste capítulo apresenta-se com maior detalhe o processo de extração de óleo e de recuperação de

hexano incluindo uma descrição dos respetivos equipamentos.

2.1 Extração do óleo

2.1.1 Equipamento

A extração pode ocorrer em vários tipos de equipamentos sendo os mais utilizados o extrator de

Bollman, DeSmet e o extrator de Lurgi Frame Belt, representados esquematicamente na Figura 6.

Figura 6 - Esquemas dos diferentes tipos de extratores. (A) Bollman; (B) DeSmet Belt; (C) Lurgi Frame Belt.

O extrator de Bollman, que é ainda considerado um dos melhores tipos de extrator, foi um dos primeiros

extratores contínuos a aparecer e possui uma cadeia vertical sem-fim de cestos perfurados que contêm

o sólido que é continuamente lavado com miscela que circula em contracorrente. Os extratores de

DeSmet e o Lurgi Frame Belt funcionam com uma cadeia sem-fim mas horizontal (Perry & Green,

1997). Estes extratores são de leito pouco profundo pelo que a drenagem é mais fácil e ocorre num

período de tempo menor porque a altura de leito a ser atravessado pela miscela é menor. Usualmente,

23

o solvente residual nos sólidos é menor do que o obtido nos extratores de leito profundo. A principal

desvantagem é que, por vezes, a drenagem é menos eficiente e obriga a uma maior recirculação e, por

isso, é exigido um maior esforço às bombas (Applewhite, 1993).

Existem ainda extratores que funcionam segundo o princípio dos transportadores de parafuso, mas

atualmente são poucos os utilizados, visto que, o seu funcionamento tem uma ação destrutiva no

tamanho dos flocos em tratamento, originando um excesso de finos.

O extrator instalado na Iberol é do tipo rotocel de cestos horizontais e leito profundo, tal como o

esquematizado na Figura 7. Este modelo apresenta uma estrutura cilíndrica estacionária e estanque,

com um eixo vertical rotativo. Nesse eixo estão fixadas divisórias que formam as caçambas que são as

divisões onde se encontra o sólido. O fundo das caçambas é perfurado de modo a permitir a drenagem

da miscela para as tolvas (divisões onde se acumula a miscela em circulação no extrator). Este

equipamento permite um funcionamento em contínuo, é compacto, ocupando menos espaço que outros

tipos de extratores, e permite processar uma grande quantidade de produto. O leito pode atingir os 3

m de profundidade.

Figura 7 - Esquema detalhado de um extrator do tipo rotocel.

O extrator da Iberol, que será descrito em pormenor mais à frente, é composto por 22 caçambas, 9

tolvas e por uma tremonha de descarga do sólido. A circulação de miscela é garantida por 7 bombas e

11 chuveiros, que possibilitam a sua entrada nas caçambas. As paredes de separação das tolvas têm

uma altura decrescente, da zona de menor concentração para a de maior concentração, de modo a

que, se houver transbordo numa delas, não haja contaminação da miscela menos concentrada.

24

2.1.2 Descrição da operação

O material sólido já preparado (proveniente da Unidade de Preparação) entra no extrator onde é imerso

em miscela, que circula em contracorrente. De forma a efetuar uma última lavagem e a remover o

máximo de óleo possível, o hexano “puro” entra na fase final da passagem dos sólidos pelo extrator. A

partir daí, a miscela vai ficando cada vez mais concentrada em óleo, até sair do extrator no local de

maior concentração (abaixo da alimentação). O sólido é descarregado para uma tremonha e

transportado para o dessolventizador.

O funcionamento em contracorrente, esquematizado na Figura 8, permite que, à medida que o sólido

vai passando no extrator, seja lavado com miscela com concentrações cada vez mais baixas, e por fim,

com hexano “puro”. Deste modo é possível operar com concentrações de miscela mais elevadas e com

menor quantidade de solvente em recirculação, o que conduz a um menor caudal na recuperação de

hexano e, consequentemente a uma poupança de energia (vapor e eletricidade).

Figura 8 - Esquema do sistema de extração de óleo em contracorrente (Adaptado de Rataus, (2000)).

Os principais fenómenos físicos que ocorrem no processo de extração de óleo com solvente são a

percolação e a drenagem. A drenagem consiste na passagem de um líquido através de um sólido e a

percolação envolve a extração de componentes solúveis, devido à passagem do solvente através de

um material poroso (Brueske & Crown Iron Works Co., 2000).

Os extratores rotativos são normalmente de leito profundo pelo que é importante garantir uma boa

drenagem e evitar que, devido à altura e ao peso do leito, possa ocorrer uma percolação deficiente,

compressão do leito, drenagem lenta e elevado arrastamento de solvente pelo sólido que irá originar

um maior consumo de vapor no dessolventizador.

Segundo Rataus (2000), os fatores que influenciam a percolação e a drenagem da miscela são:

Permeabilidade do leito: depende do tipo de sementes e do tratamento que lhes foi dado, isto

é, do tamanho das lâminas, e qualidade do expandido (no caso da colza do prensado);

Formação de caminhos preferenciais: acontece principalmente junto aos separadores das

caçambas. Gera uma percolação deficiente e a existência de áreas secas no leito.

25

Existência de finos na miscela: o arraste de finos é maior na zona de saída da miscela, que

para além de colmatarem o leito, ao passarem para a zona de destilação, vão sujar os

equipamentos e ainda, provocar um aumento dos sólidos a remover na desgomagem;

Altura do leito: Influencia o tempo de drenagem, dependo da qualidade da fase de preparação.

Normalmente, estes extratores apresentam uma reduzida uniformidade na descarga devido ao

gradiente de concentração existente entre o topo do leito e o fundo.

2.1.3 Variáveis Operatórias

As variáveis operatórias mais importantes na zona de extração com solvente são: a temperatura, tanto

do solvente como dos sólidos, o tempo de contacto ou de extração, o grau de compactação do leito, a

retenção de solvente, a humidade do sólido à entrada, a concentração em óleo da miscela e o número

de banhos/chuveiros. Na tabela seguinte é possível ver os valores em literatura para as variáveis

operatórias referidas.

Tabela 2 – Valores de benchmark das variáveis operatórias do extrator.

(1) (Shahidi, 1990)

(2) (Smith, 2000)

(3) (Knott, 2000)

(4) (Manual para Extração - Bunge, 2007)

(5) (Brueske & Crown Iron Works Co., 2000)

A temperatura é um dos parâmetros mais importantes na extração. Quanto mais elevada, menos

viscosa é a mistura, logo mais fácil e rápido o óleo sai das células para a miscela. Por outro lado, o

Variáveis Colza Soja

Sólido Entrada

T (ºC) 60 – 66 (1) 60 – 65 (2)

% Hum 6 – 8 (3) 9,5 – 11 (2)

% Óleo 16 – 22 (1) 20 – 22 (2)

Solvente Entrada

T (ºC) 50 – 60 (1) 59 – 63 (2)

Interior Extrator

t residência lavagem (min)

12 (1) 5 (1)

P (mmH2O) -20 – 0 (4) -20 – 0 (4)

Miscela Saída % Óleo 25 – 30 (1) 25 – 30 (2)

Sólido Saída % Óleo 0,8 - 1,5 (5) 0,3 - 0,5 (2)

% Solvente 25 – 35 (1) 30 – 35 (2)

26

aumento da temperatura promove o aumento da solubilidade do óleo no hexano, o que também facilita

a passagem do óleo da fase sólida para a fase liquida (miscela).

No entanto, se o extrator trabalhar muito perto da temperatura de ebulição do hexano (cerca de 68ºC),

haverá uma evaporação excessiva e consequentemente a pressurização do sistema, aumentando-se

a perda de solvente. Assim, o extrator deve operar o mais quente possível, mas não a temperaturas

muito superiores a 60ºC (Smith, 2000).

O tempo de contacto é o tempo durante o qual o material sólido está submerso na miscela. Se o tempo

de contacto for insuficiente, a extração pode não atingir o equilíbrio. Como referido no parágrafo

anterior, devido à diminuição da viscosidade do óleo e do solvente, e o tempo é tanto menor quanto

maior a temperatura.

A compactação do leito depende do tamanho das partículas. Um excesso de compactação é prejudicial

pois dificulta a drenagem e o leito pode ficar impermeabilizado. Por outro lado, uma porosidade

demasiado elevada conduz a uma boa drenagem mas percolação deficiente devido ao reduzido tempo

de contacto para a extração.

Tanto a compactação do leito, como o tempo de contacto dependem das características de cada tipo

de semente e têm influência na retenção de solvente que consiste na quantidade de solvente que

permanece nos sólidos, após a drenagem. A retenção de solvente elevada pode ser indicativo da

existência de problemas de drenagem, devido ao excesso de finos ou de impurezas, como cascas. Se

a retenção apresentar um valor baixo indica boa drenagem, no entanto é necessário verificar a

quantidade de óleo residual, porque pode não estar a ocorrer uma boa lavagem.

A retenção de solvente é mais fácil de medir e de monitorizar do que a compactação do leito ou o tempo

de retenção e é, uma das variáveis de controlo da extração.

A humidade do material sólido à entrada no extrator é também importante porque influencia a

compactação do leito. De facto, se a humidade for baixa, os sólidos perdem plasticidade e ficam frágeis

e com tendência a formar finos, o que prejudica a percolação e a drenagem.

A concentração da miscela à saída do extrator permite, de forma fácil, monitorizar a eficiência do

processo. De facto, para além de permitir calcular a quantidade de óleo extraída, dá uma indicação do

residual de óleo nos sólidos (miscela muito concentrada – aumento do óleo residual nos sólidos) e

ainda da quantidade de vapor a utilizar na destilação (miscela pouco concentrada – aumento do

consumo de vapor).

Por fim, o número de banhos é importante, pois quanto maior a recirculação de miscela, maior o tempo

de contacto entre o óleo e o solvente, logo menor a quantidade de hexano necessária.

É ainda importante referir que, uma boa preparação do material sólido é essencial para a obtenção dos

melhores resultados na extração. Assim, a laminagem é importante para que ocorram os rompimentos

dos organelos onde se encontra o óleo, facilitando a sua remoção pelo solvente. Devido às

27

características da estrutura vegetal da colza, é mais difícil ao hexano alcançar o interior da sua estrutura

celular para extrair o óleo, aumentando a importância da laminagem no processamento de colza.

Por outro lado, é necessária uma boa expansão para que o expandido forme uma rede porosa com

uma densidade inferior e de mais fácil extração.

2.1.4 Controlo

Tendo em conta o exposto acima, o controlo da extração passa por monitorizar as seguintes variáveis

(Manual para Extração - Bunge, 2007):

Concentração da miscela: Se for da miscela à saída do extrator, dá uma boa indicação do

rendimento em óleo da extração. Se, por outro lado, for a miscela em recirculação, dá uma

indicação do perfil de concentrações dentro do extrator;

Temperatura de extração: controlar a temperatura dos sólidos e do hexano à entrada;

Retenção de solvente: O valor dá indicação sobre a existência ou não de problemas na

drenagem e percolação.

2.2 Dessolventização

2.2.1 Equipamento

Figura 9 - Representação esquemática das zonas de pré-dessolventização e dessolventização de um DT.

28

Na Figura 9 é possível observar uma representação esquemática de um dessolventizador, onde se

podem observar as diferenças entre os níveis nas duas zonas (pré-dessolventização e

dessolventização), os pratos, a entrada e saída de farinha e dos gases e ainda outros acessórios que

compõe o equipamentos (sensores de nível e facões de homogeneização do leito).

Os pratos iniciais designam-se pratos de pré-dessolventização e estão presentes em número variável,

de 2 a 4. A principal função destes pratos é o aquecimento dos sólidos através da sua superfície, por

condução, pela condensação de vapor indireto. O material sólido movimenta-se através dos pisos,

passando por comportas (Figura 10) que abrem ou fecham de acordo com o nível de sólidos no prato

(J. Van Damme, 2000). Os pratos devem ter um desenho que permita aos gases ascendentes passar

à volta, sem contactar com o leito.

Os pratos centrais são designados pratos de dessolventização ou de contracorrente. Aqui há

aquecimento indireto e direto, devido à passagem de vapor-vivo pelo leito. Possuem ainda orifícios que

permitem a passagem do vapor que, ao passar, evita a queda de material. O número de pratos em

contracorrente é calculado de forma a obter o tempo de residência pretendido. Para que o fluxo de

material entre os pratos se mantenha existem válvulas eclusas (Figura 10) que permitem a passagem

dos sólidos em função do seu nível (Crown Iron Tecnologias LTDA, 2012).

Figura 10 - Representação esquemática do tipo de passagem do sólido entre pisos do DTS (Esquerda:

comporta; Direita: válvula eclusa).

A secagem e arrefecimento da farinha pode não ser efetuada no mesmo equipamento que a

dessolventização. Neste caso é efetuada à parte num secador rotativo de feixe tubular ou equivalente.

Se efetuada no DTS, os pratos de secagem também são perfurados, de modo a possibilitar a passagem

do ar através do leito (Crown Iron Tecnologias LTDA, 2012). O ar entra na câmara de cada piso através

de um ventilador e à saída passa por ciclones para separação de partículas arrastadas. A passagem

do material entre os pisos também é feita através de válvulas eclusas.

29

2.2.2 Descrição da operação

O material proveniente do extrator entra no topo do DTS (Figura 9), com cerca de 25 a 35% de hexano

(Shahidi, 1990), para o primeiro prato de pré-dessolventização, através de uma válvula eclusa. Na zona

de pré-dessolventização há remoção de 15 a 25% do solvente. A temperatura dos sólidos deve variar

entre 57 e 65ºC, enquanto a temperatura dos gases varia entre 72 e 85ºC (J. Van Damme, 2000). Como

o calor é transferido por condução, é necessário haver o máximo de contacto com o prato, por isso, a

altura do leito não deve exceder os 300 mm (Kemper T. G., 2011).

Nos pratos centrais a mistura aquece devido a dois processos: transferência de calor por condução

para o material sólido sobre o prato quente (aquecimento com vapor indireto) e transferência de calor

por convecção do vapor em ascensão (aquecimento com vapor direto). O número de pratos com

circulação de vapor em contracorrente tem que garantir o tempo de residência necessário à evaporação

do solvente que é de 25 a 30 min para a soja, e de 60 a 90 min para a colza (Vidal, 2000). Aqui remove-

se entre 75 e 85% do solvente. A temperatura do leito de sólidos deve estar entre 100 e 120ºC (Shahidi,

1990), de modo a evitar a temperatura de auto-inflamação da farinha (140ºC) e a de degradação da

proteína.

Na Figura 11 é possível observar a distribuição de temperatura na farinha ao longo de 4 pratos de pré-

dessolventização (4 primeiros a contar do topo) e 4 pratos de dessolventização, referida nos parágrafos

anteriores. Visualiza-se ainda a distribuição do teor de hexano na farinha, ao longo dos pratos,

considerada para um DTS clássico, em Fox (2012).

Figura 11 - Esquerda: Aumento da temperatura da farinha ao longo do processo de dessolventização; Direita:

Diminuição da percentagem de hexano na farinha ao longo do processo de dessolventização (adaptado de Fox,

(2012)).

O primeiro prato da zona de dessolventização é crítico pois o aquecimento é maioritariamente feito pelo

vapor direto, o que provoca um aumento da humidade. A condensação, originada pela má distribuição

30

do vapor, é crítica porque a água mistura-se com o solvente aumentando o ponto de ebulição e

diminuindo a taxa de evaporação e recuperação do hexano. À saída deste prato, 99% do hexano total

à entrada já deverá ter sido evaporado. A camada de sólidos neste prato deve ter entre 1000 a 1200

mm de altura. Nos restantes pratos de dessolventização, a camada de sólidos não deve exceder os

1000 mm e o solvente residual deverá encontrar-se entre 100 a 500 ppm.

Nos últimos pratos de dessolventização ocorre ainda a tostagem. Esta consiste no tratamento térmico

para melhorar a qualidade nutricional da farinha visto que são destruídas toxinas e outros elementos

anti-nutricionais na alimentação animal. Por fim, realiza-se a secagem da farinha com ar, por convenção

forçada, para obtenção do produto final com a temperatura e o teor de humidade adequado ao

armazenamento.

Segundo a literatura, a soja é mais fácil de dessolventizar do que a colza, sendo necessário menos

pratos de contacto com vapor e, por isso, menos orifícios de passagem deste nos pratos (J. Van

Damme, 2000). A estrutura celular da colza faz com que seja mais difícil remover o solvente e atingir

baixas concentrações sendo também necessário utilizar maiores tempos de residência.

2.2.3 Variáveis Operatórias

Os principais fatores que influenciam a dessolventização dos sólidos são a temperatura dos gases e

do material sólido, a altura dos sólidos nos pratos, o hexano residual nos sólidos e a adição de vapor

direto (Manual para Extração - Bunge, 2007). Os valores em literatura, para estas variáveis estão na

Tabela 3.

Tabela 3 - Valores de benchmark das variáveis operatórias do DTS.

Variáveis Colza Soja

T gases saída (ºC) 72 – 85 (1) 72 – 85 (1)

P topo (mmH2O) -10 a 0 (2) -10 a 0 (2)

H leito pré-dessolventização (mm) 150 – 300 (2) 150 – 300 (2)

H leito 5º piso (mm) 1000 – 1200 (2) 1000 – 1200 (2)

H pratos dessolventização (mm) < 1000 (2) < 1000 (2)

Conc hexano saída (ppm) < 800 (3) < 500 (4)

T sólidos saída (ºC) 103 – 110 (3) 100 – 107 (5)

(1) (Kemper T. , 2000)

(2) (Manual para Extração - Bunge, 2007)

(3) (Shahidi, 1990)

(4) (Brueske & Crown Iron Works Co., 2000)

(5) (Kemper T. , 2000)

31

A temperatura dos gases é um bom indicador do modo como a dessolventização está a decorrer

devendo ser, no mínimo de 72ºC, com variações de 2 a 3ºC. Assim, se a temperatura estiver abaixo do

esperado significa que pouco hexano está a ser evaporado, aumentando as perdas de solvente. Mas

se a temperatura for demasiado alta pode indicar a utilização excessiva do vapor direto, levando a um

aumento desnecessário do seu consumo (Kemper T. , 2000).

O teor de hexano nos sólidos à entrada do equipamento influencia todo o processo, sendo necessário

ajustar o caudal de vapor de modo a garantir o gradiente de temperaturas e assegurar que a quantidade

final de hexano na farinha se mantém nos valores desejados.

A medição do solvente residual nos sólidos à saída da dessolventização é essencial para controlar o

correto funcionamento do processo e das perdas de solvente no produto sólido. Esta medição realiza-

se por análise de amostras do produto em laboratório.

A adição de vapor direto deve realizar-se de forma a regular e manter constante a temperatura no topo

do DT e o gradiente de temperatura ao longo dos pisos de dessolventização. Mais importante que a

quantidade de vapor injetada é a relação entre a quantidade de vapor que entra no DTS e a quantidade

de farinha seca e dessolventizada (densidade de vapor). Segundo Kemper (2000), o hexano residual

nos sólidos diminui com o aumento da densidade de vapor.

Apesar da maioria dos dessolventizadores serem dimensionados para um tempo de residência ótimo

pode acontecer que parte da farinha chegue ao transportador de saída pouco depois de ter entrado.

Isso deve-se a problemas no controlo de nível nos pratos que pode ocorrer em fábricas que processam

diferentes sementes com diferentes caudais diários. Por isso, o ajuste dos níveis de sólido nos pratos

é importante, passando esse ajuste pela regulação das comportas e válvulas de passagem entre eles.

A quantidade de hexano nos sólidos à saída da dessolventização permite averiguar da eventual

existência, ou não, de problemas no processo.

Na zona de secagem da farinha o parâmetro mais importante é a temperatura do ar, porque

temperaturas elevadas, superiores a 140ºC, podem degradar o produto. Além disso, uma humidade

elevada do material sólido aumenta o risco de aquecimento e autocombustão desse produto. A

existência de um teor de humidade elevado indicia deficiências no equipamento como por exemplo

obstruções nos furos dos pratos, tubos de vapor furados, baixo caudal de ar ou vapor ou ainda um

controlo de nível incorreto. É importante referir que na zona de secagem já não é possível efetuar

recuperação do solvente.

2.2.4 Controlo

Os pontos críticos para efetuar o controlo do DTS são os seguintes (Manual para Extração - Bunge,

2007):

Temperatura dos gases: dá uma indicação da eficiência da dessolventização;

32

Quantidade de vapor direto: O controlo deveria ser automático para estabilizar a temperatura

dos gases;

Nível do leito;

Solvente residual;

Humidade da farinha.

2.3 Destilação do solvente

2.3.1 Descrição dos Equipamentos e Operação

A miscela é tratada num processo de destilação a vácuo, onde se dá a remoção do hexano com

obtenção do chamado óleo bruto.

Tal como se pode observar na Figura 12, o sistema é composto por várias colunas economizadoras ou

de aquecimento com vapor de rede. Nestas colunas a miscela é progressivamente aquecida originando

a evaporação de hexano. Por fim, os últimos vestígios de hexano são removidos na coluna de

desabsorção (stripping).

O hexano evaporado é encaminhado para a zona de condensação. Por sua vez, o óleo vai ainda ser

sujeito a secagem e desgomagem para formar o óleo desgomado que é depois usado na produção de

biodiesel.

Figura 12 - Representação esquemática do processo de destilação do óleo (ECON – economizador; AQ –

aquecedor).

33

Para o aquecimento da miscela, no primeiro economizador (ECON (1)) é usado o caudal de gases

evaporados no DTS, que depois são encaminhados para os condensadores, com o restante hexano

evaporado. No segundo (ECON (2)) é utilizado o óleo bruto que sai da coluna de stripping e que está

a cerca de 100ºC. De seguida, no terceiro economizador (ECON (3)), o fluido de aquecimento usado é

o vapor-flash formado a partir dos condensados do vapor de mais alta-pressão (10/11 bar). No último

economizador (ECON (4)), para o aquecimento é usado óleo desgomado.

Nestas colunas, a miscela passa dentro de uma serpentina que fica imersa pelo fluido de aquecimento.

Apenas o quarto economizador (ECON (4)) na Figura 12, é um permutador de caixa e tubos.

De seguida, a miscela, já com uma quantidade de hexano muito baixa, passa por dois aquecedores

AQ(1) e (2), com vapor de rede, que apenas funcionam se a miscela ainda não estiver à temperatura

adequada para passar na coluna de stripping.

Nesta coluna são injetados gases proveniente da descarga dos ejetores, a cerca de 2 bar, através de

um distribuidor de vapor, passando em contracorrente com o óleo. A injeção de vapor serve para agitar

o óleo e remover os vestígios de hexano, tanto por aumento de temperatura, como por arrastamento.

Se a quantidade de gases não for suficiente para se atingir a temperatura pretendida, pode ser injetado

vapor da rede.

O excesso de vapor direto prejudica o vácuo e aumenta a humidade do óleo.

2.3.2 Variáveis operatórias

Durante a destilação dá-se a evaporação gradual do hexano na mistura sendo importante controlar a

concentração da miscela, a temperatura, o vácuo e a adição de vapor direto.

É muito importante que a concentração da miscela no início da destilação se mantenha constante, com

valores entre 25 a 30% de óleo (Shahidi, 1990). Se estiver muito concentrada, ou seja, com uma

quantidade reduzida de hexano, há subaproveitamento da energia dos gases provenientes do DTS.

Por outro lado, se for muito concentrada aumenta o consumo de vapor nos aquecedores (Manual para

Extração - Bunge, 2007).

Conhecer a concentração da miscela ao longo da destilação também é importante para avaliar a

eficiência das trocas de calor. A concentração de óleo deverá ser de 80% na saída do primeiro

economizador (o que funciona com os gases do DTS), de 97% à saída do terceiro e 99,9% na saída

da coluna de stripping pelo que é conveniente proceder à análise das concentrações de miscela à saída

de cada equipamento (Manual para Extração - Bunge, 2007).

A temperatura da miscela deve ser de, aproximadamente, 55ºC no início da destilação e, ao longo do

processo, não deve ser superior a 110ºC para evitar a oxidação do óleo. A existência de temperaturas

elevadas indica deficiências nos equipamentos ou no controlo.

34

2.3.3 Controlo

Os parâmetros mais importantes a serem controlados são:

Concentração inicial da miscela: Manter o valor constante para garantir o aproveitamento

energético dos gases;

Temperatura da miscela: Manter a temperatura abaixo do valor máximo, para não oxidar o

óleo;

Vácuo: Deve ser mantido para garantir a separação de solvente a baixas temperaturas;

Adição de vapor-direto: Procurar o equilíbrio entre a temperatura e o vácuo.

2.4 Recuperação Final do Solvente

2.4.1 Descrição da operação

A recuperação final de solvente é efetuada por absorção do hexano gasoso num óleo mineral a baixa

temperatura numa coluna de absorção e a sua posterior desabsorção a alta temperatura numa coluna

de regeneração (Figura 13).

Neste sistema são sujeitos a tratamento os gases contaminados com hexano, que não condensaram

no sistema de condensação. Pois, apesar de a quantidade de hexano já ser muito reduzida é

necessário garantir que a sua quantidade no efluente não é superior ao referido no Decreto-Lei (DL

127/2013) para as emissões de COV’s. Este sistema funciona praticamente em autónomo do restante

processo (Manual para Extração - Bunge, 2007).

O processo de recuperação do hexano esquematizado na Figura anterior inicia-se com a passagem

dos gases numa torre de lavagem em contracorrente com água refrigerada num chiller para reduzir a

temperatura e favorecer a condensação do solvente (não representado na imagem). De seguida, a

corrente gasosa entra na coluna de absorção, em contracorrente com o óleo mineral frio, para que este

absorva o hexano, representado na primeira coluna da Figura 13, à esquerda. Os gases saem para a

atmosfera através de um ventilador.

Em seguida, o óleo mineral impregnado de hexano passa em um economizador (permutadores de

placas) para aquecer em contracorrente com o óleo quente proveniente da coluna de desabsorção.

Antes do óleo mineral entrar na coluna de regeneração, passa ainda num aquecedor que funciona por

injeção de vapor direto. Este processo de aquecimento e regeneração do óleo leva à libertação do

hexano que segue para a condensação.

35

Figura 13 - Esquema de funcionamento do sistema de recuperação com óleo mineral (linhas a roxo - óleo

mineral; tracejado vermelho - gases; linhas amarelas - vapor de água; linhas azuis - água de refrigeração) (Alfa

Laval, 2003).

O óleo mineral que sai da coluna de desabsorção volta aos economizadores, desta vez para ser

arrefecido. Depois sofre novo arrefecimento em permutadores de calor onde circula água da torre de

refrigeração e do chiller e volta a entrar na coluna de absorção, já frio (Alfa Laval, 2003).

O efluente gasoso que sai da coluna de absorção, segundo a literatura, não deve ter uma quantidade

de hexano superior a 30 g solvente/Nm3 de ar (Vidal, 2000). Já os máximos de emissões permitidas

pela legislação são de 0,8 kg solvente por tonelada de soja e 1 kg por tonelada de colza processada,

como já tinha sido referido acima.

2.4.2 Equipamento

Na Iberol a primeira torre de arrefecimento dos gases com água antes da torre de absorção é uma torre

de enchimento com anéis de raschig em inox para melhorar o contacto entre a água e os gases.

36

A torre de absorção do hexano no óleo está dividida em duas colunas em série, que também são de

enchimento com anéis de raschig, em plástico, de vários tamanhos. A falta de eficiência neste

equipamento pode dever-se a anomalias nos distribuidores do óleo e da fase gasosa.

A coluna de regeneração tem enchimento de anéis de raschig e pallring em inox (temperatura elevada).

Funciona para regeneração do óleo, que entra no topo da coluna por um distribuidor. Este assegura

uma boa distribuição e consequentemente uma melhor regeneração do óleo mineral.

2.4.3 Variáveis Operatórias

O processo de recuperação de hexano com óleo mineral é influenciado por fatores internos e externos.

Os fatores externos ao sistema são a composição do solvente, as caraterísticas/composição do óleo

mineral e o caudal de ar que entra nos equipamentos devido à falta de estanquicidade. Os fatores

internos são consequência do funcionamento do processo e são: a temperatura dos gases à entrada e

a temperatura e o caudal de óleo mineral (Wegner, 2000).

No que diz respeito à composição, o solvente usado não é hexano puro mas n-hexano que, tal como

referido na secção 1.4.2, consiste uma mistura de hidrocarbonetos com uma certa percentagem de

pentanos e heptanos. Ora, como a capacidade de absorção do óleo mineral é inversamente

proporcional ao tamanho dos hidrocarbonetos se houver acumulação destes o óleo fica saturado e a

recuperação de hexano não ocorre com a eficiência esperada. Assim, deveria ser efetuada uma análise

ao solvente de modo a conhecer a sua composição, sendo recomendado um conteúdo mínimo de

pentanos, dimetilbutano e heptano. Por outro lado, a presença de componentes menos voláteis no

solvente leva a um aumento da temperatura necessária para a sua regeneração eficiente e a uma

acumulação destes compostos no solvente com a consequente diminuição da eficiência da remoção

do hexano da farinha aumentando assim as perdas de solvente com a farinha no dessolventizador.

Sabendo que a concentração de hexano no óleo mineral deve variar entre 3 a 6% à saída da coluna

de absorção e 0,1 a 0,5% após a coluna de desabsorção é possível monitorizar a eficiência do processo

e perceber se o óleo está ou não saturado (Manual para Extração - Bunge, 2007).

As entradas de ar no processo de extração derivadas da falta de estanquicidade provocam também o

aumento das perdas de solvente por arrastamento, visto que a quantidade de incondensáveis no caudal

de gases em circulação aumenta e assim, o caudal na recuperação final também aumenta. A entrada

de ar ocorre principalmente no extrator visto que os sólidos transportam ar desde a preparação e porque

é neste equipamento que existem mais locais com elevada probabilidade de ocorrência de fugas.

O aumento da temperatura dos gases na entrada da coluna absorvedora faz também aumentar as

perdas de solvente pelo que no arrefecedor a água deve entrar entre os 18 e os 22ºC e os gases devem

sair apenas 2 a 3 graus acima da temperatura de entrada da água de modo a ser possível condensar

o excesso de solvente.

37

Quanto à temperatura do óleo mineral na coluna de absorção esta deve encontrar-se entre 15 e 20ºC,

não superior a 25ºC. Na coluna de regeneração do óleo a temperatura deve ser de, aproximadamente

100ºC (Wegner, 2000), não devendo atingir valores superiores a 110ºC devido risco de degradação do

óleo mineral.

Este sistema de regeneração possibilita uma menor deterioração do óleo mineral, porque com o

aumento da área de transferência de massa, o tempo de residência a elevada temperatura é menor,

mantendo a eficiência (Manual para Extração - Bunge, 2007).

2.4.4 Controlo

Tendo em consideração os principais fatores a monitorizar descritos anteriormente, deve controlar-se

continuamente as seguintes variáveis (Manual para Extração - Bunge, 2007).

Concentração de hexano no óleo mineral: a concentração em hexano à entrada e à saída

das colunas de absorção e desabsorção;

Temperatura do óleo mineral: Na entrada das colunas;

Caudal de óleo mineral: Deve ser constante em todo o circuito;

Pressão no sistema: deve manter-se uma ligeira depressão no sistema para evitar fugas.

38

3 Estado Atual do Sistema

Tendo em conta o que foi referido no Capítulo 2, depois de perceber o processo de extração do óleo e

quais as variáveis mais importantes e onde se deve efetuar o seu controlo e monitorização, procedeu-

se à análise dos valores reais e procedimentos seguidos atualmente. Desse modo pode-se avaliar o

estado atual do sistema e, posteriormente, as opções para melhoria.

3.1 Extrator

3.1.1 Variáveis e Controlo

A Tabela II.1, presente no Anexo II apresenta as variáveis identificadas no Cap. 2, como sendo as mais

importantes do processo de extração do óleo, os valores de processo e ainda, os recomendados na

literatura quando se processa soja e colza.

Atualmente verifica-se que a maior diferença está na temperatura, tanto dos sólidos que entram no

extrator como do hexano, que são aproximadamente 20% inferiores ao esperado. A temperatura do

hexano, à entrada do extrator, é regulada num permutador por aquecimento com vapor indireto. Já a

temperatura dos sólidos é regulada pelo caudal de ar que passa no secador à saída da zona de

preparação. Este secador funciona com ar atmosférico não sendo controlada a temperatura do mesmo,

assim a temperatura dos sólidos na saída depende apenas do caudal de ar. Considerando esta

diferença é conveniente alterar o set-point, aproximando as temperaturas a valores mais próximos dos

ideais.

Outro dos problemas que se observa é a inexistência de vácuo no extrator. Este é controlado pela

regulação da abertura de uma válvula, na saída de gases do extrator. Existe bastante dificuldade em

funcionar a vácuo, principalmente com a soja, devido à elevada quantidade de material em circulação

e às temperaturas atingidas que são superiores (com o aumento da temperatura, aumenta a

evaporação de solvente e consequentemente a pressão no sistema). Para a colza, é mais fácil manter

o vácuo pois, apesar da quantidade de sólidos no extrator ser a mesma, este funciona mais lentamente

e o sistema de condensação e de vácuo estão menos sobrecarregados.

A quantidade de óleo nos sólidos à entrada do extrator é muito importante e, no caso da colza, este

valor encontra-se cerca de 10% acima do referido, em várias fontes de literatura. Esta diferença resulta

de uma menor eficiência da extração mecânica do óleo, devido à utilização de expanders adaptados,

os quais são menos eficientes. Isso leva a um excesso de óleo, nos sólidos, o que obriga a utilizar uma

quantidade de hexano superior, para diminuir o óleo residual nos sólidos e aumentar a eficiência da

extração. No caso da soja, este problema não existe pois, como a quantidade de óleo é baixa

(aproximadamente 20%) não existe a fase de extração mecânica. Assim a quantidade de óleo só

depende das características das sementes compradas.

39

O tempo de contato/extração é indiretamente controlado pela velocidade de rotação do extrator, sendo

essa regulada para se manter um determinado nível de micela nas caçambas.

A compactação do leito não se controla diretamente. Contudo, a drenagem através do leito é

monitorizada por análise visual da acumulação de miscela no topo do leito.

É de referir que grande parte do controlo de funcionamento do extrator é realizado visualmente, isso

pode trazer problemas de coerência e conformidade relativamente aos modos de atuação e nos

resultados ao longo dos dias de processo. Para uniformizar alguns dos procedimentos realizados

perante as anomalias mais usuais, foi elaborado, com informações fornecidas pelos operadores do

extrator, uma tabela com as anomalias e as ações corretivas. Esta tabela pode ser consultada no Anexo

III. Foi também proposta a colocação de referenciais nas caçambas, para controlo da altura do leito e

da miscela, e ainda nas válvulas de acesso da miscela aos chuveiros. Neste caso, o marcador serviria

para controlo da abertura das válvulas/controlo do caudal. Assim pretende-se facilitar o controlo visual

tornando-o mais exato e comparável, ao longo dos dias.

Contudo, é efetuado o controlo laboratorial de algumas variáveis. Periodicamente faz-se o controlo

diário de óleo residual nos sólidos à saída do extrator e, sem periodicidade fixa, a medição do hexano

residual. Atualmente está também a ser feita, pontualmente, a recolha de miscela nas bombas de

recirculação de miscela para determinação do perfil de óleo ao longo do extrator. Este controlo é

efetuado principalmente quando se processa soja e/ou quando há dúvidas sobre o perfil de

concentração de miscela e sobre a eficiência da extração. Estas análises laboratoriais são demoradas

(cerca de um dia), sendo impossível conhecer os resultados a tempo de se poder atuar no processo e

é por essa razão que a análise visual do processo é tão importante.

3.1.2 Relação entre Variáveis

Segundo a literatura, a humidade dos sólidos no início do processo influencia a extração sendo que o

teor de hexano residual aumenta com o aumento da humidade (Mattea, 2000).

A influência negativa da humidade na extração deve-se à formação de uma camada superficial que

impermeabiliza os sólidos, por outro lado, com a diminuição da humidade nos sólidos, as partículas

tornam-se mais quebradiças e dão origem a mais finos. Com um aumento dos finos, aumenta ainda

mais o empacotamento do leito e torna-se, mais difícil a percolação e a drenagem.

Para verificar se era possível identificar alguma relação entre estas variáveis no processo Iberol, tentou-

se relacionar os valores da humidade com os valores do teor de óleo e de hexano finais. Estes foram

obtidos a partir da análise de amostras diárias das sementes no fim da preparação (teor de humidade

e óleo) e de amostras de farinha à saída do extrator, realizadas pontualmente. Os resultados foram

recolhidos dos boletins diários de controlo emitidos entre Abril e Agosto do presente ano (período no

qual decorreu o estágio). Os gráficos resultantes desta análise podem ser consultados no Anexo IV.

40

Nos dados disponíveis para a soja, a humidade dos sólidos à entrada variou cerca de 0,5%, o que se

encontra dentro da margem de erro da análise da amostra que é de 4,5%. Também a variação do teor

de óleo não é significativa visto que está dentro da margem de erro da análise (3%).

Já o teor de hexano nos sólidos é analisado de forma pouco precisa, pois envolve a pesagem da

amostra antes e depois de um período não definido de evaporação, pelo que o erro da análise deverá

ser elevado.

Assim, para a soja, não foi possível estabelecer qualquer relação entre a variação do teor de óleo

residual e o teor de hexano e a humidade dos sólidos à entrada do extrator. Também se deve ter em

consideração que, existem muitos outros fatores que influenciam o óleo residual nos sólidos após

extração, como a temperatura e o tempo de drenagem.

No caso da colza, as variações de 2,5% na humidade e de 4% no teor de óleo residual apresentadas

são superiores ao erro das medições (1% para ambas). Logo, apesar de existir dispersão dos pontos,

é possível identificar alguma tendência de variação prevista. Assim, verifica-se que o teor em óleo

residual diminui com o aumento da humidade, já o teor em hexano residual aumenta com a humidade.

Para um funcionamento ótimo é necessário encontrar um equilíbrio entre estes dois parâmetros.

A variação do teor de hexano é de 5%, mas os erros analíticos não permitem tirar qualquer conclusão.

Foi também analisada a variação do caudal de óleo extraído com o caudal de hexano alimentado ao

extrator. É de referir que, a variação do caudal de hexano apresentada é muito pequena e deve-se

apenas a oscilações do processo, pois esta variável é controlada para ser constante. Mais uma vez,

apesar de se observar uma tendência para o aumento da quantidade de óleo extraído com o aumento

da quantidade de hexano, não se pode concluir que estas duas variáveis estejam diretamente

relacionadas, pois há outros fatores, como a temperatura do hexano e dos sólidos, que têm grande

influência na extração. Os gráficos obtidos na realização desta análise estão no Anexo IV.

3.1.3 Consumo de Hexano

O rácio entre a massa de solvente e a massa de sólidos no extrator é muito importante para monitorizar

a quantidade de solvente em recirculação por ton de semente usada. Uma quantidade de solvente

demasiado baixa reflete-se numa extração ineficiente, porque o hexano existente não é suficiente para

remover o óleo dos sólidos. Uma relação elevada de solvente resulta num maior conteúdo em hexano

na miscela que deixa o extrator (Smith, 2000). O rácio deve ser de 0,9 ou 1,0 para a soja, para a colza

não foram encontrados valores de referência, e por isso consideram-se os valores da soja para efetuar

a comparação com o valor real.

Os rácios usados na Iberol foram calculados usando os caudais de hexano e de sólidos, obtidos a partir

da supervisão (sistema de controlo) e dos boletins diários de controlo, referentes ao período entre Abril

41

e Agosto. Os gráficos representativos desta relação podem ser observados na Figura IV.4 do Anexo

IV.

O rácio real utilizado na Iberol durante o processamento de soja é mais reduzido do que o

recomendado, o que leva a concluir que pode ser benéfico aumentar o caudal de hexano no processo.

No entanto, aumentar o caudal de hexano vai aumentar o caudal que alimenta a destilação e os gastos

com vapor. Por outro lado, o aumento do hexano em circulação leva a um aumento das perdas e do

consumo específico de hexano gasto por tonelada de semente processada.

Em conclusão, um aumento do hexano vai favorecer a recuperação de óleo (o óleo residual nos sólidos

é superior ao esperado pelo benchmark) mas leva a um aumento dos gastos energéticos e das perdas

de hexano. Analisando os valores verifica-se que, se o rácio aumentasse do valor utilizado para 0,9,

ocorreria um aumento de cerca de 6 ton/h no caudal de hexano (fazendo o cálculo com a quantidade

de sólidos constante). Analisando a relação entre este caudal de hexano e o caudal de óleo extraído

(Figura III.3), verifica-se que o aumento da eficiência da extração, em relação ao valor médio de óleo

extraído, é de cerca de 1 ton/h de óleo.

Para calcular o aumento do lucro provocado pela recuperação extra de óleo (Equação 1), calculou-se

o calor (Q) necessário para evaporar a quantidade extra de hexano (6 ton/h) e, a partir daí a quantidade

de vapor necessária (10 bar). É ainda necessário considerar a diminuição do caudal de farinha

produzida (o óleo extra na miscela provem dos sólidos), tal como o aumento das perdas de hexano

derivadas do aumento do caudal de solvente em recirculação.

𝑳𝒖𝒄𝒓𝒐𝒆𝒙𝒕𝒓𝒂 = 𝐺𝑎𝑛ℎ𝑜ó𝑙𝑒𝑜 − 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 − 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜𝑝𝑒𝑟𝑑𝑎𝐹𝑎𝑟𝑖𝑛ℎ𝑎 − 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜𝑝𝑒𝑟𝑑𝑎𝐻𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜 (1)

𝑄 = 𝑀ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜 × 𝑀𝑀ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜 × ∆𝐻𝑣𝑎𝑝 (2)

𝑄 = 𝑀𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 × 𝐻𝑣𝑎𝑝.𝑠𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎𝑑𝑜𝐿 (10 𝑏𝑎𝑟) (3)

O aumento das perdas foi estimado proporcionalmente ao aumento de caudal. Verificou-se que com o

aumento de 6 ton/h de hexano, as perdas iriam aumentar 0,15 kg hexano/ton semente, o que se traduz

num aumento de 8€/h em perdas (sendo o preço do hexano 800 €/ton).

Os resultados das Equações 1 a 3, tal como os valores utilizados podem ser consultados na Tabela 4.

Considerando o preço do vapor de 30 €/ton, o preço da farinha de 350 €/ton e o preço do óleo de 750

€/ton, obtiveram-se os valores apresentados na Tabela 5. Conclui-se que com esta alteração se poderia

gerar um lucro extra de 362 €/h ou seja 8700 €/dia de processamento de soja.

42

Tabela 4 - Resultado do cálculo do calor transferido para evaporar o hexano e do caudal de vapor (Referência

(1): Perry & Green (1997))

Valor Unidades

∆𝑯𝒗𝒂𝒑 28,85 (1) kJ/mol

𝑴𝑴𝒉𝒆𝒙𝒂𝒏𝒐 86,18 g/mol

𝑸 2,0x106 kJ/h

𝑯𝑳(𝒗𝒂𝒑𝒐𝒓 𝒔𝒂𝒕, 𝟏𝟎 𝒃𝒂𝒓) 2013,6 (1) kJ/kg

𝑴𝒗𝒂𝒑𝒐𝒓 998 kg/h

Tabela 5 - Resultados dos cálculos dos ganhos e dos custos extras para cálculo do aumento do lucro.

𝑮𝒂𝒏𝒉𝒐ó𝒍𝒆𝒐 𝑪𝒖𝒔𝒕𝒐𝒗𝒂𝒑𝒐𝒓 𝑪𝒖𝒔𝒕𝒐𝒑𝒆𝒓𝒅𝒂𝑭𝒂𝒓𝒊𝒏𝒉𝒂 𝑪𝒖𝒔𝒕𝒐𝒑𝒆𝒓𝒅𝒂𝑯𝒆𝒙𝒂𝒏𝒐 𝑳𝒖𝒄𝒓𝒐𝒆𝒙𝒕𝒓𝒂

(€/h) 750 30 350 8 362

No caso da colza, o que acontece é o contrário, isto é, o rácio atualmente utilizado é mais elevado do

que o recomendado, o que leva a pensar que a alimentação de miscela à destilação está demasiado

desconcentrada, devido a um excesso de hexano. No entanto, a quantidade de hexano na miscela

encontra-se dentro dos valores esperados. Também o teor de solvente que sai com os sólidos está

bastante próximo dos valores esperados. Em princípio, como a colza entra no extrator com uma

quantidade de óleo superior ao que é considerado na literatura, o aumento do rácio ocorre porque é

necessário ter mais hexano em recirculação para desconcentrar a miscela no extrator.

Posteriormente, com o intuito de calcular a quantidade de hexano que sai para o dessolventizador, foi

necessário realizar o balanço de massa ao extrator.

𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 + 𝑄ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜,𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 = 𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑠𝑎í𝑑𝑎 + 𝑄𝑚𝑖𝑠𝑐𝑒𝑙𝑎,𝑠𝑎í𝑑𝑎 (4)

Sendo o caudal de sólidos e hexano à entrada do extrator conhecido, basta calcular os dois caudais de

saída. Para isso, foram usados os valores de processo, nomeadamente o teor de óleo no grão

(𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑖𝑛𝑖𝑐𝑖𝑎𝑙), o teor em hexano (𝑥ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜,𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠) e em óleo nos sólidos à saída (𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑓𝑖𝑛𝑎𝑙).

𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑠𝑎𝑖𝑑𝑎 =𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 × (1 − 𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑖𝑛𝑖𝑐𝑖𝑎𝑙)

1 − 𝑥ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜,𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠 − 𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑓𝑖𝑛𝑎𝑙

(5)

𝑄𝑚𝑖𝑠𝑐𝑒𝑙𝑎,𝑠𝑎í𝑑𝑎 = (𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 × 𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑖𝑛𝑖𝑐𝑖𝑎𝑙 − 𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑠𝑎í𝑑𝑎 × 𝑥ó𝑙𝑒𝑜,𝑓𝑖𝑛𝑎𝑙)

+ (𝑄ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜,𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 − 𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠,𝑠𝑎í𝑑𝑎 × 𝑥ℎ𝑒𝑥𝑎𝑛𝑜,𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠 ) (6)

43

Para poder realizar estes balanços foi necessário considerar que não há perda de sólido, isto é, todo o

sólido que entra no extrator sai na corrente de sólidos, ou seja, o arraste de partículas sólidas com a

miscela é desprezável. Foi ainda ignorada a humidade que entra com os sólidos (considerou-se como

parte da quantidade de sólidos). Deste modo, é possível determinar a quantidade de hexano que sai

com os sólidos e entra no dessolventizador e a quantidade que é encaminhada para a destilação.

Considerando os valores obtidos (Anexo V), verifica-se que sendo o caudal de sólidos de soja à entrada

cerca do dobro do caudal de sólidos de colza, a quantidade de hexano que vai entrar no

dessolventizador (hexano que acompanha os sólidos) também é aproximadamente o dobro, logo o

caudal de gases em circulação no sistema deverá ser aproximadamente o dobro. Quanto ao hexano

que irá dar entrada na destilação (hexano que acompanha o óleo), a quantidade é apenas 20% superior

quando se duplica a quantidade de sólidos.

3.1.4 Perfis de Concentração

A estrutura geral do extrator já foi descrita na secção 2.1.2. sendo agora referidos alguns aspetos mais

importantes do seu funcionamento que influenciam o processo de extração.

Ao analisar os esquemas do extrator, no Anexo VI, verifica-se que a entrada de hexano neste

equipamento (a verde) pode ser feita em três pontos, a partir de dois chuveiros ou entrando diretamente

na última tolva (zona inferior do extrator para onde drena a miscela separada dos sólidos). Destes dois

chuveiros, um está desativado, enquanto o outro funciona apenas durante o funcionamento com colza,

visto que o teor de óleo é superior e, por isso, é necessário mais um banho com hexano “puro” para

extrair o máximo de óleo possível. No caso da soja, como o óleo residual após a extração é baixo, a

corrente de hexano entra através da tolva e não contacta com os sólidos. Assim reduz-se um banho na

extração e aumenta-se o tempo de drenagem.

O hexano drenado passa através da bomba P3/7 para o chuveiro localizado antes do último e assim

sucessivamente até chegar à zona de saída da miscela, que se encontra entre as duas primeiras

bombas de recirculação do extrator, P3/1 e P3/2. Assim a miscela percorre o extrator da bomba P3/7

para a P3/1, em sentido inverso aos sólidos que se deslocam desde a entrada (localizada na zona

acima da bomba P3/1) até à descarga, localizada após a zona onde estão os últimos chuveiros.

À medida que o solvente vai contactando com os sólidos, a concentração em óleo vai aumentar, até à

saída do extrator, bomba P8. Este percurso feito pela miscela depende da qualidade

(tipo/características) das sementes e da estabilidade do funcionamento que influencia a extração e o

perfil de óleo na miscela ao longo do extrator.

Os perfis de concentração em óleo na miscela em recirculação foram estabelecidos com os valores

resultantes de análises efetuadas a amostras de miscela. Estas amostras foram recolhidas pelos

operadores junto de cada bomba, no período em estudo. Estas amostras apenas são analisadas

44

quando há problemas na drenagem e se suspeita que o perfil apresenta alguma anomalia. Assim para

a soja há apenas 3 conjuntos de valores e para a colza, 11.

Da análise destes perfis e da sua comparação com perfis apresentados na literatura, visível na Figura

14, foi possível estabelecer o perfil representativo do funcionamento estável e eficiente do extrator no

processo Iberol. Esta informação é relevante, pois permite, de forma fácil e rápida comparar os

resultados das amostras de miscela com os valores espectáveis. Assim, é possível perceber onde

residem os problemas e atuar sobre eles. Com o conhecimento adquirido pelos funcionários e

responsáveis da fábrica será depois possível estabelecer ações para a resolução de cada tipo de

problema, e assim contribuir para a normalização dos procedimentos.

Figura 14 - Representação do perfil de óleo na miscela de soja (ROC porotos soja), do perfil de óleo extraído dos

sólidos (%MG extraída) e do tempo de extração (adaptado de Rataus, (2000)).

Na Figura 15 estão representados os perfis obtidos com os valores médios. É possível verificar que no

fim do perfil a variabilidade nos valores de concentração é desprezável. Este resultado era espectável

tendo em consideração que os valores são influenciados pela entrada de hexano “puro”, o que mantem

a concentração em óleo próxima de zero.

Analisando o perfil da miscela de soja verifica-se que esta, quando sai para a destilação (bomba P8)

tem uma concentração em óleo de aproximadamente 31%, o que está próximo dos valores da literatura,

que variam entre 25 e 30% (Smith, 2000). Tendo em conta que a saída de miscela é feita entre as duas

primeiras bombas do extrator (P3/1 e P3/2), seria de esperar que a concentração na bomba P8

45

estivesse entre os valores de concentração medidos nas mesmas, o que não acontece. A miscela sobe

em cerca de 5% o valor da concentração em óleo residual. Esta diferença pode dever-se a problemas

na amostragem, à perda de solvente por evaporação nos tanques de miscela ou a outro problema não

detetado. Assim é algo que deve de ser averiguado para se perceber a sua causa.

Figura 15 – Perfis de concentração da miscela de soja e colza e respetivo desvio associado aos valores médios

(P3/1 a P3/7 bombas de recirculação de miscela no extrator, estando a P3/1 na entrada de sólidos e P3/7 na

zona de saída; P8 bomba de acesso da miscela à destilação).

Na parte final do perfil, ao percorrer as três últimas bombas, observa-se que a concentração é muito

baixa. Como o hexano “puro” entra diretamente na última tolva, sem contactar com os sólidos antes de

passar na bomba P3/7, é normal que a quantidade de óleo detetada seja próxima de zero, sendo que,

os vestígios detetados se devem à drenagem de miscela que continua a ocorrer.

Ainda no perfil da soja, na passagem pelas bombas P3/6 à P3/4 a remoção de óleo é muito baixa, cerca

de 2%. Acontece que, como a concentração é baixa, é necessário um maior tempo de contato entre os

sólidos e o solvente para conseguir a sua remoção. Assim, é na zona entre as bombas P3/4 e P3/2 que

se dá a maior remoção de óleo, o que está de acordo com indicado na literatura (Rataus, 2000).

Imediatamente após a entrada dos sólidos no extrator a remoção é de apenas 4% e os sólidos

permanecem com grande quantidade de óleo tornando a percolação e a drenagem mais difíceis. O

facto de a miscela estar bastante concentrada também dificulta a remoção de óleo nos sólidos. Como

consequência será necessário mais tempo de contacto ou mais banhos com miscela durante o

processo de extração. Como, devido à rotação do extrator, o tempo de contacto é fixo, o óleo não é

removido dos sólidos nesta fase inicial, sendo apenas drenado com os banhos seguintes. Assim, é com

os banhos da bomba P3/3 (três chuveiros/ três banhos) que a maior parte do óleo é removido dos

sólidos.

46

O perfil de concentração de óleo de colza ao longo da extração é diferente do perfil obtido com soja

que, apesar de apresentar o mesmo andamento, está deslocado para a direita. A maior concentração

de óleo à entrada do extrator influencia o perfil. Este deslocamento significa que é necessário mais

tempo para atingir o equilíbrio entre o óleo dentro e fora da fase sólida e iniciar a remoção do óleo pelo

hexano.

Na fase inicial do perfil a colza, observa-se uma quantidade de óleo praticamente constante, o que

indica que a sua remoção é baixa, acabando por ser arrastado ao longo do extrator. Verifica-se ainda

que não ocorre um aumento de concentração tão brusco com no caso da soja, sendo que a

concentração na miscela aumenta gradualmente desde a bomba P3/6 até à P3/3. Tal como no caso da

soja, a concentração da miscela que sai do extrator para a destilação (bomba P8) está de acordo com

a literatura, que indica como espectável valores de concentração entre 25 e 35% de óleo (Shahidi,

1990).

Na fase final, não se observa um patamar tão prolongado de baixas concentrações. Por esta razão e

devido à maior dificuldade de extração do óleo da colza é necessário fazer um banho com hexano

“puro”, como já foi referido no início desta secção. Neste banho só é usada uma parte do caudal total

de hexano que entra no extrator, sendo que o restante a entrar na tolva em vez de no chuveiro, tal

como acontecia com a soja. Com esta entrada na tolva pretende-se desconcentrar a miscela drenada

de modo a que o banho do penúltimo chuveiro (chuveiro 10) seja mais eficiente.

Ainda da análise da Figura 15 para soja, é possível verificar que a maior parte da extração de óleo

ocorre nos primeiros minutos do processo. Cerca de 75% do óleo é extraído em 25 minutos, de um

total de 77 min. No processo Iberol, a remoção de aproximadamente 71% do óleo total ocorre em cerca

de 21 min, isto é, a remoção de 71% de óleo, ocorre entre a entrada do extrator e a bomba P3/3.

Durante este percurso decorrem os 21 min (quase 30% do tempo de residência no extrator), de um

tempo total real de 77 minutos (por acaso igual ao tempo total do exemplo). Conclui-se então que os

valores de funcionamento são semelhantes aos indicados na literatura, 71 para 75% e 21 para 25 min.

Como já se referiu, a extração do óleo de colza é mais difícil e, de facto, para se atingir 80% da extração

decorrem cerca de 77 min, de um total de 156 min de residência no extrator. Sabendo que, no processo

real estudado, a velocidade de rotação do extrator quando funciona com soja é o dobro da velocidade

com colza, e tendo em atenção os valores obtidos para a soja referidos anteriormente, seria de esperar

que para atingir os 80% de extração fossem necessários cerca de 57 min (um pouco mais do dobro

dos 21 min calculados para a soja) e não 77 min. No entanto, é necessário ter em consideração que a

entrada de óleo de colza no extrator é superior a 22%, valor máximo considerado na literatura (Dunford,

2012). Logo é normal que o tempo para a remoção de óleo também seja superior.

Para exemplificar a utilização dos perfis definidos, na deteção de anomalias nas concentrações da

miscela que refletem problemas no funcionamento do extrator apresenta-se, na Figura 16, a

comparação entre os perfis esperados e perfis anómalos.

47

Figura 16 - Comparação entre os perfis médios estabelecidos e exemplos de perfis resultantes do funcionamento

anómalo do extrator.

No caso da soja, verifica-se que o problema é um excesso de óleo no início da extração. Em princípio

este problema deve-se à pouca drenagem através do leito que pode ocorrer no início da extração,

devido à compactação do leito. Já no caso da colza, o que se observa é que o grande aumento de

concentração em óleo ocorre com os banhos da bomba P3/4, o que significa que não se conseguiu

extrair óleo antes deste ponto, o que se deve a uma drenagem ineficiente ou ao excesso de óleo nos

sólidos à entrada.

Com este tipo de avaliação é possível definir se é necessário proceder a alterações na circulação da

miscela, tais como a diminuição de caudais nos chuveiros, o corte total do acesso da miscela aos

chuveiros ou a realização de bypass, de modo a que, a miscela saia diretamente de determinada bomba

para o tanque de miscela, sem retornar ao interior do extrator, evitando a acumulação de óleo, quando

este está em excesso.

Esta análise é muito importante principalmente no arranque e até haver estabilização do processo. É

também importante no caso em que as características das sementes se alteram, por exemplo, quando

o lote processado é mais rico em óleo ou humidade do que o anterior e é necessário proceder a ajustes

nos caudais recirculados.

3.1.5 Estimativa dos Caudais de Miscela em Circulação

Atualmente a quantidade de miscela em cada banho é apenas controlada visualmente, observando-se

se o caudal em cada chuveiro permite a drenagem de modo a que apenas exista uma acumulação

controlada no topo do leito. Este caudal é controlado pelo operador pela abertura e fecho das válvulas

que dão acesso aos chuveiros de solvente.

Para melhorar o controlo e ter acesso tanto a valores concretos como ao histórico desses valores, para

mais facilmente poder atuar perante anomalias ou para estabelecer mais rapidamente o equilíbrio no

arranque, era importante conhecer os caudais de miscela em recirculação no extrator.

48

Uma forma fácil de se obter um valor aproximado do caudal de miscela circulada será através das

curvas características das bombas de recirculação de miscela, sabendo a amperagem de

funcionamento. De facto, estas curvas mostram o desempenho das bombas centrífugas, altura,

potência, eficiência e NPSH em função do caudal (Grundfos, 2015). Assim, para melhorar os

procedimentos atuais foi elaborada uma folha de cálculo onde através da inserção dos valores de

amperagem das bombas são devolvidos os caudais.

Para além das curvas características das bombas (Anexo VII) é necessário saber a voltagem de cada

bomba, valor esse que varia entre 400 e 380 Volts.

𝑝𝑜𝑡ê𝑛𝑐𝑖𝑎 (𝑘𝑊) = 𝑖𝑛𝑡𝑒𝑛𝑠𝑖𝑑𝑎𝑑𝑒 (𝐴𝑚𝑝) × 𝑡𝑒𝑛𝑠ã𝑜 (𝑉𝑜𝑙𝑡𝑠) (7)

Através da leitura da amperagem de cada bomba, é possível calcular a potência pela Equação 7. Como

a potência da bomba é influenciada pela densidade do líquido em circulação (Equação 8) é necessário

corrigir o valor da potência para depois, consultando a respetiva curva característica saber o caudal

que está a ser deslocado.

∆𝑃𝑏 = 𝜌𝑔∆𝐻𝑏 (8)

De facto, normalmente as curvas características referem-se à água, quando na realidade o fluido

bombeado é uma mistura de hexano e óleo com uma densidade variável e dependente do perfil de

concentração. Assim, o fator corretivo é a razão entre a densidade considerada na curva da bomba e

a densidade calculada para a miscela em cada bomba.

Considerando os valores de concentração médios de óleo na miscela de soja, já utilizados na definição

do perfil da Figura 15, para o cálculo da densidade da mistura, verifica-se que esta varia entre 0,72 e

0,63 kg/dm3. Para o cálculo foi considerada a densidade do hexano a 50ºC (temperatura aproximada

da mistura no extrator) de 0,632 kg/dm3 (DDBST GmbH, 2015) e a densidade do óleo de 0,92 kg/dm3

(CETESB, 2015). Já os fatores corretivos variam entre 1,16 e 1,58.

Todos os valores calculados para a obtenção dos caudais estão presentes no Anexo VII.

A validade da metodologia utilizada foi avaliada pelos valores estimados para a bomba de entrada de

miscela na destilação (P8) visto que esta corrente tem um caudalímetro instalado que permitiu

comparar o caudal calculado com o real.

Os resultados obtidos mostraram que a diferença entre estes caudais é do dobro. De facto, a variação

do caudal com a potência é muito sensível, visto que uma variação de 29% na potência da bomba

provoca um aumento de 100% no caudal. Conclui-se assim que este tipo de estimativa não é o mais

adequado para monitorização dos caudais.

Claro que os caudais debitados pelas bombas também são influenciados pelo estrangulamento das

válvulas que se encontram a jusante que afeta diretamente a amperagem.

49

Observou-se ainda que alguns dos valores de potência calculados estavam fora das curvas

características por serem demasiado baixas, havendo mesmo uma bomba, para a qual a amperagem

detetada é 0, no caso da colza.

Estes resultados permitem verificar que a maior parte das bombas estão muito sobredimensionadas

para o caudal que se encontra em recirculação. Sendo possível concluir que a substituição das bombas

ou a colocação de variadores de frequência nas bombas atuais conduziria a uma melhoria em termos

de eficiência energética e também possibilitaria aplicar a metodologia acima para estimar o caudal.

3.1.6 Tipo de Regime e Sistema de Recirculação de Miscela

O percurso da miscela dentro do extrator é difícil de definir, no entanto é de extrema importância

conhece-lo e entende-lo de modo a garantir o funcionamento em contracorrente. Este tipo de

funcionamento possibilita uma maior poupança na quantidade de hexano em recirculação entre outras

vantagens já referidas no Capitulo 2.

Para tentar perceber este percurso no extrator da Iberol, começou por se fazer o esquema simplificado

do extrator e das correntes de entrada, saída e de recirculação de miscela que o compõem.

Posteriormente foi feito o levantamento do modo de operação deste equipamento, o que inclui a

abertura e fecho de válvulas de acesso aos chuveiros e a localização das entradas de solvente. Tanto

a planta como as planificações do extrator podem ser consultadas no Anexo VI.

De modo a verificar o funcionamento em contracorrente, inicialmente tentou-se fazer um diagrama

como o apresentado na Figura 14, em que se pode observar o percurso da miscela no extrator e a

evolução das concentrações da mesma. Devido à falta de valores de concentração em óleo e dos

caudais em recirculação foi impossível resolver os balanços de massa. Então optou-se por se fazer

apenas uma estimativa do percurso da miscela através do leito, de modo a tentar perceber o local

(tolva) em que a miscela proveniente de determinado chuveiro vai cair.

Para este estudo foi necessário calcular o tempo que a miscela demora a percorrer a altura total do

leito (hleito), aqui representado pelo tempo de gota teórica (tgt), Considerou-se que a gota teórica

representa a maior parte do caudal de miscela e que o tempo representa o tempo médio que esta

demora a atravessar o leito. Com estas associações em consideração, definiu-se que a distância entre

o ponto de entrada da miscela (aqui representada pelo chuveiro) e o ponto de saída é duas vezes a

distância horizontal percorrida por esta gota teórica (d), pois há sempre miscela que é mais ou menos

rápida em relação ao tempo médio (Rataus, 2000).

Esta descrição pode ser observada na Figura 17. Nesta imagem está representado o ponto de entrada

da miscela no leito, a altura do mesmo, o percurso efetuado pela miscela, com a distância horizontal

percorrida devido à rotação do extrator e ainda a distribuição da miscela ao longo do leito.

50

Figura 17 - Representação esquemática da queda da miscela (a amarelo) e do percurso efetuado no leito.

Para calcular o tempo que a miscela demora a percorrer o leito consideraram-se, em primeira

aproximação, valores típicos para a velocidade de drenagem/permeação em leitos de soja expandida

e em leitos de colza. Esta velocidade refere-se apenas ao percurso realizado pela miscela, na vertical,

ao percorrer o leito e os valores apresentado na literatura são de 0,67 m/min para o fluxo de miscela

em soja e de 0,33 m/min para o fluxo de miscela em colza (Anderson, 2005). Na utilização deste valor

de velocidade no leito de colza considera-se que o teor de óleo nos sólidos é de cerca de 20% (processo

com prensas e não com expanders adaptados como o da Iberol).

Com estes valores pode calcular-se o tempo de gota teórica, segundo a Equação 9, considerando

apenas a altura do leito e a velocidade de permeação (vpermeação), sem entrar ainda com a rotação do

extrator.

tgt =hleito

vpermeação

(9)

Com o tempo de gota teórica e a velocidade de rotação do extrator (vrotação), calculada com a Equação

10, com o perímetro (Pextrator) e o tempo de uma rotação (trotação), é possível calcular a distância

horizontal (d) percorrida pela gota (Equação 11).

vrotação =Pextrator

trotação

(10)

51

d = tgt × vrotação (11)

Analisando os dados retirados de literatura (Anexo V – Tabela V.3) verifica-se que a velocidade média

de drenagem de miscela no leito de soja é o dobro da velocidade no leito de colza. Este facto evidencia

que, tendo em conta que a altura do leito se mantem, a mistura de hexano e óleo demora mais tempo

a atravessar o leito no caso da colza, atrasando a evolução do perfil.

No entanto, a velocidade de rotação do extrator no caso da Iberol, quando se processa soja, é

aproximadamente o dobro da velocidade quando se processa colza. Assim, apesar de no leito de soja,

a miscela descer mais rápido porque a velocidade de drenagem é maior, como o extrator também está

a rodar mais rápido, a distância percorrida na horizontal acaba por ser igual ao caso da colza, em que

a miscela desce mais lentamente mas o extrator também roda mais devagar.

Este contra balanço de parâmetros deveria resultar num perfil de miscela idêntico para a soja e para a

colza, no entanto, como se pode verificar na Figura 15, o perfil da colza encontra-se deslocado para a

direita. Este facto deve-se em grande parte devido à entrada dos sólidos no extrator com maior

percentagem de óleo para colza em relação à soja.

Convém ainda referir que as velocidades médias de drenagem retiradas da literatura podem ser

influenciadas por vários parâmetros tais como a humidade, o empacotamento do leito, a

temperatura/viscosidade da miscela e ainda o caudal de miscela. Ora, os valores utilizados referem-se

a condições ótimas de funcionamento, isto é, referem-se à entrada de sólidos no extrator com uma

percentagem de óleo de cerca de 20% e a uma temperatura de 58 – 60ºC, o que não acontece como

anteriormente referido.

Após estes cálculos passou-se à estimativa do percurso da miscela. No esboço do sistema,

apresentado no Anexo VI, foram marcadas as distâncias calculadas e, consoante as tubagens

existentes, as tolvas e as caçambas, foi traçado o percurso da miscela, que é descrito de seguida.

Considerando o esquema para o caso da soja, o hexano entra primeiro na tolva e vai diretamente à

bomba P3/7 e ao chuveiro 10; este chuveiro manda a miscela para trás, fazendo com que esta, após

percorrer a distância horizontal acima calculada (1,6m), vá cair na tolva que alimenta a bomba P3/6.

Daí vai para o chuveiro anterior em que lhe acontece o mesmo. Ao chegar ao chuveiro 8 o esquema

de circulação altera-se porque este chuveiro está a uma distância à qual, após atravessar o leito, a

miscela cai na própria tolva, que por sua vez, alimenta a mesma bomba e o mesmo chuveiro (chuveiro

8). Nesta fase, prevê-se que haja quebra da contracorrente. A partir daí, todos os chuveiros vão ser

alimentados por bombas que recebem nas tolvas miscela que atravessa o leito, vinda desses mesmos

chuveiros.

Assim, é possível concluir que a contracorrente não é garantida e ainda que, é bastante provável

ocorrer arraste de um excesso de óleo nos sólidos ao longo do extrator. Se por algum motivo, o tempo

que a miscela demora a atravessar o leito aumentar, esta vai cair ainda mais longe do local esperado

podendo contaminar com excesso de óleo, tolvas que deveriam estar mais desconcentradas.

52

Tendo em conta que, segundo os cálculos do tempo de gota teórica, a distância percorrida pela miscela

é igual para a colza, quando o extrator está a funcionar com esta semente os problemas na manutenção

da contracorrente descritos para a soja mantêm-se. Há ainda a agravante de existir mais um banho em

funcionamento pelo que, no fim do tempo no extrator, os sólidos vão sair mais impregnados de hexano

devido à redução do tempo de drenagem.

A incapacidade de manter o regime em contracorrente é um dos principais problemas da extração e na

manutenção da eficácia dos vários banhos. Se os sólidos estão a ser banhados com um excesso de

óleo e não está a ocorrer uma drenagem adequada, o óleo não é removido e continuará impregnado

nos sólidos o que se vai refletir no perfil de concentração em óleo da miscela.

No dia-a-dia de funcionamento do processo de extração, este tipo de problemas é detetado e resolvido

pela observação da camada de líquido no topo do leito de sólidos. Se a altura de líquido for superior à

esperada, significa que a drenagem está a ocorrer mais lentamente do que o esperado e que a miscela

não está a ser escoada. Assim, o que se faz é diminuir o caudal de cada banho para evitar a entrada

em excesso de miscela. Atualmente, apenas no dia seguinte após a análise laboratorial é que se

consegue saber o efeito destas alterações ou anomalias nos parâmetros de processo como o perfil de

concentrações de miscela e o residual de óleo e hexano nos sólidos à saída.

Com esta análise conclui-se que os chuveiros que mais influenciam a quebra da contracorrente e que

devem ser estrangulados em primeiro lugar, na presença de problemas de drenagem são o chuveiro 5

e 7. No entanto, esta análise baseia-se em estimativas, sendo necessário salientar, mais uma vez, que

a extração não depende apenas de uma variável, mas de um conjunto de variáveis. Assim, pode não

haver a dependência esperada entre elas como seja entre a drenagem, a altura do leito e a velocidade

de rotação do extrator. De facto existem outros fatores como a temperatura da mistura no interior do

extrator, a qualidade dos sólidos que compõem o leito (qualidade da expansão, quantidade de

impurezas, humidade, etc) que podem influenciar a drenagem e a eficiência de extração.

E ainda de referir que este tipo de cálculos são efetuados para dimensionar a distância à qual se devem

colocar os chuveiros, pois as tolvas coletoras de miscela são desenhadas considerando que é a gota

teórica que marca o centro da mesma, por representar o tempo médio (Rataus, 2000). Normalmente

esta recomendação no dimensionamento é suficiente para manter o sistema de recirculação de

miscela. Contudo, mesmo assim, o estudo efetuado é um ponto de partida para se tentar perceber mais

completamente o funcionamento real deste tipo extrator.

Com esta análise é ainda possível estimar o que aconteceria se a Iberol pretendesse aumentar a

produção de óleo de colza. Para isso, tendo em conta que a altura máxima de leito que o extrator

suporta são os 2,4m, será necessário aumentar a sua velocidade de rotação. Se por exemplo, o novo

caudal de colza aumentar para um valor próximo do caudal de soja, a velocidade de rotação do extrator

terá que ser próxima da utilizada para soja.

Contudo, como a velocidade de drenagem da micela de colza e o tempo de queda se mantêm, com o

extrator a rodar ao dobro da velocidade, a distância horizontal percorrida será o dobro. Nestas

53

condições, apesar do número de banhos e da entrada direta de hexano “puro” se manterem, não irá

haver tempo para ocorrer drenagem e o teor em óleo residual nos sólidos deverá ser muito elevado.

Será sempre necessário ter um compromisso entre caudal e velocidade de rotação do extrator para o

efeito pretendido, com verificação do perfil da miscela ao longo do extrator.

3.2 DTS (Dessolventizador-Tostador-Secador)

De forma resumida, o funcionamento do DTS consiste na evaporação do solvente da farinha à medida

que esta vai avançando pelos diferentes pratos (pisos) deste equipamento. Os pratos iniciais são pratos

de pré-dessolventização, onde o material aquece com vapor indireto. Após esta fase, passa-se à

dessolventização propriamente dita onde para além do aquecimento indireto, há passagem de vapor

direto através do leito para aquecer e arrastar o hexano. No fim da dessolventização ocorre a tostagem

(tratamento térmico) e a secagem. A farinha entra no topo com cerca de 25 a 35% de hexano (Shahidi,

1990) e deve sair com aproximadamente 500 ppm de hexano residual.

3.2.1 Variáveis e Controlo

A Tabela II.2 do Anexo II apresenta a comparação entre os valores reais e os valores da literatura das

variáveis mais importantes do DTS como sejam a temperatura dos gases, os níveis e o tempo de

residência.

De acordo com a informação recolhida, verifica-se que uma das maiores diferenças está nos valores

da pressão de vácuo que, neste equipamento é controlada regulando a velocidade de um ventilador

com saída para a atmosfera. Assim, para se variar a pressão, aumenta-se ou diminui-se a velocidade

de funcionamento do ventilador de modo a aumentar ou diminuir o caudal de saída de gases para o

exterior. Assim, para aumentar o vácuo, aumenta-se a velocidade do ventilador e, consequentemente,

o caudal efluente. Isto pode levar a uma destabilização do caudal e ao aumento das perdas de hexano.

De facto, é bastante difícil controlar o vácuo, principalmente no caso da soja, devido ao caudal de gases

ser muito variável porque sempre que há uma descarga de sólidos, há um pico de hexano evaporado

e consequentemente um pico de caudal.

No que respeita à temperatura no topo do dessolventizador esta encontra-se normalmente dentro dos

valores da literatura. Esta temperatura é mantida por manipulação do caudal de vapor direto e, se for

demasiado alta, pode indicar que está a ser usado um excesso desse vapor.

O caudal de vapor é controlado por manipulação de duas válvulas modeladoras que funcionam mal em

modo automático. Assim o vapor é controlado manualmente de modo a manter as temperaturas do

topo e do primeiro prato de dessolventização (5º prato). De facto, não é suficiente controlar a

54

temperatura do topo pois no 5º prato, a temperatura poderá ser demasiado baixa (abaixo dos 105ºC) o

que indica a presença de hexano em excesso.

A variação do caudal de vapor pode trazer problemas de variação do caudal total de gases que saem

do DTS e por consequência no vácuo existente.

Atualmente, as temperaturas nos pisos de pré-dessolventização não são controladas e para as

controlar, apenas se monitoriza, como referido anteriormente, a diferença entre as temperaturas

medidas para os gases do topo e do 5º piso. Porém, como a quantidade de vapor nos pratos é

constante, espera-se que estas temperaturas variem pouco ao longo do tempo.

Nos pisos de dessolventização, é medida a temperatura do leito e de acordo com o seu valor é

adicionado mais ou menos vapor à respetiva câmara de vapor indireto. O controlo da temperatura é

bastante importante, pois devem-se evitar temperaturas superiores a 140ºC (temperatura de auto-

inflamação da farinha) e inferiores a 100ºC que corresponde à temperatura de degradação da proteína

a desativar no processo de tostagem.

Como é possível verificar na Tabela II.2, as alturas máximas de sólidos permitidas nos pratos, por vezes

são superiores ao recomendado na literatura, no caso da soja, apesar do sistema não funcionar, de

forma geral, com os níveis a 100%.

O controlo é efetuado de forma a manter o nível constante, com o constrangimento de não poder haver

grande variação no caudal de sólidos entre os pratos. Isto é, o automatismo de controlo do nível por

abertura ou fecho de válvulas/comportas funciona mas as válvulas e as comportas não têm total

liberdade, podendo apenas abrir numa pequena gama (se for comporta) ou rodar com uma velocidade

limitada (se for válvula eclusa).

Outra das variáveis mais importantes é a concentração residual de hexano na farinha à saída da zona

de dessolventização, visto que este processo é o único que permite a recuperação do hexano dos

sólidos. Contudo, a fábrica não controla este valor pelo que, tal como é explicado abaixo, numa tentativa

de o estimar calculou-se o tempo de residência dos sólidos e a partir daí estimou-se concentração

residual de hexano.

3.2.2 Cálculo do Tempo de Residência

O cálculo do tempo de residência é importante para perceber se a farinha permanece no

dessolventizador tempo suficiente para que ocorra a evaporação do solvente e para que o resíduo seja

o esperado. Assim, foi desenvolvida uma folha de cálculo onde perante os níveis em cada prato, é

calculado o tempo de residência por prato e no fim, o total. Com estes resultados é possível ajustar os

níveis consoante a quantidade de sólido na entrada, para que o tempo de residência corresponda ao

indicado na literatura.

55

O tempo de residência foi calculado com base no caudal volumétrico de sólidos que saem do extrator

para entrar no DTS e na altura do leito em cada prato.

A altura de sólidos em cada prato (hleito) foi estimada tendo em conta a percentagem média do nível

(informação real disponível na supervisão), sendo que se considerou os 100% como a altura máxima

permitida em cada prato.

𝑡𝑟𝑒𝑠(𝑚𝑖𝑛) =𝑉

𝑄𝑣𝑜𝑙

× 60 (12)

𝑉(𝑚3) = 𝜋 × (𝐷

2)

2

× ℎ𝑙𝑒𝑖𝑡𝑜 (13)

𝑄𝑣𝑜𝑙(𝑚3/ℎ) =𝑄𝑚𝑎𝑠

𝜌 (14)

Para calcular o caudal volumétrico (Qvol) considerou-se o caudal mássico (Qmas), obtido no balanço de

massa ao extrator, que foi convertido em caudal volumétrico tendo em conta a composição da corrente

e a densidade dos seus componentes, os valores de densidade usados nos cálculos foram para o óleo

– 0,92 kg/dm3 (CETESB, 2015); hexano a 50ºC – 0,632 kg/dm3 (DDBST GmbH, 2015); farinha de soja

– 0,7 kg/dm3; farinha de colza – 0,77 kg/dm3 (HAPMAN, 2015).

Os valores de diâmetro do prato (D) e dos caudais calculados podem ser consultados no Anexo VIII,

tal como os valores de tempo de residência calculados para os dois cenários de funcionamento,

soja/colza.

Para confirmar que não havia muito desfasamento entre as alturas calculadas para o leito em cada

prato e a realidade foram verificadas no local as alturas a partir dos visores, substituindo estas alturas

na folha de calculo e confrontando os resultados com os anteriores, conclui-se que o erro variava entre

-10 cm ou +20 cm, o que se reflete em variações de -1 a +2 min no tempo de residência.

No caso da soja, pela análise da Tabela VIII.4 do Anexo VIII, verifica-se que apenas o tempo de pré

dessolventização é ligeiramente superior ao indicado na literatura. Assim, como o tempo de residência

calculado está dentro dos valores previstos, é também de esperar que o teor residual de hexano na

farinha se aproxime do valor esperado de 300 ppm (entre 100 e 500 ppm) (Manual para Extração -

Bunge, 2007). Para se ter a confirmação deste valor seria necessário proceder à recolha da amostra

no fim do processo de dessolventização (antes da secagem) o que não foi possível.

De referir que um fator que pode influenciar o valor residual de hexano nos sólidos é o teor de hexano

à entrada do DTS porque se esta quantidade for muito elevada não será possível evaporá-lo durante o

tempo de residência no DTS. Contudo, esta situação não deve ocorrer pois, de acordo com os dados

reais, o teor de hexano nos sólidos à saída do extrator (antes de entrarem no DTS) está dentro dos

valores esperados.

56

No caso da colza, como o caudal que entra no DTS é cerca de metade e os níveis são semelhantes

aos verificados para a soja, o tempo de residência é superior. Tendo em conta que a colza é mais difícil

de dessolventizar, este aumento de tempo de residência é favorável para a diminuição do residual de

hexano. Na literatura (Shahidi, 1990), é referido que a dessolventização da colza deve ocorrer num

tempo superior a 40 min.

Figura 18 - Linha de dessolventização da farinha de colza (adaptado de Vidal, Pérdidas de Solvente en Plantas

de Extracción, (2000)).

𝐶𝑜𝑛𝑐ℎ𝑒𝑥(𝑝𝑝𝑚) = 8503 × 𝑡(𝑚𝑖𝑛)−0,825 (15)

Utilizando os dados da literatura sobre a evolução da dessolventização com o tempo, apresentados na

Figura 18, determinou-se uma correlação (R2=0,9846) entre o tempo de residência e a concentração

final de hexano na farinha (Equação 15).

Com o tempo de permanência da farinha de colza no DTS estimado neste trabalho (97 min) o hexano

residual seria de cerca de 195 ppm. Este valor é bastante reduzido face aos valores referidos na

literatura (Shahidi, 1990) como esperados, entre 500 a 800 ppm. Para os atingir seria necessário gastar

uma quantidade de energia (vapor direto e indireto) que provavelmente não compensaria a poupança

em hexano conseguida.

Quando for possível retirar a amostra que permita a análise laboratorial do teor de hexano na farinha

será possível efetuar um controle mais eficaz ao funcionamento do DTS. Será ainda possível fazer um

estudo de otimização do tempo de residência para a obtenção dos valores de residual de hexano na

farinha pretendidos, fazendo variar os níveis nos pratos. Estes resultados também iram ajudar na

estabilização do processo após arranque, pois os níveis que devem ser mantidos já são conhecidos.

57

3.3 Recuperação e Purificação de Hexano

As correntes gasosas com hexano resultantes do processo da dessolventização e da destilação são

encaminhados por intermédio da depressão presente nos condensadores com água de refrigeração. O

hexano que não condensa passa à zona de recuperação final de hexano com óleo mineral. O ar apenas

com vestígios de hexano é ventilado para a atmosfera e o hexano líquido é transferido para um

decantador, onde vai ser separado da água que entrou no processo na forma de vapor e juntamente

com o ar.

Nesta etapa, para reduzir a quantidade de hexano emitido para a atmosfera existem duas opções: i)

instalar novos condensadores de modo a permitir aumentar a área de transferência para a

condensação; ii) aumentar a capacidade do sistema de recuperação com óleo mineral (Sivaraos, et al.,

2013).

Começou por se analisar a capacidade de condensação dos condensadores instalados, visto que um

upgrade completo do sistema de recuperação com óleo mineral teria custos de implementação maiores

do que a instalação de um novo condensador.

3.3.1 Rede de Condensação

Para estudar o sistema de condensação foi necessário em primeiro lugar desenhar o esquema dos

condensadores e das correntes, tanto dos gases a condensar como da água de refrigeração (Anexo

IX). Depois, foram medidas as temperaturas das várias correntes, durante o processamento de soja e

da colza com recurso a um sensor de infravermelhos, visto que apenas algumas das correntes gasosas

têm instalados sensores de temperatura. Os valores medidos estão no Anexo IX, Tabelas IX.1 e IX.2

Da análise efetuada concluiu-se que nos condensadores a temperatura da água aumenta no máximo

cerca de 5ºC durante o processamento de soja e cerca de 3ºC durante o funcionamento com colza. É

também importante referir que os últimos dois condensadores da bateria de condensadores funcionam

com água do chiller, o que permite aumentar a eficiência de condensação face à utilização de água das

torres de refrigeração.

A medição da temperatura das corrente com hexano e da água à entrada e saída dos condensadores

permitiu calcular a força motriz para a transferência de calor ΔTln (Equação 16). Para obter uma

transferência de calor eficiente, o ΔTln deve ser igual ou superior a 5ºC (Baasel, 1990). Para efeitos de

controlo na fábrica, a diferença de temperaturas entre a entrada do gás e a entrada de água, deve ser

no mínimo de, aproximadamente, 10ºC.

∆𝑇𝑙𝑛 =∆𝑇𝐴 − ∆𝑇𝐵

ln (∆𝑇𝐴

∆𝑇𝐵)

(16)

58

Após o cálculo da diferença de temperatura pelos dois métodos, conclui-se que durante o

processamento de colza existem 4 condensadores que apresentam um ΔT bastante reduzido. Estes

condensadores funcionam com água de refrigeração e estão no fim da rede, onde os gases já

apresentam uma temperatura próxima da ambiente. Como a temperatura da água é cerca de 25ºC, a

diferença de temperatura entre os dois fluidos é reduzida, não se esperando que ocorra grande volume

de condensação.

Nos condensadores que usam água de chiller, verificou-se que no primeiro deles ocorre condensação

de hexano no interior da tubagem (observou-se de um gotejar continuo através dos visores) indicando

que ainda existia solvente para condensar. Mas no último já não se observa nenhum gotejamento de

condensados, pelo que a quantidade de solvente à saída da rede de condensação deverá ser reduzida.

No funcionamento com soja esta anomalia nas diferenças de temperatura ocorre apenas em dois

condensadores. Os dois últimos a usar água da torre para refrigeração. Esta diferença deve-se ao facto

de o caudal de gases em circulação quando se processa soja ser superior ao caudal quando se

processa colza.

Convém referir que quando se mede a temperatura com o sensor de infravermelhos, o que se mede

realmente é a temperatura da superfície exterior da tubagem e não a do fluido que passa no interior e

que a medição é influenciada pela temperatura ambiente. Sendo assim, é normal que haja discordância

entre os valores medidos com o sensor de infravermelhos e os valores medidos pelos sensores

instalados.

No caso dos condensadores que funcionam com água de chiller verificou-se que a temperatura medida

pelos sensores está acima da esperada e verificou-se que existe sempre condensação na parte de fora

das tubagens o que indica existirem bastantes perdas energéticas através da tubagem, de aço, não

isoladas.

Por esta razão, realizou-se um estudo, anterior a este trabalho, sobre as vantagens de se efetuar um

investimento em isolamento para as tubagens mas verificou-se que não era rentável economicamente

(períodos de retorno muito elevados).

Pelas observações feitas no terreno, verificou-se que o número de condensadores parece ser

adequado pois, mesmo no cenário de maior caudal (funcionamento com soja), no último condensador

com água de chiller já não se observa condensação. O que indica que o hexano no caudal de gases

de saída, que vão para o sistema de recuperação, já se encontra numa quantidade muito pequena.

Também durante o funcionamento com colza se verificou que no último condensador, os condensados

eram inexistentes, confirmando a conclusão anterior.

59

3.3.2 Controlo da Rede de Condensadores

Num sistema de condensadores é necessário controlar e monitorizar a temperatura e os caudais das

correntes envolvidas. Neste sistema apenas são medidas a temperatura e a pressão na entrada das

correntes gasosas que provêm dos equipamentos da destilação, não havendo qualquer tipo de controlo

nas correntes de água de refrigeração.

No terreno, nas tubagens de água, existem alguns medidores de temperatura e pressão locais que não

são utilizados. Estes estão em más condições de funcionamento, no entanto a sua substituição não

seria uma solução visto que a maior parte estão em locais de bastante mau acesso para a realização

de monitorizações diárias.

No que diz respeito ao caudal de água em circulação nos condensadores este mantém-se constante

visto que a posição das válvulas que distribuem a água pelos diferentes condensadores não é alterada.

O caudal alimentado pode no entanto ser afetado pela variação do caudal das bombas à saída das

torres de refrigeração que está regulado para manter a pressão máxima de 4 bar à saída das bombas.

O funcionamento e eficiência das torres de refrigeração também não é controlado e como as cinco

torres existente partilham a bacia de água é difícil analisar separadamente as temperaturas e os

caudais em cada torre. Contudo, a implementação de um sistema de controlo de nível na bacia para

se garantir o caudal constante de água seria importante. Outras variáveis importantes no controlo das

torres são a temperatura da água (já é controlada à entrada e à saída das torres) e da pressão.

O controlo dos caudais de água e ar (através da velocidade do ventilador), pressão e temperaturas

influenciam obviamente a eficiência da refrigeração (Johnson Controls, 2015). Também se devem

controlar os sólidos dissolvidos que podem ocasionar problemas de precipitação e corrosão nas

tubagens e equipamentos (já são controlados).

3.3.3 Recuperação de Hexano com Óleo Mineral

Para reduzir a quantidade de hexano no efluente gasoso pode atuar-se no sistema de recuperação final

com óleo mineral pelo que é necessário analisar o seu funcionamento atual.

Segundo a literatura, a relação (específico) entre a quantidade de ar efluente e os sólidos processados

deve ser de cerca de 1,5 m3/ton (Wegner, 2000), variando no máximo entre 1 a 2,5 m3/h (Manual para

Extração - Bunge, 2007). Os vários valores de caudais e específicos calculados neste subcapítulo

podem ser consultados no Anexo X.

Tendo em conta os caudais atuais de ar que saem para a atmosfera consoante a semente usada e

medidos continuamente por um caudalímetro, verifica-se que os valores específicos ficam em 0,5 e 0,8

m3 ar/ton semente processada, para a colza e para a soja, respetivamente, o que se encontra bastante

abaixo dos valores de literatura.

60

Conclui-se então que, ou o sistema está muito bem isolado, não havendo entradas de ar, ou que está

a ser removido pouco ar do sistema, significando que este não está em vácuo, como era suposto. Já

se verificou que o vácuo no sistema é difícil de manter e conhecendo a falta de estanquicidade do

processo global também é de esperar que, quando em vácuo, haja bastantes entradas de ar. Então,

em princípio, a diferença nos específicos deverá estar relacionada com o vácuo.

Para aumentar o vácuo deve-se aumentar a velocidade do ventilador de gases para a atmosfera, que

é o principal promotor do sistema de vácuo. No entanto, como já foi referido, ao aumentar o caudal de

ar extraído pode-se estar a aumentar o arrastamento de hexano, sendo necessário encontrar um

equilíbrio entre estas duas situações.

Nas várias medidas realizadas para analisar a quantidade de hexano emitida para a atmosfera,

verificou-se que este valor está sempre entre 40 a 50% acima do valor aceitável, segundo a literatura

que é de 50 - 60 % LEL (lower explosivity limit) (Rataus, 2000).

Foi ainda analisado o caudal de óleo mineral para determinar se a quantidade usada era ou não

adequada à quantidade de gases em circulação. De acordo com a literatura, existe um mínimo de perda

de solvente que não é possível reduzir mesmo aumentando o caudal de óleo mineral (Wegner, 2000)

ou seja, como seria de esperar, nunca há 100% de recuperação de hexano nesta etapa.

Na Iberol, o rácio entre o caudal de óleo mineral usado e a quantidade de gases em circulação é de

179 L/m3 para a colza e 50 L/m3 para a soja, que são valores extremamente elevados. Este resultado

pode indicar que está a ser usado um caudal excessivo de óleo mineral, o que representa um custo

desnecessário nesta etapa da recuperação tanto mais que há uma concentração de hexano no ar à

saída que não se consegue eliminar por mais que se aumente o caudal de óleo.

Para verificar se é possível aumentar o vácuo no sistema, mantendo o caudal de óleo mineral, calculou-

se o caudal de gases que deveria existir na saída para a atmosfera, considerando o caudal horário de

sementes processado e o valor o valor específico médio de 1,5 m3 ar/ tonelada de semente processada.

O caudal obtido é bastante superior ao atual, sendo maior a diferença no caso da colza. Assim, a

relação entre o caudal de óleo mineral e o caudal de ar, passa a ser bastante mais razoável. Este

resultado mostra que com o caudal de óleo atualmente em circulação, há margem para processar um

caudal de gases superior, pelo menos no que diz respeito ao sistema de recuperação de hexano final.

Claro que é necessário testar na fábrica o efeito da alteração do caudal de ar nas emissões de hexano

efetuando a monitorização regular da %LEL na saída para a atmosfera e ainda analisar as

concentrações em hexano do óleo antes e depois da coluna de absorção ou desabsorção para

determinar o grau de saturação do óleo mineral. Isto porque existem fatores que não foram

considerados como a eficiência da transferência de massa nas colunas de absorção e desabsorção, a

redução na área de contacto entre os dois fluidos (problemas com o enchimento das torres), tempo de

contacto reduzido, etc.

Durante a análise ao sistema de recuperação final, foi também analisado o controlo instalado, para

verificar se todas as variáveis indicadas no Capitulo 2.4 estavam a ser monitorizadas.

61

Os principais parâmetros controlados neste sistema são as temperaturas das várias correntes de óleo

e de gases. Não foram encontrados, na literatura, processos em que o arrefecimento dos gases seja

feito com água de chiller, pelo que não foi possível comparar os valores reais com a literatura.

Já a pressão deve manter-se ligeiramente abaixo da pressão atmosférica. Esta é influenciada pelas

pressões ao longo do sistema, que podem provocar picos de caudal neste local, visto que este é o

último processo onde os gases passam antes de sair para a atmosfera. Assim, era de extrema

importância a regulação automática da velocidade de funcionamento do ventilador, para que se

conseguisse adequar o caudal de saída ao caudal de entrada, não criando pressões neste sistema.

O caudal de óleo mineral é controlado por manutenção de um certo nível de óleo na base das colunas,

existindo para isso, sensores de nível. Quando existe perda de óleo, esta é detetada pelo abaixamento

do seu nível que significa uma redução no caudal em recirculação. Essa pode ser motivada pelo

arrastamento de óleo com os gases ou por fugas nos permutadores. É importante referir que um dos

sensores de nível não está a funcionar adequadamente pelo que o caudal está a ser controlado pela

amperagem/caudal da bomba que promove a circulação do óleo para a coluna em causa.

Não é realizado nenhum controlo da quantidade residual de hexano no óleo mineral, para verificação

da eficiência da recuperação.

3.4 Diagrama de Processo

Para a elaboração das avaliações ao processo descritas anteriormente foi necessário, numa fase inicial

do trabalho, fazer o diagrama da unidade de extração existente na Iberol. Este diagrama inclui o

extrator, o dessolventizador, a zona de destilação e de desgomagem, o sistema de condensação e de

purificação do hexano (decantador) e ainda o sistema de recuperação final.

O processo de desgomagem não faz parte da análise anterior visto que nesta zona já não é possível a

recuperação de hexano. Quanto à zona de purificação, onde ocorre a separação do hexano

condensado da água, apenas será analisado quando se discutir as melhorias ao sistema de controlo.

Para elaborar o diagrama foi necessário percorrer as instalações, seguindo todas as linhas de vapor,

hexano, sólidos, miscela e óleo, que ligam os vários equipamentos até ter o processo completo.

Posteriormente foram também adicionados os sensores existentes e os sistemas de controlo (sensor-

controlador-atuador). O diagrama atual pode ser consultado no Anexo XI.

Para completar o estudo do processo foi ainda elaborada a memória descritiva do processo de

extração, incluindo os procedimentos e o modo de controlo de todos os subprocessos descritos. Devido

às diferenças detetadas entre as variáveis de processo e os valores de benchmarking, referidas ao

longo deste capítulo, foi ainda elaborada uma tabela com as variáveis a alterar, o objetivo da alteração

e os efeitos esperados nas restantes variáveis. Por fim, tendo em consideração as necessidades atuais

62

e as anomalias que se verificam mais frequentemente foi elaborado um diagrama com uma proposta

de melhoria do sistema de controlo, que pode ser consultado no Anexo XII.

63

4 Perdas de Hexano

Neste Capítulo apresenta-se uma análise das correntes do processo de extração associadas às perdas

de hexano mais significativas sendo propostas as alternativas existentes para conseguir a diminuição

destas perda que resultam em elevados custos de produção, elevadas emissões de COV e, quando

associadas ao óleo e farinha baixam a respetiva qualidade.

Assim, para além das fugas, que ocorrem devido ao mau funcionamento ou má manutenção dos

equipamentos e tubagens, perde-se solvente nas várias saídas do processo. São elas: a farinha, o

óleo, o ar removido pelo sistema de vácuo das colunas de recuperação de hexano com óleo mineral e

a água efluente da decantação de hexano.

A perda total de hexano diária é medida tendo em conta as variações das existências diárias de hexano.

Contudo, para fazer a contabilização das perdas nas diferentes correntes é necessário proceder à

análise laboratorial de amostras dos produtos, à monitorização dos efluentes e, para controlo de fugas

nos equipamentos e tubagens (apenas identificação e categorização de gravidade) é necessário

percorrer as instalações para verificação do estado dos pontos de fuga já identificados e efetuar

eventualmente a deteção de novos pontos (a contabilização das fugas são calculadas por diferença,

ou seja, perda total de hexano menos a soma de todos os outros pontos de perda). A Tabela 6

apresenta a análise aos pontos identificados como sendo mais importantes em termos de perdas de

hexano sendo que atualmente o único que é monitorizado diariamente é o flash-point do óleo.

Tabela 6 - Monitorização dos pontos de perda de solvente no processo.

De todos os pontos referidos, excetuando a recolha de amostras de farinha no DTS, que não existe, e

as fugas, podem facilmente ser recolhidas amostras. No entanto, não é possível analisar no laboratório

da empresa a amostra do efluente gasoso, mas apenas do efluente líquido (água residual).

Fonte de

perda Como controlar? Onde? Tipo de Análise

Farinha Monitorização diária do hexano

residual Piso 8 DTS Recolha e análise de amostra

Fugas Monitorização dos pontos críticos

com probabilidade de fuga

Todo o circuito

hexano

Preenchimento periódico de

check-list de controlo

Efluentes

gasosos

Monitorização dos pontos de fuga

para a atmosfera

Saídas gases para

a atmosfera

Avaliar % LEL com

explosivímetro

Óleo Monitorização diária do hexano

residual

Saída do secador

óleo

Recolha e análise de amostra

(flash point óleo)

Efluente

Líquido

Monitorização periódica do hexano

residual

Tanque stripping

água residual

Recolha e análise de amostra

(cromatografia)

64

No que diz respeito ao controle da farinha no DTS, para criar o ponto de amostragem seria necessário

fazer uma perfuração no equipamento, o que só poderá ser efetuado com a intervenção da manutenção

mecânica numa paragem com desgaseificação para permitir a utilização de equipamentos de potencial

fonte de ignição.

Já para a contabilização das fugas, como os caudais não são conhecidos, apenas se podem estimar

calculando-se a diferença entre as perdas de hexano totais e as restantes perdas calculadas.

4.1 Monitorização do Hexano

Como já foi referido ao longo do texto, o hexano é usado no extrator na forma líquida, sendo depois

separado do óleo por evaporação na destilação e removido dos sólidos no dessolventizador. O hexano

recuperado é depois condensado e purificado antes de voltar a entrar no extrator. Para compensar as

perdas durante este processo torna-se necessário alimentar sempre hexano fresco ao processo. Este

make-up de solvente ao processo é feito com hexano proveniente dos tanques de hexano numa coluna

equalizadora (EQ) quando o volume no tanque de buffer de miscela à entrada da destilação atinge um

valor mínimo. Esse aumento de volume é apenas de cerca de 10% do volume total, para minimizar a

desconcentração da miscela à entrada da destilação.

Atualmente, para conhecer as perdas diárias de hexano controla-se, por turno, o seu nível nos tanques

de armazenamento de hexano e nos tanques de miscela. Pela diferença observada relativamente ao

turno anterior pode verificar-se a quantidade de hexano no sistema e calcular, se for o caso, a

quantidade perdida.

Tendo em conta que os tanques de armazenamento são subterrâneos e não têm instalado nenhum

sensor de nível a medição é efetuada com uma vara com escala. Este tipo de medição é pouco fiável

visto que o hexano evapora rapidamente podendo deixar de ser visível a marcação. Por outro lado,

pode haver água nos tanques e depósitos e acumulação de sujidade que podem falsear a medição.

Contudo, nunca foram instalados sensores de nível dado que estão previstos e em execução dois

tanques novos a implementar na Iberol já com sensores.

Já nos tanques de miscela para realizar a contabilização do hexano é necessário ter em conta a

concentração em óleo na miscela mas como esta análise não é realizada todos os dias, utiliza-se um

valor médio. Esta percentagem tem de ser convertida de volumétrica para mássica e para isso, recorre-

se à densidade da miscela, calculada com uma densidade de hexano constante, que não tem em

consideração a temperatura real da mistura

Além dos tanques de armazenamento e miscela, o solvente também se acumula no topo do leito do

extrator e nas suas tolvas, no buffer de hexano e no decantador de água/hexano.

Neste trabalho não foram contabilizadas ou estimadas as variações no extrator porque é difícil

contabilizar o hexano acumulado, de entre as várias razões destacam-se duas. Assim, em primeiro

65

lugar, no extrator não existe apenas hexano puro mas um gradiente de concentrações no óleo pelo que

apenas se pode estimar uma concentração média. Em segundo lugar, não se consegue medir com

precisão a altura da miscela para calcular o seu volume e, erros nesta estimativa, mesmo que pequenos

podem influenciar muito o valor específico das perdas de hexano. De facto, tendo em conta a área de

uma caçamba se, como é suposto, o leito estiver coberto por cerca de 5 cm em altura de miscela

estarão acumulados cerca de 83 L de miscela, só numa caçamba, considerando todos os banhos

realizados isto corresponde, em termos de hexano corresponde a 837 L e 759 L, quando funciona com

soja e colza respetivamente. Se o extrator estiver completamente inundado, com a miscela no topo das

divisões, o volume passa a ser de 414 L por caçamba, ou seja, cerca de 5400 L considerando todas as

caçambas que recebem miscela através de chuveiros que corresponderá a cerca de 3770 e 3796 L de

hexano, para soja e colza respetivamente.

Já nas tolvas, o volume máximo de miscela é de 10 m3, sendo raro as tolvas estarem no máximo de

capacidade. Do volume total, 36% corresponde à última caçamba onde entra o hexano “puro” e como

os gradientes de óleo na miscela variam entre 30% e 0,03%, é possível concluir que grande parte do

volume nas tolvas é hexano.

No tanque buffer de hexano, antes da entrada no extrator, a saída é efetuada pelo topo (tubo

ladrão/transbordo) mantendo-se o volume de líquido no tanque constante pelo que é válido admitir que

não haverá variações de volume neste equipamento. O mesmo acontece no decantador, onde a

tubagem de saída do hexano está ao nível máximo do tanque.

4.2 Descrição das Perdas de Hexano nas Correntes do Processo

4.2.1 Perdas nos Efluentes Gasosos

O efluente gasoso em estudo corresponde à saída de gases do sistema de recuperação final do

solvente com óleo mineral. Existe ainda outra saída de gases que pode transportar hexano para o

exterior que é a corrente de ar de saída dos ciclones que se encontram após o DTS, para remoção de

partículas arrastadas durante a secagem da farinha. Apesar de inicialmente se ter tentado monitorizar

esta saída, verificou-se que o caudal de ar era tão grande que a deteção de hexano com o

explosivímetro não era sensível. É ainda importante referir que estas emissões são controladas pelo

relatório anual de emissões de COV’s além de que, ao medir a quantidade de hexano perdida no piso

8 do DTS fica-se a conhecer a perda de hexano total neste equipamento sendo, por isso, a análise

desta corrente gasosa uma redundância. Assim esta saída não foi monitorizada durante este trabalho.

Para efetuar a monitorização do hexano nestas correntes foi utilizado o equipamento disponível na

fábrica que é um explosivímetro portátil. Este equipamento, apresentado na Figura 19, dispõe de um

detetor de gases inflamáveis que, neste caso, está calibrado para detetar hexano sendo o ar aspirado

para o interior do aparelho através de um tubo. A concentração é medida em relação ao limite mínimo

66

de explosividade. Este tipo de equipamento é usado para analisar a atmosfera num espaço confinado,

nomeadamente nas áreas com perigo de explosividade, para deteção de fugas nos equipamentos.

Quando o valor limite imposto é excedido é acionado um alarme como aviso. De referir que com o

equipamento disponível apenas se consegue determinar o afastamento face ao limite mínimo de

explosividade que, desde que se tenha o valor do caudal, a permite estimar a concentração de hexano

no local.

Este tipo de equipamento apenas deve ser usado para detetar a presença do hexano e as medições

efetuadas são influenciadas pelas condições atmosféricas exteriores (temperatura, humidade e

intensidade do vento).

Figura 19 - Explosivímetro usado para a realização do trabalho (marca Ventis MX4).

O limite mínimo de explosividade (lower explosivity limit - LEL) é a concentração mínima de um gás

inflamável no ar que permite a sua combustão (Figura 20). Assim, o explosivímetro deteta a presença

de hexano na atmosfera devolvendo uma percentagem que representa a “distância” a esse limite

mínimo.

Figura 20 - Esquema explicativo dos limites inferior e superior de explosividade.

67

Tendo em consideração que para o hexano o limite mínimo de explosividade (100% LEL) corresponde

a uma concentração de 46,5 g/ m3 (considerando 20ºC e P trabalho) (Rataus, 2000) e que, quando o

limite é zero, a concentração também é nula, é possível estabelecer a relação entre o afastamento ao

LEL e a concentração de hexano no ar como sendo de 0,0465 kg/m3 x % LEL/100. Deste modo,

sabendo o caudal médio de ar à saída das colunas de recuperação, em m3/h (PTT) e o caudal de

sólidos processados, em ton/h, é possível determinar as perdas de hexano no efluente gasoso por

tonelada de semente processada.

𝑃𝑒𝑟𝑑𝑎𝑎𝑡𝑚 (𝑘𝑔 ℎ𝑒𝑥/𝑡𝑜𝑛 𝑠𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡𝑒𝑠) =%𝐿𝐸𝐿

100× 0,0465 (𝑘𝑔/𝑚3) ×

𝑄𝑎𝑟 (𝑚3/ℎ)

𝑄𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜𝑠(𝑡𝑜𝑛/ℎ) (17)

Obviamente que só é possível aplicar este método para determinação da quantidade de hexano perdido

se o valor detetado pelo aparelho for de 100% ou inferior. De facto, se a concentração de hexano no ar

for superior à concentração do limite mínimo de explosividade, o aparelho dá erro e dispara um alarme,

não sendo possível estimar o valor. De qualquer maneira esta é uma situação anormal e que denotaria

problemas graves em termos de segurança para o processo.

4.2.2 Perdas no Óleo

As perdas de hexano no óleo vegetal bruto são medidas através da relação com a temperatura de

inflamação ou flash-point do óleo. A temperatura de flash-point é a temperatura à qual um líquido liberta

vapor inflamável suficiente para formar uma mistura com o ar que pode entrar em combustão em

contacto com uma superfície quente, faísca ou chama. Claro que quanto maior for a temperatura de

flash-point, menos inflamável e perigoso é o produto (The Engineering ToolBox, 2015).

Para determinação do flash-point em laboratório, é utilizado o método de Pensky Martens. Neste

método, a amostra é colocada num copo fechado com aquecimento indireto contínuo, havendo

monitorização contínua da temperatura (Anton Paar, 2015) . A partir dos 100ºC é colocada uma chama

(fonte de ignição) diretamente dentro do copo, em intervalos de temperatura regulares (10ºC), de forma

a verificar a temperatura mínima à qual os vapores entram em ignição.

Sabendo o valor desta temperatura e utilizando uma correlação (Equação 18) obtida pela relação entre

os valores de temperatura de inflamação e a concentração de hexano, apresentada na Figura 21

(Dupuy, Fore, & Rayner, 1975), é possível estimar a concentração em ppm de hexano no óleo.

É importante referir que os valores usados na correlação são para óleo bruto e não para óleo

desgomado, que é o óleo analisado na fábrica. O óleo desgomado, como já passou pelo secador e

pelas centrífugas de desgomagem, tem uma quantidade residual de hexano inferior ao óleo bruto.

68

Além disso, os valores da correlação referem-se a óleo de soja pelo que a sua utilização para

determinação do resíduo de hexano no óleo de colza pode não ser correto. Contudo, como nesta fase

os dois tipos de óleo têm uma composição semelhante, considera.se que este erro não é muito

importante.

Figura 21 - Correlação entre a temperatura de flash-point e a concentração de hexano na amostra de óleo de

soja bruto (Dupuy, Fore, & Rayner, 1975).

𝐶𝑜𝑛𝑐ℎ𝑒𝑥(𝑝𝑝𝑚) = 4,47 × 108 × 𝑇(℃)−2,698 (18)

Segundo a FOSFA (Federation of Oils, Seeds and Fats Associations Ltd), de modo a garantir segurança

no transporte e armazenamento o flash-point dos óleos vegetais deve ser superior a 121ºC. Este valor

de temperatura representa uma perda de cerca de 0,44 kg de hexano por tonelada de semente

processada, o que é demasiado elevado, tenho em conta que o limite de concentração é de 0,8 kg de

solvente/ tonelada de soja processada, segundo o decreto de lei DL 127/2013. Por esta razão, na

destilação a quantidade de hexano removida permite que os valores de temperatura de flash-point

sejam, salvo raras exceções, mais elevados.

Atualmente os procedimentos seguidos no laboratório da empresa apenas exigem efetuar o ensaio até

se atingir uma temperatura de 193ºC que é o valor que garante um produto com qualidade para o

cliente. No entanto, na maior parte das vezes, não é realizada a análise extensamente até se atingir o

ponto de inflamação. Apenas sabendo o valor real da temperatura de flash-point é possível fazer uma

estimativa das perdas correta.

Para utilizar valores reais neste cálculo, foi efetuada no laboratório da empresa, uma medição até se

encontrar a verdadeira temperatura de inflamação, o que ocorreu aos 203ºC. Assim, este foi o valor

utilizados nos cálculos.

69

A perda é calculada de acordo com a seguinte equação (Equação 19), em que é usada a correlação

determinada, a temperatura de flash-point (T), a densidade do óleo, 0,92 kg/L (CETESB, 2015) e os

caudais de óleo produzido e de semente total processada. Os caudais de óleo e de sementes

considerados nos cálculos são as médias dos caudais reais usados durante o período em estudo (Abril

a Agosto) e podem ser consultados na Tabela XIV.1 do Anexo XIV.

4.2.3 Perdas na Farinha

Para determinar a quantidade de hexano nos sólidos seria necessário analisar amostras retiradas no

final da dessolventização, o que atualmente não é possível, pelas razões já descritas no início do

capítulo. Nesta estimativa usou-se um valor de 500 ppm, valor típico apontado pela literatura (Brueske

& Crown Iron Works Co., 2000). O cálculo das perdas de hexano na farinha por ton de grão foi efetuado

segundo a equação:

𝑃𝑒𝑟𝑑𝑎𝑠𝑓𝑎𝑟𝑖𝑛ℎ𝑎 =𝐶𝑜𝑛𝑐 (𝑝𝑝𝑚)

1000×

𝑄𝑏𝑎𝑔𝑎ç𝑜 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑧𝑖𝑑𝑜

𝑄𝑠𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡𝑒𝑠 𝑝𝑟𝑜𝑐𝑒𝑠𝑠𝑎𝑑𝑎𝑠 (20)

4.3 Fugas no Processo

4.3.1 Pesquisa de Fugas

É reconhecido na empresa que as fugas de hexano ao longo de todo o processo são o termo com maior

impacto para as perdas totais de hexano. As fugas ocorrem devido à falta de estanquicidade do

sistema, seja por falta de manutenção nos equipamentos ou por falhas mecânicas.

Tal como já foi referido anteriormente, para identificar as fugas no processo e definir a localização das

zonas críticas foi necessário efetuar um percurso exploratório pelas instalações, seguindo as tubagens

e equipamentos que fazem parte do percurso do hexano utilizando um explosivímetro para deteção

das eventuais fugas existentes. Para este processo foi também importante estudar o P&I que mostra o

percurso do hexano líquido e gasoso ao longo da instalação.

Para comparar a importância das fugas detetada foram guardados os valores de %LEL medidos, visto

que estes podem ser convertidos na concentração de hexano no ar.

As zonas críticas são locais ou equipamentos onde a probabilidade de haver fugas ou de virem a

aparecer, no futuro, é elevada. Os locais mais suscetíveis para apresentarem fugas são tampas,

𝑃𝑒𝑟𝑑𝑎ó𝑙𝑒𝑜 (𝑘𝑔 ℎ𝑒𝑥/𝑡𝑜𝑛 𝑠𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡𝑒𝑠) =

4,472𝑒8 × 𝑇−2,698

1000𝜌ó𝑙𝑒𝑜

×𝑄ó𝑙𝑒𝑜 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑧𝑖𝑑𝑜

𝑄𝑠𝑜𝑗𝑎 𝑝𝑟𝑜𝑐𝑒𝑠𝑠𝑎𝑑𝑎

(19)

70

visores, empanques e peças móveis. Após a identificação dos locais com fugas de hexano líquido e

gasoso, foi monitorizada a sua frequência e o seu comportamento consoante o tipo de sementes

processadas.

4.3.2 Estado Atual das Fugas

Os locais onde se verificou maior incidência de fugas foi no extrator e no dessolventizador, tal como

era de esperar, pois é nestes equipamentos que é mais fácil a saída não controlada do hexano através

de fendas ou orifícios, visto ser aqui que o hexano existe em maiores quantidades. No DTS, a maior

incidência de fugas é no topo, pois é aí que se concentra a maior quantidade de hexano a evaporar.

Na Figura 22 os locais considerados como “outros” são principalmente saídas de gases para a

atmosfera que estiveram em contacto com hexano ou com correntes contaminadas com hexano.

As medições foram efetuadas em dias diferentes, sendo que para a soja existem resultados de 3 dias

distintos (uma medição por mês, em três meses) e para a colza, 4 (uma medição por mês, em quatro

meses). A descrição detalhada dos vários pontos de fuga analisados ao longo dos meses em que

decorreu o trabalho, tal como os valores de %LEL medidos, que permitiram elaborar os gráficos da

Figura 22 podem ser consultados no Anexo XIII.

Analisando os gráficos verifica-se que quando se processa soja a maior parte das fugas parecem

ocorrer no dessolventizador. No entanto, é necessário referir que no dia 2 foi difícil realizar as medições

junto ao extrator devido às condições ambientais visto que estava bastante vento o que prejudicava a

leitura efetuada pelo explosivímetro fazendo com que o valor lido fosse inferior ao real. Assim, apesar

de no local se sentir um cheiro intenso a hexano e se observar evaporação em diversos locais, as fugas

medidas pelo explosivímetro foram reduzidas. Por outro lado, apenas no dia 3 foi detetada uma fuga

no encaixe de uma das peças móveis do extrator que, devido à proximidade com outra ainda não tinha

sido descoberta. Por esta razão, a quantidade de hexano perdida neste equipamento foi superior e

semelhante à determinada no DTS.

Concluindo, a distribuição das fugas no dia 3 pode ser a que mais se aproxima da realidade, pois as

fugas detetadas estão mais próximas do total real.

Nos resultados apresentados para a colza, verifica-se que contrariamente ao que aconteceu com a

soja, a maior parte das fugas estão localizadas no extrator. Na realidade, as fugas no extrator são as

mesmas e em quantidades aproximadas às que ocorriam no caso da soja. O que provoca esta mudança

nos resultados é a diminuição brusca das fugas no DTS. A única que se mantem durante o

funcionamento com colza é a do posicionador do nível no primeiro prato, sendo que as restantes, ou

não são detetadas ou os valores medidos são próximos de 0.

Com as medições efetuadas verificou-se que, no geral a quantidade de fugas é mais de duas vezes

superior quando se processa soja do que com a colza provavelmente porque a quantidade de sólidos

71

e gases em circulação é superior. Além disso, as dificuldades em estabelecer o vácuo no sistema

também explicam parte das fugas verificadas.

A variação de comportamento da fuga de hexano no topo do ciclone (EX1) com o tipo de semente em

processo deve-se, por um lado, à diferença no caudal de gases evaporados no DTS. Para além da

quantidade de hexano em circulação nesta zona ser superior quando se processa soja, por outro lado,

o aumento do caudal também leva a um aumento da pressão, com o consequente agravamento das

saídas do sistema. Esta fuga localiza-se no empanque do veio do raspador que é usado para remover

o excesso de sólidos nas paredes do ciclone, sendo que o aumento do caudal pode levar à instabilidade

do veio e a maiores saídas através do empanque. Assim, o desgaste do agitador ou o mau isolamento

do empaque onde se encaixa o veio do raspador pode levar também ao aumento das fugas.

Figura 22 - Localização das perdas de hexano durante o processamento de soja (Esquerda) e durante o

processamento de colza (direita).

De referir que a fuga na válvula de recolha de amostras de sólidos no extrator pode ser evitada, ou

minimizada, se forem cumpridos os procedimentos de recolha de amostras e se os operadores

deixarem a válvula de amostragem bem fechada.

É ainda importante referir que as fugas detetadas no extrator e no dessolventizador se deviam a

problemas mecânicos, por exemplo, falta de parafusos em alguns encaixes, falta de

isolamento/lubrificação em encaixes móveis e desgaste das peças móveis.

Convém ainda referir que como o explosivímetro não permite determinar concentrações superiores ao

limite mínimo de explosividade e é possível que nos locais onde a medição atingiu os 100%, a

quantidade realmente perdida seja superior ao que foi aqui considerado.

72

4.3.3 Fugas em Paragem

Foram também monitorizadas as fugas durante uma paragem do processo para verificar se com as

modificações nos parâmetros de funcionamento (velocidade, temperatura, pressão e quantidade de

sólidos) apareciam mais pontos de fuga ou se ocorriam alterações nos pontos habituais. As paragens

e arranques são operações críticas nas perdas de hexano pois ocorre a pressurização do sistema

(Dpto.Técnico A&G, 2000) e ainda acumulação de condensados em locais que durante o

funcionamento não são acessíveis ao líquido.

A paragem inicia-se com o fim da alimentação de sólidos na preparação, o que apenas se reflete no

funcionamento do extrator cerca de 2h depois. De sublinhar que durante esta paragem, o extrator

manteve-se em rotação. Os sólidos continuaram a entrar até se esgotarem, pelo que o extrator vai

ficando cada vez mais vazio até esvaziar completamente. Mesmo quando todos os sólidos saíram do

extrator, a recirculação de miscela continua de modo a lavar as tolvas e a arrastar as partículas

acumuladas. Após algumas horas, a recirculação de miscela pára.

Na paragem acompanhada verificou-se que o extrator se manteve sob vácuo, até deixar de haver

recirculação de miscela. No entanto, a temperatura dentro do equipamento diminuiu, o que levou à

condensação do hexano gasoso e à sua acumulação no transportador de saída de sólidos. Por outro

lado, a recirculação de miscela continua sem que existam sólidos que a absorvam o que leva à sua

acumulação no fundo do extrator. Na realidade, observou-se o aparecimento de novos pontos de fuga

de hexano líquido neste local o que, em princípio se deve à diminuição de estanquicidade destes

transportadores quando não há sólidos no local.

É ainda de referir que as fugas existentes em funcionamento normal se mantiveram durante a paragem,

observando-se bastante evaporação junto aos encaixes do sem-fim e um aumento das fugas de hexano

líquido no extrator.

Figura 23 - Relação entre a %LEL detetada durante a paragem e a detetada em funcionamento normal nos

pontos de fuga, nas horas após o inicio da paragem.

73

Como se observa na Figura 23, as fugas no dessolventizador também se mantiveram apesar de, com

o passar das horas, se ter verificado uma diminuição razoável dos valores detetados. Isto acontece

quando deixam de haver sólidos a entrar no DTS, o que provoca uma diminuição na evaporação de

hexano até chegar a zero. Como a quantidade de vapor também vai sendo reduzida, o caudal total de

gases diminui.

O pico detetado na Figura 23, duas horas após o início da paragem, refere-se ao fim da circulação de

sólidos e à circulação de miscela. Este acontecimento também tem influência nas fugas do DTS, que

se tornam insignificantes quando deixa de haver sólidos em circulação. À medida que o extrator vai

sendo drenado, as fugas vão diminuindo pois deixa de haver líquido no sistema.

Concluindo, verificou-se que em paragem as fugas detetadas no extrator são quase o triplo das

detetadas em funcionamento normal mas que este valor vai diminuindo ao longo do tempo à medida

que o extrator vai esvaziando.

4.4 Perda Total de Hexano

4.4.1 Contabilização das Perdas Totais de Hexano

As perdas totais de hexano são estimadas pela empresa com base nos níveis dos tanques de hexano

e de miscela, como referido na seção 4.1.

Por motivos de confidencialidade, a análise do específico de perda total de hexano ao longo dos 4

meses em que decorrer o trabalho, encontram-se no Anexo XIV. Dessa análise conclui-se que os

grandes picos de perdas de hexano ocorrem quando há avarias nos equipamentos ou quando a

frequência de paragens para troca de semente processada aumenta.

Há também que ter em atenção que é possível que em alguns casos uma certa quantidade de solvente

seja dada como perdida e, no entanto estar acumulada noutro equipamento que não foi contabilizado.

De facto, por vezes há dias em que se detetam vários litros de hexano perdido, seguidos de dias em

que não há perdas porque o hexano acumulado voltou a aparecer nos tanques com o decorrer do

processo.

Depois de se terem efetuado as medições possíveis para se conhecerem as saídas de hexano do

processo e poder fazer uma estimativa das perdas e ainda, da relação entre as quantidades perdidas

nos diferentes pontos da instalação, foi necessário considerar alguns valores da literatura.

Assim, no caso das perdas com a farinha, estimou-se que a concentração final de hexano após a

dessolventização era de 500 ppm tanto para soja como para colza (Brueske & Crown Iron Works Co.,

2000). Para a perdas no efluente gasoso foram considerados os valores de %LEL medidos na

monitorização das fugas e as perdas no óleo são analisadas na fábrica. No que diz respeito às perdas

nos efluentes líquidos estas foram desprezadas, primeiro por serem reduzidas e porque a maior parte

74

da água residual é aproveitada nos misturadores antes da desgomagem do óleo ou na unidade de

produção de biodiesel. Por último, a quantidade de hexano perdido nas fugas foi estimada por diferença

entre o valor global de perdas estimado pela operação e os estimados acima para a farinha, óleo e

efluente gasoso. A Figura 24 apresenta a média da distribuição das perdas calculadas para os quatro

meses em estudo (Abril a Julho de 2015).

Figura 24 - Distribuição das perdas para soja (à esquerda) e para colza (à direita).

A Figura anterior mostra que as fugas estimadas representam a maior fração das perdas de hexano no

processo. Contudo, segundo a literatura, cerca de metade das perdas de solvente ocorrem com a

farinha seguindo-se depois as fugas (Dpto.Técnico A&G, 2000). A explicação para neste trabalho se

ter obtido uma maior fração de perdas para as fugas está certamente relacionada com a utilização de

um valor de perdas na farinha demasiado otimista (ainda não existe a toma de amostra para se recolher

e proceder à análise em laboratório).

É ainda possível observar que as perdas no óleo no processamento da colza têm um maior impacto

quando se processa colza do que soja. Este resultado deve-se ao facto de as perdas serem calculadas

em relação à quantidade de sólidos processados e como na colza se extrai mais óleo por tonelada do

que na soja, as perdas de hexano são superiores neste caso.

Mesmo sem uma medição mais exata, a percentagem de perda no efluente gasoso está de acordo com

o esperado. Como os valores de perda na farinha e nos gases são semelhantes, a diferença entre as

perdas com o óleo vai depois refletir-se nas fugas que são calculadas por diferença. Contudo, tal como

explicado acima, é de esperar uma maior importância das fugas no processamento da soja porque o

caudal de gases em circulação é superior e a inexistência de subpressão, o que facilita a saída de

gases.

A Figura 25 apresenta a uma comparação entre os resultados estimados neste trabalho e os valores

da literatura para a soja. Claro que a importância de cada perda para as perdas totais real pode ser

75

diferente em função de alguns dos valores arbitrados para cada termo pelo que, tal como se apresenta

no item seguinte, se decidiu efetuar uma análise de sensibilidade a estes valores.

Figura 25 - Comparação entre a distribuição das perdas de hexano estimadas e as esperadas pela literatura

(Dpto.Técnico A&G, 2000), para soja.

Todos os valores das perdas calculados para os meses em estudo, estão no Anexo XIV.

4.4.2 Análise de Sensibilidade

Considerando que os valores usados no cálculo das perdas de hexano do processo foram retirados da

literatura ou foram estimados, é importante efetuar uma análise de sensibilidade para verificar em que

medida é que uma variação dos valores considerados afeta o valor total de perdas de hexano

calculadas.

Como na literatura apenas está disponível a variação das perdas para a soja, esta análise de

sensibilidade foi realizada apenas sobre os valores obtidos durante o funcionamento com esta semente.

Analisando então a distribuição das perdas apresentada na Figura 24 e a sua comparação com a

literatura na Figura 25, observa-se que as perdas calculadas para as fugas têm um peso superior ao

indicado no artigo (quase o dobro). Esta diferença pode dever-se ao facto de a concentração de 500

ppm imposta para as perdas de hexano na farinha ser demasiado otimista.

Assim, por esta razão foi efetuada uma análise de sensibilidade a este valor em que se variou a

concentração de solvente na farinha entre 500 e 1000 ppm com variações de 50 ppm. Com esta análise

pretende-se verificar qual a concentração para a qual a distribuição das perdas de solvente mais se

aproxima da apresentada na literatura. Os valores das perdas com o óleo e o efluente gasoso foram

mantidos constantes nesta análise.

76

Dos resultados obtidos, na Figura 26, verifica-se que para se obter a distribuição da percentagem de

perdas na farinha semelhante ao valor da literatura (≈50%) seria um valor para a concentração de

hexano na farinha são de 800 ppm. No entanto, mesmo considerando este valor, o peso das fugas

continua acima do esperado, o que se deve às reduzidas perdas de hexano no óleo e na corrente

gasosa.

Figura 26 - Resultado da variação da concentração de hexano na farinha na distribuição das perdas de hexano

no processo.

No caso do óleo foram feitas variações de mais ou menos 10ºC na temperatura de flash-point, visto

que esta é a variação usada nas medições laboratoriais. É importante ter em consideração que em

laboratório o ensaio para determinação do flash-point é interrompido quando se atinge uma temperatura

de 193ºC. Dos resultados obtidos, presentes na Figura 27, verificou-se que a variação do gasto de

hexano com esta temperatura não é linear, tal como era de esperar tendo em conta a relação descrita

na seção 4.2.2.

Neste caso mantiveram-se as % perdidas na farinha (considerando os 500 ppm) e no efluente gasoso

(considerando os 100%LEL). Perante os resultados é possível observar que a diferença entre medir

apenas até aos 193ºC ou até atingir a temperatura de 203ºC (único valor real de temperatura de flash-

point medido no âmbito deste trabalho) se reflete apenas em 20 g hexano/ton soja processada, o que

representa 1% no total das perdas. Comparando com o valor indicado na literatura, em termos de

percentagem, o valor resultante das perdas no óleo no processo Iberol é cerca de metade. No entanto,

em termos de quantidade não é possível apresentar qualquer tipo de conclusão, visto não ser indicado

no artigo o valor de perdas no óleo nem o valor total de perdas, para comparação com o calculado.

77

Figura 27 - Resultado da variação da concentração de hexano no óleo, na distribuição global de perdas de

hexano no processo.

Por fim, para estudar a variação das perdas no efluente gasoso foi realizada a variação da %LEL entre

70 e 100%. Com esta variação pretende-se determinar se a diferença nos valores medidos no terreno

(apresentada no Anexo XIII) é relevante em termos de quantidade perdida. Segundo a análise, este

tipo de perda varia de forma linear, visto que, a relação apenas depende do volume de ar que sai do

sistema.

Os resultados mostram que a variação de 2% na distância ao limite de explosividade apenas representa

um aumento de 1 g de hexano perdido/ ton de soja processada. Já a % das perdas que a variação

entre 70 e 100%LEL representa varia apenas 1%, entre 2 e 3%. Comparando com o valor indicado na

literatura, apesar da % calculada ser cerca de metade, não se pode tirar qualquer conclusão, pois, tal

como para as perdas no óleo, não se consegue saber a quantidade total perdida.

Se extrapolar este comportamento para concentrações de hexano superiores ao limite mínimo de

explosividade, de modo a cobrir as situações em que a quantidade medida estava acima dos 100%LEL

e por isso, as medições com o explosivímetro deram erro, verifica-se que a % perdas continua a variar

muito lentamente. Assim, conclui-se que mesmo com variações nas medições que parecem elevadas,

na realidade, em termos de quantidade de hexano perdido, estas variações são pouco significativas.

4.4.3 Análise de Custos Associados às Perdas

De acordo com a análise de sensibilidades anterior, foi analisada a variação dos gastos monetários em

hexano consoante o aumento ou diminuição dos vários tipos de perdas.

78

No que diz respeito aos custos associados às perdas na farinha e no efluente gasoso estes variam de

forma linear com a concentração de hexano perdido. Os custos associados à perda de solvente na

farinha foram calculados de acordo com a seguinte equação:

𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜 𝑑𝑖á𝑟𝑖𝑜 =𝐶𝑜𝑛𝑐 (𝑝𝑝𝑚)

1000× 𝑟𝑒𝑛𝑑𝑓𝑎𝑟𝑖𝑛ℎ𝑎 ×

𝐶 (€/𝑡𝑜𝑛)

1000× 𝑄𝑠𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡𝑒 𝑝𝑟𝑜𝑐𝑒𝑠𝑠𝑎𝑑𝑎 (21)

O rendimento em farinha (rendfarinha) considerado nos cálculos foi a razão entre o caudal de farinha

produzida por ton de semente processada e tem o valor de 0,8 (baseada nos valores de produção de

2014). O custo do hexano (C) considerado foi de 800 €/ton.

Para o valor de 500 ppm de hexano na farinha considerado neste trabalho, a perda na farinha de soja

corresponde a cerca de 480€/dia, enquanto para a colza é 159€/dia, visto que o caudal de farinha de

colza também é cerca de um terço do de soja. No caso do residual de hexano na farinha ser próximo

dos valores indicados noutras fontes, aproximadamente 300 ppm para soja (Vidal, 2000) e 800 para

colza (Shahidi, 1990), os custos serão de 289 €/dia e 254 €/dia. Claro que em vez de utilizar valores da

literatura, seria interessante a Iberol recolher e analisar amostras das farinhas para avaliar as perdas

reais de hexano.

De seguida são apresentados os custos derivados das perdas de hexano no óleo. Admitindo que a

temperatura de flash-point do óleo era de 193ºC, a perda representava um custo de 5 cêntimos por

tonelada de semente de soja processada e 9 cêntimos por ton de semente de colza. Tendo em conta

as quantidades diárias de sementes trabalhadas, isto representaria cerca de 79 €/dia durante o

processo de soja e 63€/dia para colza. Se se considerasse o valor real medido de 203ºC a perda de

hexano passaria a corresponder a 69 €/dia para soja e 55 €/dia para colza.

Seria interessante determinar diariamente o valor real do flash-point do óleo para se poder calcular

corretamente os custos associados a esta perda. Esta medição seria fácil de fazer visto que o

acréscimo de 10ºC demora apenas cerca de 10 min. Esta temperatura seria um bom indicador da

necessidade de se alterar, por exemplo, as temperaturas da destilação de modo a obter maior

recuperação de hexano isto, claro, se o aumento dos gastos em vapor fosse compensado pelos ganhos

do aumento da recuperação de hexano.

Por fim, no caso das perdas a partir do efluente gasoso verificou-se que como o caudal do efluente

gasoso quando se processa soja é cerca do triplo de quando se processa colza, os gastos com hexano

perdido neste efluente também são o triplo.

Assim, se a saída de hexano estiver no limite mínimo de explosividade, o que corresponde a perdas de

0,04 kg de hexano/ton de soja ou 0,02 kg hexano/ton de colza, o gasto de hexano é de 45 €/dia e 12

€/dia, respetivamente. Os resultados mostram que apesar das emissões de hexano na corrente gasosa

emitida para a atmosfera serem importantes porque podem levar ao incumprimento da legislação e a

problemas de segurança, acabam por ter pouca importância em termos de custos do processo.

79

Considerando os valores anteriores para as várias perdas, foi estimada a relação dos custos

associados a cada parcela das perdas e os resultados são apresentados na Figura 28.

Figura 28 - Relação entre os custos dos vários tipos de perdas de hexano.

Para calcular o peso das fugas, foram considerados os gastos totais gerados pelas perdas de hexano

(Equação 22). Assim pode estimar-se, por diferença, os custos associados às fugas.

𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜 𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 = 𝐸𝑠𝑝𝑑𝑖𝑎𝑟𝑖𝑜 × 𝐶 (22)

O específico diário (Espdiario) corresponde à perda de hexano diária em todo o processo por unidade de

massa de sementes processadas e foi calculado com o específico de perdas globais (kg hexano/ton

semente) e com a quantidade de sementes processadas diariamente.

Tal como era de esperar, após a análise da distribuição das perdas (Figuras 24 e 25) tendo em conta

a Figura 28, as fugas representam a perda com maior peso, seguida das perdas com a farinha, com o

óleo e, por fim, a perda de solvente com os gases. Claro que existe uma grande incerteza nestes

resultados visto que se baseiam em valores aproximados cuja análise não é efetuada de forma rigorosa,

como é o caso das perdas no efluente gasoso e no óleo ou, no caso das perdas na farinha, em valores

da literatura visto que a análise não é mesmo efetuada.

80

5 Rede de vapor

O vapor é uma das utilidades quentes mais usadas na indústria devido a características como: ser

produzido a partir de água de forma fácil, segura e relativamente barata, poder ser transportado a

grandes distâncias e permitir transportar uma quantidade razoável de energia a uma temperatura

satisfatória para a maioria dos processos industriais.

O vapor pode fornecer calor direta ou indiretamente. O aquecimento direto é aquele em que o vapor

contacta com o fluido a aquecer, como acontece na coluna de stripping da unidade de extração de óleo

da Iberol. A forma indireta consiste no aquecimento do produto por transferência de calor por condução

através de uma superfície de separação, tal como acontece no condicionamento dos sólidos (na

preparação), nos pratos do dessolventizador e nos vários economizadores e aquecedores da Iberol.

Da utilização de vapor indireto resultam condensados que são removidos do sistema e recirculados às

caldeiras.

A energia total fornecida pelo vapor é cedida na forma de calor sensível (com variação de temperatura)

e latente (mudança de fase de vapor/água a temperatura constante).

Na maioria das aplicações do vapor utilizado na Iberol pretende-se que este esteja seco à pressão

desejada e isento de ar. A produção de vapor húmido pode dever-se a uma remoção deficiente das

gotas de líquido, sobrecarga da caldeira com arrastamento de água líquida para as tubagens,

condensação na rede de distribuição devido à ausência de isolamento dos equipamentos e tubagens

ou drenagem deficiente dos condensados (Magetech, 2015). A drenagem dos condensados é crítica

pois se estes não forem eliminados vão continuar a transferir energia, na forma de calor sensível, o que

vai diminuir a temperatura tanto dos condensados como no equipamento.

Para evitar a acumulação de condensados devem-se instalar purgadores que permitem efetuar a

acumulação e vazão dos condensados. Assim, a conservação dos purgadores é de extrema

importância na manutenção da temperatura nos equipamentos.

Para além das caldeiras, que não vão ser abordadas neste trabalho, a rede de vapor da Iberol é então

constituída pelas tubagens de distribuição de vapor e de recolha dos condensados, isolamentos, por

purgadores de condensados, pelas válvulas de controlo e por coletores de vapor. Estes coletores são

recetores e distribuidores de vapor e existem nas várias seções do processo para receber o vapor que

vem das caldeiras e distribuir pelos equipamentos onde é necessário, funcionando como buffers, para

manter a estabilidade no processo.

81

5.1 Utilização de Vapor na Preparação/Extração

Na zona de preparação é usado vapor indireto nos condicionadores e nos expanders adaptados, onde

também é injetado vapor direto. O número de condicionadores e expanders em funcionamento depende

do tipo de semente processada e da quantidade de sólidos.

Já na zona de extração, a maior parte do vapor, direto e indireto, é usado no DTS, sendo o restante

utilizado na destilação. No Anexo XV são apresentados os específicos de consumo diário de vapor por

tonelada de semente processada, dividido pelas duas unidades.

Verifica-se que apesar de a quantidade total de vapor usado com colza ser inferior à quantidade usada

no funcionamento com soja, em relação à quantidade de sólidos, o especifico de consumo de vapor é

superior no caso da colza.

Este resultado é normal se pensarmos que, na preparação, quando se processa colza estão dois

expanders em funcionamento, enquanto para soja funciona apenas um. Na zona de extração, a

principal influencia no consumo de vapor é o DTS. Este equipamento funciona mantendo as mesmas

temperaturas nos pratos, independentemente de ser soja ou colza, logo os caudais de vapor usados

são bastante semelhantes para os dois tipos de sementes. Como já foi referido, sendo a colza mais

difícil de dessolventizar que a soja, o que varia no DTS, para conseguir atingir as concentrações

residuais de hexano pretendidas, é o tempo de residência.

No gráfico da Figura 29 observa-se a distribuição da utilização de vapor na unidade de extração,

durante o funcionamento com soja. Esta distribuição baseia-se numa média dos caudais medidos pelos

caudalímetros presentes na instalação. Não foi possível fazer a comparação no caso da colza porque

o caudal de vapor direto usado no DTS não é medido (caudal fora dos limites de medição do

caudalímetro instalado). Verifica-se que, do vapor total usado na extração, a maior parte é usada no

DTS, entre vapor direto e indireto e corresponde a 90% do total.

O restante vapor utilizado na unidade de extração, considerado no campo “outros” é o vapor usado nos

aquecedores da destilação (descritos na Secção 2.3), no secador de óleo bruto, no fervedor de água

(tanque onde se recolhe a água separado do hexano líquido e se faz a sua purificação, por arraste dos

vestígios de hexano, com injeção de vapor direto) e nos ejetores.

Figura 29 - Distribuição da utilização de vapor na zona de extração, durante o funcionamento com soja.

82

O peso reduzido da utilização de vapor nas várias zonas da unidade de extração, em comparação com

o peso do vapor utilizado no DTS, deve-se ao facto de se tentar utilizar ao máximo outras fontes de

calor. Por exemplo, na destilação a miscela passa em dois economizadores em contracorrente com

óleo bruto/desgomado para aquecer. Assim evita-se a utilização de vapor da rede nos aquecedores

seguintes (descrito na secção 2.3).

Outro sistema utilizado para poupar vapor de rede na unidade de extração é a produção de vapor de

flash. Este vapor é formado pela evaporação dos condensados recolhidos no tanque flash. Este vapor

é usado no economizador ECON.(3) da Figura 12. Os condensados utilizados são todos os recolhidos

nas unidades de preparação e de extração.

Em suma, o DTS é o equipamento que recebe quase todo o vapor produzido e, por isso, é o mais

influenciado por destabilizações na rede de vapor. Assim, a estabilidade da rede é de extrema

importância para o funcionamento estável da dessolventização. Visto que, como já foi referido no Cap.

3.2 a instabilidade neste equipamento se reflete num aumento das perdas de hexano.

De facto, quando há instabilidade da quantidade de vapor no DTS, a taxa de evaporação de hexano

varia. Para além de influenciar a pressão no topo do dessolventizador, a variação da evaporação de

hexano também provoca a variação do caudal de gases que saem do dessolventizador para a

destilação. Por sua vez, a variação do caudal de gases de saída do DTS, vai influenciar as trocas de

calor no primeiro economizador da destilação, em que a miscela é aquecida por influência destes

mesmos gases.

Tal como a estabilidade da rede de vapor é essencial para o funcionamento de todo o processo de

extração, também a estabilidade no funcionamento de todos os equipamentos influencia a utilização

do vapor, sendo que é importante evitar sobrecargas na utilização das caldeiras que podem provocar

o arrastamento de água líquida da caldeira para a rede de vapor.

Apesar das preocupações existentes no que diz respeito à poupança energética, o vapor representa

uma grande parcela nos custos indiretos na unidade de extração, pelo que é necessário controlar e

tornar a sua utilização o mais eficiente possível.

5.2 Purgadores para Remoção de Condensados das Linhas de Vapor

As linhas de vapor devem distribuir de maneira fiável o vapor pelos equipamentos que o utilizam sendo

muito importante remover de forma rápida e eficaz os condensados que se vão acumulando na rede

através de purgadores que devem ser instalados de acordo com algumas normas e diretivas.

Em primeiro lugar devem existir purgadores ao longo da tubagem, pelo menos em cada 30 a 50 m, de

preferência na parte inferior de subidas/descidas da tubagem. Devem ainda ser instalados

imediatamente antes de válvulas redutoras de pressão ou de controlo para prevenir a acumulação de

condensados se estas estiverem fechadas e o seu arrastamento pelo vapor, ao abrirem. Se existirem

83

duas válvulas seguidas, deve colocar-se um purgador entre elas. Pelas mesmas razões, devem ainda

ser colocados entre válvulas manuais que estejam fechadas a maior parte do tempo (TLV, 2015).

Quando as tubagens têm dimensões reduzidas (entre 15 a 25 mm de diâmetro) os purgadores podem

ser colocados diretamente na tubagem. Para tubagens com diâmetro mais elevado é possível que a

velocidade elevada do condensado dificulte a sua entrada no purgador e por isso coloca-se uma

tubagem maior, chamada bota de drenagem, onde os condensados são acumulados e de onde são

depois drenados (Figuras 30 e 31). O dimensionamento destas tubagens deve ser efetuado tendo em

conta o volume necessário para a acumulação esperada. Deve-se também ter com conta a acumulação

de sujidade e prever um dreno no fundo da bota para a sua remoção, sendo os condensados removidos

lateralmente. As botas de drenagem são também colocadas nos coletores de vapor.

Figura 30 - Exemplos de botas de drenagem colocadas incorretamente. O exemplo à esquerda apresenta

dimensões demasiado reduzidas para a tubagem em causa, enquanto no exemplo à direita, a bota está

demasiado saliente no interior da tubagem o que dificulta a descida do condensado.

Figura 31 - Configuração correta de uma bota de drenagem.

A Tabela 7 apresenta os tipos de purgadores que podem ser instalados numa rede de distribuição de

vapor. Um purgador bem escolhido e instalado é essencial para que uma instalação funcione

corretamente e com menores perdas (Magetech, 2015).

84

Tabela 7 - Tipos de purgadores (adaptado de Spirax Sarco, (2009)).

Princípio de

operação Mecânico Termodinâmico Termostático

Características

gerais

Alta capacidade;

Descarga continua ou

quase continua;

Reduzida ou nenhuma

retenção de

condensados;

Construção robusta;

Construção robusta;

Baixo custo;

Descarrega o

condensado com

temperatura próxima

da saturação;

Utiliza o calor sensível

do condensado;

Reduz o vapor-flash;

Excelente eliminação

de ar no arranque;

Aplicações

típicas

Controle de temperatura

e pressão com cargas

flutuantes.

Drenagem de linha e

sistemas de traço.

Quando a retenção do

solvente é tolerada ou é

necessária a utilização

do calor sensível.

Os purgadores podem deixar de funcionar por duas razões distintas: podem estar fechados e cheios

de condensados ou abertos, o que significa a ocorrência de fugas de vapor para o circuito de

condensados.

Efetuar o controlo do funcionamento dos purgadores é muito importante. Como métodos de diagnóstico

podem ser utilizadas técnicas de ultrassom, visores óticos e monitorização da temperatura.

5.3 Estado Atual da Rede de Vapor

Neste trabalho, o estudo efetuado sobre a rede de vapor passou inicialmente pela verificação do estado

atual da rede de vapor da zona de preparação e de extração, da unidade de extração.

Para fazer esta análise, primeiro foram averiguadas quais as alterações efetuadas após o estudo da

rede, realizado em 2012 no âmbito de outro estágio para dissertação de mestrado (Marques, 2012).

Neste trabalho tinham sido detetadas algumas anomalias como a existência de purgadores que não

cumpriam os requisitos específicos de funcionamento, por exemplo o diferencial de pressão

operacional (Pmax), problemas de posicionamento dos purgadores em relação à tubagem, falta de

botas de drenagem em alguns coletores, ou botas mal dimensionadas, falta de isolamento nas válvulas,

fugas na rede de vapor, etc.

Após a verificação das alterações, foi feita a atualização do diagrama de distribuição de vapor. Durante

a análise inicial foram ainda detetados outros problemas, nomeadamente novas fugas na rede e

utilização incorreta dos isolamentos. Foi também feito o levantamento do controlo da rede, apenas na

zona de extração. Para além disso, como nesta dissertação o principal foco de estudo do vapor é a sua

influência no processo de extração, estudou-se a relação entre a rede de vapor e os equipamentos.

85

Por fim, foi atualizada a listagem de melhorias propostas para o circuito de vapor. Foram ainda

propostas alterações no sistema de controlo, para ajudar na estabilização da rede de vapor.

5.3.1 Zona de Preparação

Na preparação do grão foram detetadas fugas de vapor principalmente nos visores de condensados

junto a purgadores e em válvulas de controlo de pressão (Figura 32). Essas fugas foram corrigidas no

decorrer deste trabalho, numa paragem para troca de semente. Também se verificou que, ao contrário

do que é recomendado, não existem purgadores antes das válvulas redutoras de pressão.

Outro problema detetado foi o mau estado de conservação dos isolamentos das válvulas, sendo que

alguns não estavam sequer colocados mas estavam no chão junto ao equipamento. É ainda de referir

que, apesar de todos os coletores terem botas de drenagem, alguns continuam sem o dreno no fundo,

apresentando apenas uma tampa e saída lateral de condensados. Por outro lado, num dos coletores,

continua a haver saída direta de condensados pelo fundo.

Figura 32 – Exemplos de fugas de vapor detetadas na zona de preparação: visor de condensados antes de um

purgador (esquerda) e válvula redutora de pressão (direita).

No trabalho anterior, os purgadores de drenagem das camisas de aquecimento tinham sido

considerados desadequados por não cumprirem os requisitos de Pmax, e por isso, foram substituídos

por outros com Pmax mais elevado.

Já no separador de humidade antes do coletor principal da preparação, tinha sido aconselhada a

alteração do tipo de purgador de termostático para um de boia (adequado à posição vertical) ou manter

o purgador antigo, mas efetuar o ajuste total da tubagem para a horizontal. No entanto nenhuma das

duas alternativas foi implementada e por isso o problema persiste.

86

Em relação ao sistema de controlo do vapor, detetou-se que o medidor de pressão de um dos coletores

precisa de manutenção pois, para além de marcar uma pressão incorreta, demora a responder a

variações pelo que não pode ser utilizado para verificar a ocorrência de alguma destabilização no

sistema.

5.3.2 Zona de Extração

Tal como na preparação, verificou-se a existência de fugas nos purgadores, sendo que algumas foram

resolvidas durante paragens. Uma das maiores fugas detetadas foi na flange de ligação ao

caudalímetro existente na tubagem entre o coletor principal e o coletor de vapor direto. Este tipo de

problema seria mais fácil de resolver se houvesse um bypass à válvula que permitisse a sua remoção

e reparação sem a paragem do processo. Deste modo evitava-se o desperdício de vapor.

Verificou-se também que as botas de drenagem continuavam a apresentar anomalias como a falta da

picagem na base para drenagem das impurezas ou a falta da picagem lateral para saída de

condensados, ocorrendo esta saída no fundo da bota (onde deveria ser a drenagem). Existem também

saídas de condensados sem purgador, usando-se apenas válvula manual para a sua saída.

A drenagem coletiva dos condensados do separador gás-liquido e do coletor principal da extração era

uma situação anómala e de evitar devido às diferenças de pressão que podem anular a capacidade de

drenagem num dos lados da tubagem. Na Figura 33 pode-se ver uma representação deste problema à

esquerda) e a sugestão de melhoria (à direita). Este problema foi resolvido por alteração da tubagem

como sugerido. Também nesta zona, alguns dos isolamentos das válvulas não estavam a ser usados.

Figura 33 - Situação problemática e situação recomendada como melhoria (Marques, 2012).

87

Verificou-se ainda que as válvulas de controlo de pressão antes do coletor principal da extração não

estavam a funcionar. A válvula reguladora de pressão que permite alterar o caudal está sempre em

modo manual, assim é aconselhada a sua reparação ou substituição por uma nova, que permita o

funcionamento automático. Também a válvula de segurança deste coletor apresenta uma fuga estando

continuamente a permitir a saída de vapor. Este tipo de anomalia também ocorre nos coletores de vapor

do DTS.

O coletor de vapor indireto do DTS, que funciona entre 10 e 11 bar, tem uma válvula manual à entrada

que apenas fecha durante as paragens. A bota de condensados neste coletor tem picagem no fundo

mas não tem dreno. Por outro lado, o purgador encontra-se muito distante do coletor, cerca de 2 pisos

abaixo, sendo que, para maior eficiência na remoção de condensados, devia ser mudado para mais

perto do coletor.

O coletor de vapor direto recebe uma corrente do coletor principal e direciona o vapor para a câmara

de vapor direto. Nesse percurso, para redução da pressão de 11 até 2 bar, são usadas duas válvulas

modeladoras para que a redução seja faseada, como já foi referido no capítulo 3.2.1. Contudo não

existe purgador antes nem entre as válvulas. Este coletor não tem bota de drenagem mas apenas um

tubo por onde saem os condensados.

5.4 Principais Problemas e Melhorias

5.4.1 Redução da Pressão Vapor-Direto

Como já foi referido no capítulo 3.2.1, um dos aspetos mais importantes na estabilidade do

funcionamento do DTS é a redução da pressão do vapor direto, de 11 para 2 bar, deste o coletor até à

câmara de vapor no prato onde entra o vapor. Para além disso, a inconstância do caudal provoca

gastos excessivos e sobrecarga da rede de vapor, nomeadamente das caldeiras.

Atualmente a redução do vapor é feita com duas válvulas modeladoras em série que são atuadas de

forma manual, visto que o seu funcionamento automático traz muita instabilidade ao processo. De facto,

em funcionamento automático, uma das válvulas abria e fechava de acordo com a temperatura no topo

do dessolventizador, enquanto a outra era regulada em função da pressão na câmara de vapor.

Acontece que as alterações numa válvula provocavam instabilidade no funcionamento da outra

levando-a a atuar de forma diferente do suposto o que conduzia a variações não desejadas das outras

variáveis operatórias.

Este tipo de válvulas, válvulas modeladoras, regulam o caudal consoante os sinais que recebem dos

sensores da variável que se pretende manter estável. Neste sistema existem dois sensores

(temperatura e pressão) que apresentam um determinado atraso e os dois atuadores, as duas válvulas

têm também eles um atraso. Assim, se por exemplo houver uma variação da temperatura no topo do

DTS, uma das válvulas é acionada, a variação de caudal provocada pelo acionamento da válvula, vai

88

alterar a pressão na câmara. Assim, a segunda válvula que regula a pressão vai também receber um

sinal para ajustar a sua posição, de moda a regular a pressão. Cria-se assim um ciclo de perturbações

no sistema que não consegue ser estabilizado.

O controlo manual requer obviamente que haja uma pessoa sempre atenta às alterações do sistema

para o voltar a estabilizar, também segundo um processo de tentativa e erro. Sendo a principal função

das válvulas instaladas nesta linha (entre o coletor e a camara de vapor direto do DTS), a redução da

pressão do vapor proveniente do coletor para o DTS, uma solução para este problema será a colocação

de uma válvula redutora de pressão que permite o controlo da pressão de descarga, por ajuste interno

da abertura de modo a manter a pressão mesmo havendo alterações do caudal (Figura 34). Estas

válvulas permitem controlar a pressão automaticamente e apresentam uma resposta extremamente

rápida baseada nos sensores de pressão (TLV, 2015).

Figura 34 - Esquema de um sistema de redução de pressão com uma válvula redutora de pressão.

(1-separador de humidade; 2- manómetro; 3- válvulas de corte; 4- filtro em Y; 5- válvula redutora de pressão; 6-

manómetro; 7- válvula de segurança; 8- válvula de bypass)

Existem dois tipos de válvulas redutoras de pressão: as de acionamento direto (não pilotadas) e as

operadas por piloto (Figura 35) que deveria ser a escolhida pois garante um controlo mais preciso e

rápido para um maior caudal (TLV, 2015).

Com a instalação deste tipo de válvula evitavam-se grande parte dos problemas de instabilidade do

DTS e, consequentemente, de todo o sistema de gases. Assim o controlo da pressão na câmara de

vapor ficaria garantido, enquanto o controlo da temperatura no topo do DTS teria que ser feito

recorrendo a outra variável.

89

Figura 35 - Esquema explicativo de uma válvula operada por piloto.

5.4.2 Redução da Pressão de Vapor Produzido

Para reduzir os custos da produção de vapor, uma opção a estudar é a produção de vapor a mais baixa

pressão. De facto, apesar do vapor ser produzido a 15 - 16 barg, no processo só é necessário a 10 -

11 barg. Claro que é sempre necessário a produção de vapor a uma pressão superior à necessária

para compensar as perdas de carga na rede de distribuição mas é sempre um desperdício de recursos

se à entrada do processo a pressão ainda é muito superior à necessária. Por exemplo, verificou-se que

o vapor chega à zona de extração com cerca de 15 barg, e é usado no máximo a 11 barg no DTS.

Antes de se efetuar esta redução é necessário analisar vários fatores tais como (U.S. Department of

Energy, 2005):

Analisar as condições médias e de pico do vapor usado em toda a instalação;

Recolher dados sobre tubagens, isolamentos, válvulas e purgas;

Fazer o mapeamento dos pontos críticos do circuito, quer em termos de zonas de pico de

pressão, como de possibilidade de fugas;

Verificação das áreas que podem perder eficiência por redução da pressão.

90

6 Conclusões e Propostas de Melhoria

Os dois equipamentos onde é mais provável que se gere instabilidade no processo são o extrator e o

dessolventizador. Como já foi referido, é nestes equipamentos que ocorrem os subprocessos mais

importantes, em termos de obtenção de rendimento no processo de extração, são por isso estes que

têm uma maior influencia na estabilidade de todo o sistema.

A estabilidade do sistema é de grande importância, porque garante a obtenção de produtos com a

qualidade esperada e aceitável e evita os gastos excessivos de utilidades (vapor e eletricidade) e de

solvente.

É muito importante referir que todo o processo foi projetado e dimensionado para o processamento de

soja e não de colza. Este é um fator muito importante na estabilidade do sistema porque é complicado

usar os mesmos equipamentos e procedimentos para extrair óleo de sementes com características tão

diferentes, como a quantidade de óleo que é um dos parâmetros com mais influência no processo.

Além disso, a colza é um tipo de semente com características que a tornam mais difícil de trabalhar,

não existindo muita informação disponível na literatura com valores comparativos para determinar o

estado do processo. Apesar da versatilidade dos equipamentos é necessário adaptar todos os

parâmetros e variáveis de funcionamento o que leva a que seja mais difícil estabilizar o sistema. Assim,

é normal que ocorram mais problemas e mais perdas quando se opera com colza.

Outro dos fatores que destabiliza o funcionamento são as sucessivas paragens e arranques. Muitas

vezes, quando ocorre um problema ou quando há alguma alteração inesperada das características das

sementes não se consegue regularizar o processo antes de o voltar a parar para trocar de semente

processada. Como a extração é uma atividade que demora entre 1h a 2h30min, o efeito de eventuais

alterações/anomalias não são detetados de imediato mas apenas algum tempo depois.

6.1 Problemas Detetados

6.1.1 Perdas de Solvente

Durante a realização deste trabalho, um dos maiores problemas detetados foi a falta de controlo de

alguns parâmetros, de entre os quais se destaca a quantidade de hexano perdida nos produtos e

efluentes do processo. Atualmente não existe controlo da concentração residual de hexano nestas

correntes e, para que se possam reduzir as perdas deste solvente, é de extrema importância saber

onde elas ocorrem para se atuar sobre o subprocesso ou equipamento específico com anomalia.

As perdas na farinha foram identificadas como sendo as mais representativas nas perdas totais

(excluindo as fugas). Por esta razão é importante controlar este valor tendo sido proposta a criação de

um ponto de amostragem no piso 8 do DTS, onde termina a dessolventização.

91

A monitorização da quantidade de hexano emitida para a atmosfera é importante e poderia ter sido

proposta a colocação de um detetor de gases explosivos (calibrado para deteção de hexano). Para a

medição em modo contínuo, o sensor a usar deveria ser um detetor de fotoionização (PID). Este tipo

de detetor mede a concentração de compostos orgânicos voláteis, sendo que, para o hexano,

usualmente a medição é realização em %LEL. Contudo, as medições efetuadas neste trabalho da

quantidade de hexano emitida para atmosfera mostraram que a %LEL encontrava-se sempre próxima

do valor máximo (100%LEL) ou mesmo acima desse valor (erro na medição) pelo que a utilidade do

sensor seria muito limitada. Por esta razão, enquanto as emissões de hexano não forem mantidas

abaixo do limite mínimo de explosividade, é recomendável continuar a realizar a medição descontínua

de hexano emitido com o explosivímetro portátil.

No que diz respeito às fugas verificou-se que as mais importantes ocorriam devido ao desgaste de

algumas peças móveis e à falta de manutenção de encaixes e empanques e dos próprios

equipamentos. Assim, a realização de manutenção preventiva era bastante importante para controlar

e monitorizar o estado dos equipamentos. O principal objetivo deste tipo de manutenção é reduzir ou

tentar impedir falhas de desempenho dos equipamentos, evitando ainda a sua degradação precoce e

para tal é necessário efetuar um conjunto de inspeções sistemáticas e ajustes para eliminação de

defeitos.

A grande quantidade de avarias verificadas nos equipamentos principais prova a necessidade de um

maior número de intervenções da manutenção, visto que se concluiu que os grandes picos de perdas

de hexano se localizam nos períodos de tempo em que ocorrem paragens forçadas devido a este tipo

de avarias.

No âmbito de implementação da metodologia Kaizen, a empresa está a iniciar a realização de rotinas

de manutenção autónoma. Este tipo de manutenção engloba as atividades que os operários da fábrica

realizam para tratar o seu espaço de trabalho e equipamentos e assim ajudar na melhoria da qualidade

e segurança da fábrica. Deste modo, os pequenos problemas podem ser resolvidos, evitando a

sobrecarga da equipa de manutenção.

Nesta linha de trabalho, foi criada uma check-list de controlo dos principais pontos de fuga e

monitorização dos pontos de perda de solvente, tal como das suas quantidades. Com o preenchimento

desta check-list (Anexo XVI) é possível monitorizar os principais pontos onde há possibilidade de

ocorrência de fugas e assim atuar mais rapidamente quando se detetam alterações dos valores típicos

ou quando é observada alguma anomalia no local, evitando-se que as fugas aumentem ou que o

equipamento se desgaste de forma mais grave, ou mesmo irreversível.

Existem ainda alguns problemas na monitorização da quantidade de hexano em recirculação no

sistema, e da quantidade de make-up usada, que já foram referidos no capítulo 4. Resumidamente os

principais problemas são a baixa fiabilidade na medição do nível de hexano nos tanques de

armazenamento e a utilização de um valor incorreto de densidade na conversão de percentagem

volumétrica para mássica. O primeiro destes problemas irá ser regularizado quando os novos tanques

de armazenamento de miscela estiverem em funcionamento (contando que terão caudalímetros

92

instalados), para resolver o segundo basta escolher um valor de densidade mais adequado,

considerando a composição média da miscela e a temperatura no tanque.

6.1.2 Estado do Processo

Outro dos problemas detetados no funcionamento geral da fábrica é a falta de procedimentos gerais

sobre os processos, os equipamentos e seu controlo. Assim, para além de ser mais difícil a

coordenação entre os diferentes turnos e operadores, os modos de atuação perante os problemas são

diferentes, dependendo das pessoas presentes e responsáveis no momento. Esta situação traz

variabilidade ao processo, prejudicando a coerência dos resultados, a manutenção da qualidade dos

produtos e a estabilidade do processo. Para além disso, acontece por vezes, que o conhecimento sobre

determinada situação está apenas numa pessoa, podendo esta não estar disponível quando

necessário.

Durante a elaboração da memória descritiva este problema foi bastante evidente, visto que muitas

vezes os operários seguiam rotinas de trabalho diferentes e encaravam os problemas/anomalias de

forma diferente, atribuindo-lhe uma causa e uma solução também diferente. Por estas razões, seria

importante a reunião de todas as informações sobre o processo e a elaboração de um manual de

operação.

Considerando os parâmetros de processo estudados no Capítulo 3, concluiu-se que um dos maiores

problemas da unidade é a dificuldade em manter o vácuo no sistema. O facto de a pressão estar acima

da pressão atmosférica contribui para o aumento das fugas, visto que a saída de hexano gasoso do

sistema pelos encaixes e pequenos orifícios nos equipamentos aumenta. É sabido que o processo tem

capacidade para aumentar o vácuo, visto que existem dois ventiladores dos quais normalmente só um

funciona e apenas a cerca de 30 – 40% da velocidade máxima. No entanto, a existência de vácuo leva

a um aumento da entrada de ar no sistema, o que se reflete no aumento do caudal de gases em

circulação no sistema de condensação e ao consequente aumento do hexano arrastado para o exterior.

Mais uma vez, isto comprova que a manutenção dos equipamentos é de extrema importância para o

processo, pois se o sistema estiver estanque ambas as situações são minimizadas.

A temperatura de funcionamento do extrator também está abaixo do esperado. Pelo que foi apurado

junto dos trabalhadores, a temperatura é mantida em valores baixos pois altas temperaturas fazem

aumentar a pressão e consequentemente as perdas de solvente. Estes “mind sets” nos procedimentos

deveriam ser comprovados com a realização de uma série de experiências durante o processamento

da soja e da colza, onde se deveria monitorizar a temperatura dos sólidos e do solvente, a pressão e

as perdas determinando até que valor a temperatura pode ser aumentada mantendo a estabilidade do

sistema

Por fim, outro parâmetro que se encontra bastante diferente do referido na literatura é a quantidade de

óleo à entrada do extrator que é muito superior quando se processa colza. Contudo, é expectável que,

93

tal como está previsto, quando a tecnologia usada para a extração mecânica for alterada, este

parâmetro passe para valores mais próximos dos referidos na literatura. Com a diminuição da

quantidade de óleo que entra no extrator a quantidade de hexano necessária para a extração deverá

diminuir, havendo assim uma redução da quantidade de hexano que entra na zona de dessolventização

e, em princípio, uma redução do específico de hexano.

Foi ainda verificado que no extrator muitas vezes a contracorrente na recirculação de miscela não era

garantida. Apesar da estimativa realizada no Capítulo 3, devido à proximidade dos chuveiros é difícil

perceber exatamente o percurso da miscela. Também devido à falta de instrumentos de controlo neste

equipamento é difícil controlar a concentração da miscela e os caudais em recirculação. Assim, o que

se faz normalmente é, em condições de boa drenagem, estrangular as válvulas de acesso aos

chuveiros que estão no fim das tolvas. Espera que assim a maior parte do caudal entre no início da

tolva e atravesse o leito caindo na zona final da mesma. Mais uma vez, é necessário contar com o

know-how dos operadores para determinar quando é que isto se pode ou não fazer.

6.1.3 Sistema Controlo

O controlo do extrator é maioritariamente um controlo visual que, como já foi referido, depende do

observador o que introduz uma grande variabilidade ao processo. Outro problema do controlo efetuado

neste local é o tempo de espera para a obtenção dos resultados das análises às amostras enviadas

para o laboratório que não permite uma avaliação imediata do estado do sistema nem a identificação e

resolução atempada de alterações e anomalias que possam ter ocorrido.

Sendo assim recomenda-se que haja uma maior aposta em equipamentos digitais para controlo do

processo, nomeadamente no que se refere às concentrações de óleo na miscela e aos caudais de

miscela em recirculação. É também importante a criação de referenciais que possam ser usados para

comparar o estado do sistema ao longo dos dias de modo a ser mais fácil aos operadores a avaliação

e comunicação do estado sistema.

Outro problema, que ocorre principalmente no DTS, é que a maior parte da automação está desativada

como é o caso da maior parte das válvulas que funcionam em modo manual devido às instabilidades

existentes no sistema. Assim, também se conclui que é necessário efetuar um ajuste entre as variáveis

de controlo e os atuadores escolhidos.

Foram ainda detetados problemas de desgaste de válvulas e de sensores em várias zonas do processo.

Assim, por exemplo, a válvula de recolha de amostras de sólido no extrator não estava completamente

estanque e permitia a saída de hexano liquido ou algumas válvulas de segurança dos coletores que

permitiam a saída de vapor ou ainda o desgaste das válvulas e dos medidores de nível da coluna de

regeneração de óleo mineral que permitiam fugas de solvente.

94

6.2 Melhorias propostas

Tendo em conta os problemas detetados e referidos anteriormente, a maior parte das melhorias

propostas passam por melhorias e atualizações do sistema de controlo.

O controlo de um processo serve para forçar as variáveis operatórias controladas a terem valores

específicos de modo a assegurar o valor e a qualidade dos produtos e, simultaneamente, a segurança

do processo. O controlo de sistemas serve ainda para registar dados de funcionamento do processo

que são importantes para se estabelecerem os procedimentos para se efetuar um melhor controlo.

6.2.1 Controlo das Perdas

Para melhorar o controlo e monitorização das perdas, deve-se:

Colocar um detetor de gases explosivos na tubagem de saída para a atmosfera;

Aumentar o tempo da análise de flash-point do óleo bruto para determinação do valor real;

Criar um ponto de amostragem para a farinha no fim da dessolventização (8º piso do DTS);

6.2.2 Controlo do Circuito de Hexano

De modo a ter um controlo mais exato das quantidades de hexano em recirculação e para estabilizar o

circuito são propostas as seguintes melhorias:

Colocar um caudalímetro coriolis na tubagem que vai dos tanques de armazenamento de

solvente para o processo, de forma a controlar o caudal de make-up;

Colocar um caudalímetro coriolis à saída do tanque de recolha de condensados de hexano

(onde se acumula a maior parte do hexano condensado);

Os novos tanques de armazenamento de hexano a ser instalados já terão controlo de nível,

assim o controlo das existências de hexano será bastante mais correto e fiável;

Para aumentar a estabilidade do caudal à saída do decantador é aconselhada a colocação de um

pequeno buffer entre o decantador e a bomba de modo aa manter sempre um pequeno volume que

evite as oscilações de caudal que influenciam diretamente o funcionamento da bomba e ainda a

estabilidade do circuito.

95

6.2.3 Controlo Geral do Processo

Para evitar os problemas de variabilidade no controlo visual do extrator foi proposta a colocação de

uma escala, no interior das caçambas. Esta deverá indicar a altura do leito e da miscela no topo do

leito, facilitando a leitura e a comparação do estado do sistema ao longo do tempo. Foi ainda proposta,

a colocação, nas válvulas, de uma referência da percentagem de abertura das mesmas, como

exemplificado na Figura 36.

Figura 36 - Exemplo de referencial a colocar nas válvulas de acesso aos chuveiros do extrator.

Ainda para melhorar o controlo no extrator, podem colocar-se medidores de concentração em linha nas

tubagens de recirculação de miscela e na tubagem da saída de miscela. Ou, em alternativa, uma

solução mais económica é a aquisição de um densímetro e um termómetro para medir a densidade de

cada amostra retirada e corrigir o seu valor à temperatura. Para controlar melhor o caudal em

recirculação deveriam ser instalados caudalímetros nas tubagens. No entanto, um modo menos

invasivo e menos dispendioso era a aquisição de um caudalímetro portátil que pudesse ser usado em

todas as tubagens para controlar mais facilmente o caudal em circulação e para no arranque estabilizar

mais rapidamente o processo.

Para evitar a instabilidade no DTS, propôs-se a instalação de uma válvula reguladora de pressão na

entrada do coletor principal da extração e na entrada de vapor direto no DTS. Estas válvulas permitiriam

evitar as oscilações no caudal e a manutenção da pressão pretendida, tal como já foi referido no

Capítulo 5.

Para garantir o controlo da temperatura no topo do DTS, após a instalação da válvula para manter a

pressão constante é necessário continuar a regular automaticamente o caudal de vapor, tendo ainda

em conta a temperatura dos gases no 5º piso. É ainda proposta a colocação de sensores de

50%

75%

25%

96

temperatura nos pisos de pré-dessolventização para melhor monitorização e controlo do perfil de

temperatura.

Seria também interessante monitorizar a eficiência da remoção de hexano nas várias fases da

destilação recolhendo, pontualmente, amostras de miscela à saída dos economizadores. Do mesmo

modo, também era interessante efetuar a recolha e análise de amostras de óleo mineral à saída das

colunas de absorção e regeneração do óleo mineral, para verificar a eficiência da recuperação e

controlar a composição do óleo mineral e o seu estado de saturação.

Tal como já foi referido anteriormente para o bom funcionamento e monitorização do sistema de

condensação do solvente seria importante otimizar o controlo das torres de refrigeração.

6.2.4 Outras Hipóteses a Estudar

Existem ainda outras ações que podem contribuir para melhorar o funcionamento do processo de

extração com diminuição das perdas de hexano. São elas:

Criação de um manual de operações e de procedimentos gerais de tratamento de anomalias;

Estudo da alteração de algumas variáveis de processo que foram identificadas neste trabalho

tendo sido elaborado um guia de alterações a fazer e dos parâmetros a monitorizar (ver Anexo

XVII);

6.3 Análise de custos

Tendo em consideração as sugestões anteriores, a implementação das melhorias propostas obrigariam

apenas a adquirir alguns instrumentos de medição com os custos apresentados na Tabela 8. De referir

que todas as outras alterações/adaptações descritas podem ser realizadas pelos trabalhadores da

Iberol.

Tabela 8 - Resumo dos custos dos sensores a adquirir para melhoria do controlo do processo.

Instrumento Valor Aproximado (€) Notas

Caudalímetro Portátil 4 700

Sem ATEX – dos 3 fornecedores contactados nenhum tinha disponível este tipo de caudalímetro com certificado ATEX (apenas dos fixos);

Caudalímetro Coriolis 7 500 (x2) Com ATEX, são necessários 2;

Densímetro Portátil 2 300 Com ATEX;

Sensor de Hexano no ar - Não foram conseguidos orçamentos de sensores que medissem concentrações, apenas que medissem a %LEL.

97

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