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Instituto de Pesquisas Tecnológicas do Estado de São Paulo
Priscila Machado Beldi
Estudo para a redução de energia de um processo de produção de anidrido ftálico
São Paulo
2013
Priscila Machado Beldi
Estudo para a redução de energia de um processo de produção de anidrido ftálico
Dissertação apresentada ao Instituto de Pesquisas Tecnológicas - IPT como parte dos requisitos para obtenção do Título de Mestre em Processos Industriais
Data da aprovação: ____/____/________
Prof. Dr. Efraim Cekinski (orientador) IPT- Instituto de Pesquisas Tecnológicas do Estado de São Paulo
Dr. Valdir A. de Freitas (co-orientador)
Membros da Banca Examinadora:
Prof. Dr. Efraim Cekinski (Orientador) IPT- Instituto de Pesquisas Tecnológicas do Estado de São Paulo Prof. Dr. Silas Derenzo (Membro) IPT- Instituto de Pesquisas Tecnológicas do Estado de São Paulo
Prof. Dr. Marcelo Seckler (Membro) USP – Universidade de São Paulo
Priscila Machado Beldi
Estudo para a redução de energia de um processo de produção de anidrido ftálico
Dissertação apresentada ao Instituto de Pesquisas Tecnológicas - IPT como parte dos requisitos para obtenção do Título de Mestre em Processos Industriais
Área de concentração: Desenvolvimento e Otimização de Processos Industriais
Orientador: Prof. Dr. Efraim Cekinski
Co-orientador: Dr. Valdir A. de Freitas
São Paulo Outubro/2013
Ficha Catalográfica Elaborada pelo Departamento de Acervo e Informação Tecnológica – DAIT do Instituto de Pesquisas Tecnológicas do Estado de São Paulo - IPT
B427e Beldi, Priscila Machado
Estudo para a redução de energia de um processo de produção de anidrido ftálico. / Priscila Machado Beldi. São Paulo, 2013.
150p. Dissertação (Mestrado em Processos Industriais) - Instituto de Pesquisas
Tecnológicas do Estado de São Paulo. Área de concentração: Desenvolvimento e Otimização de Processos Industriais.
Orientador: Prof. Dr. Efraim Cekinski Co-orientador: Dr. Valdir A. de Freitas
1. Produção de anidrido ftálico 2. Economia de energia 3. Eficiência energética 4. Tese I. Cekinski, Efraim, orient. II. Freitas, Valdir A. de, co-orint. III. IPT. Coordenadoria de Ensino Tecnológico IV. Título 13- 78 CDU 547.584:620.9(043)
AGRADECIMENTOS
Agradeço A Deus por sempre colocar em meu caminho pessoas
iluminadas.
Aos meus pais, Fernando e Fátima, aos meus irmãos, Taisse e Vinicius e
ao Bruno Saito por sempre me apoiarem e confortarem.
Aos meus sobrinhos, Gustavo e Lorenzo, por simplesmente fazerem parte
da minha vida.
À amiga Suelena Noguer pela atenção e carinho e, também, aos amigos
que torceram por mim e me apoiaram.
Aos meus colegas de trabalho que muito contribuíram com as discussões
dos resultados ao longo da caminhada.
Ao meu co-orientador, Dr. Valdir A. Freitas, por todo o apoio, paciência e
dedicação que foram essenciais para a realização deste trabalho.
Ao Professor Dr. Efraim Cekinski pela orientação.
RESUMO
O anidrido ftálico é um importante intermediário da indústria química. Por ter uma vasta e diversificada aplicação como matéria-prima intermediária na fabricação de plastificantes, resinas e corantes, sua produção tem aumentado significativamente nos últimos anos. Sendo uma commodity, seu preço é determinado em função do mercado internacional, sofrendo flutuações. Uma das maneiras de favorecer a competitividade é reduzir o custo operacional através da diminuição do consumo de utilidades, atribuindo-se, assim, um diferencial vinculado ao produto. Nesse contexto, o presente trabalho teve por objetivo analisar o projeto de uma planta de fabricação de anidrido ftálico, visando aumentar os ganhos de fabricação do produto através da redução do custo operacional e através de investimentos atrativos. Para tal, foi estabelecido um caso base para estudo a partir de informações disponíveis em literatura. Então, feita a análise desse caso base, buscou-se alternativas atrativas para a redução do consumo de energia. O foco principal da análise foram as interfaces energéticas dos sistemas de separação (refervedores, condensadores e condições de alimentação), rede de trocadores de calor, rede de expansão e distribuição de vapor e sistema de utilidades. As análises energéticas foram realizadas buscando-se alternativas de configurações com taxas de retorno de investimento atrativas, favorecendo-se, assim, a competitividade dessa commodity no mercado.
Palavras-chave: anidrido ftálico; análise energética; sistema de utilidades.
ABSTRACT
Study to phthalic anhydride process production energy reduction
The phthalic anhydride is an important chemical intermediates. Due to its many and diversified applications, such as raw material for plastificants, resin and dyes production, its production has increased significantly in recent years. As with any commodity, its cost is defined as a function of the international market. One way to be competitive is to reduce operating costs and utility consumption, thereby ensuring a differential linked to the product. In this context, the goal of this work was to analyze the proposal for a plant for the production of phthalic anhydride, aiming to maximize the profit of the product by reducing the utility and equipment costs. For this purpose it was used a case study from information available in the literature and then this base case was analysed, searching for attractive alternative to reduce energy consumption. The main focus of the analysis was the energy separation systems interface (reboiler and condenser and column feed condition), heat exchangers network, expansion and distribution of the steam and the utility system. Energy analysis was conducted in an attempt to find alternative configurations with attractive rates of return, increasing the competitiveness of this commodity in the market.
Keywords: phthalic anhydride; energetic analysis; utility system.
Lista de Ilustrações
Figura 1 – Diagrama da “cebola”..............................................................................19
Figura 2 – Aplicação predominante do anidrido ftálico na indústria química............21
Figura 3 – Produção mundial de diversos intermediários orgânicos em 2004.........23
Figura 4 – Etapas do processo de produção de PAN..............................................25
Figura 5 – Esquema simplificado do processo de produção de PAN.......................26
Figura 6 - Esquema simplificado de um reator multitubular industrial......................27
Figura 7 - Imagem do trocador de calor switch condenser.......................................29
Figura 8 – Construção das curvas compostas.........................................................33
Figura 9 - Curvas compostas...................................................................................34
Figura 10 - Determinação das metas mínimas de consumo de energia e da
recuperação máxima de energia a partir das curvas compostas.............................35
Figura 11 - Construção da grand composite curve...................................................37
Figura 12 - Grand composite curve para as correntes da Tabela 1.........................38
Figura 13 – Construção da GCCC............................................................................42
Figura 14 - GCCC e as possibilidades de melhoria..................................................43
Figura 15 - Esquema de produção de anidrido ftálico – Caso A..............................48
Figura 16 - Esquema de produção de anidrido ftálico – Caso B..............................48
Figura 17 – Composite curve para o estudo de SMITH (2005) ...............................50
Figura 18 – Grand Composite curve para o estudo de SMITH (2005).....................50
Figura 19 – Diagrama de influência..........................................................................53
Figura 20 - “Árvore de decisão” (parte 1): Seleção de propriedades físicas............60
Figura 21 - “Árvore de decisão” (parte 2): Sequência para escolha de componentes
polares......................................................................................................................61
Figura 22 - “Árvore de decisão” (parte 3): Opções para cálculo na fase vapor com
modelos utilizando coeficiente de atividade...................................................................62
Figura 23 – Fluxograma de processo de produção PAN (40.000 t / ano)................68
Figura 24 – Etapas de operação do switch condenser E-106..................................72
Figura 25 – Etapas de operação do switch condenser E-107..................................72
Figura 26 – Gráfico de Pareto para trocadores de calor (aquecimento das correntes
de processo).............................................................................................................79
Figura 27 – Gráfico de Pareto para trocadores de calor (resfriamento das correntes
de processo).............................................................................................................80
Figura 28 – Cargas térmicas necessárias para aquecimento das correntes de
processo...................................................................................................................81
Figura 29 – Cargas térmicas necessárias para resfriamento das correntes de
processo...................................................................................................................81
Figura 30 – Diagrama de vapor e água (caso base)................................................84
Figura 31 – Diagrama de óleo térmico (caso base).................................................85
Figura 32 – Diagrama de água de resfriamento (caso base)...................................86
Figura 33 – Diagrama de água fria (caso base).......................................................86
Figura 34 – Esquema de Integração com recuperação de condensados................91
Figura 35 – Redução da pressão de vapor utilizando válvulas................................93
Figura 36 – Redução da pressão do vapor utilizando turbinas de contrapressão ............93
Figura 37 – Curvas compostas para o caso base....................................................96
Figura 38 – Composite curve com identificação dos trocadores .............................97
Figura 39 – Composite curve com geração e distribuição de vapor.......................101
Figura 40 – Grand Composite Curve para o caso base.........................................102
Figura 41 – Correntes disponíveis e geração de vapor (situação do caso base)...103
Figura 42 – Esquema de Integração original..........................................................104
Figura 43 – Esquema de Integração com recuperação de condensados e utilização
dos condensadores............................................................................................................105
Figura 44 – Correntes disponíveis e geração de vapor (configuração final)..........106
Figura 45 – Diagrama de vapor e água (configuração final)..................................110
Figura 46 – GCCC condição original (Perfil estágio teórico versus Delta H para a
coluna T-101)..........................................................................................................112
Figura 47 – GCCC condição original (Perfil temperatura versus Delta H para a
coluna T-101)..........................................................................................................112
Figura 48 – Razão de refluxo em função do estágio de alimentação (coluna T-101)......113
Figura 49 – Carga térmica condensador e reboiler em função do estágio de
alimentação.............................................................................................................114
Figura 50 – Gráfico da carga térmica do reboiler e condensador em função da
temperatura (T-101).................................................................................................115
Figura 51 – GCCC condição original (Perfil estágio teórico versus Delta H para a
coluna T-102)..........................................................................................................121
Figura 52 – GCCC condição original (Perfil temperatura versus Delta H para a
coluna T-102)..........................................................................................................121
Figura 53 – Razão de refluxo em função do estágio de alimentação (coluna T-
102)...........................................................................................................................123
Figura 54 – Carga térmica condensador e reboiler em função do estágio de
alimentação (coluna T-102) ........................................................................................123
Figura 55 – Gráfico da carga térmica do reboiler e condensador em função da
temperatura de alimentação (T-102).........................................................................124
Figura 56 - Curva do condensador (E-111) da coluna T-101.................................139
Figura 57 - Curva do condensador (E-112) da coluna T-102.................................139
Figura 58 – Custo do trocador de calor em função da área de troca térmica........149
Lista de Tabelas
Tabela 1 - Exemplo de correntes de processo para construção de curvas
compostas..................................................................................................................33
Tabela 2 – Ferramentas utilizadas.............................................................................57
Tabela 3 - Resumo dos custos adotados para utilidade............................................58
Tabela 4 – Reações químicas e seletividade de oxidação adotadas ........................64
Tabela 5 – Informações RAY e SNEESBY (1998b) X simulação das colunas
T-101..........................................................................................................................65
Tabela 6 – Informações RAY e SNEESBY (1998b) X simulação das colunas
T-102..........................................................................................................................65
Tabela 7 – Parâmetros modificados para adaptação da simulação .........................66
Tabela 8 - Balanço de massa obtido a partir da simulação.......................................69
Tabela 9 – Informações das dimensões das colunas................................................75
Tabela 10 – Informações sobre os trocadores de calor envolvidos no processo de
fabricação de PAN......................................................................................................78
Tabela 11 – Comparativo do custo de utilidade e investimento para acionamento do
compressor.................................................................................................................92
Tabela 12 – Dados da corrente de processo.............................................................95
Tabela 13 - Consumo energético mínimo para processo sem integração.................96
Tabela 14 – Matriz de alternativas para integração térmica .....................................98
Tabela 15 – Comparativo de consumo e geração de vapor....................................107
Tabela 16 – Variação do custo dos trocadores de calor com a integração.............108
Tabela 17 – Economia com utilidade.......................................................................109
Tabela 18 – Comparação entre as configurações original e final para a coluna
T-101.......................................................................................................................118
Tabela 19 – Síntese das ideias analisadas..............................................................127
Tabela 20 - Resultado do cálculo do recheio coluna T-101.....................................134
Tabela 21 - Resultado do cálculo recheio coluna T-102 .........................................135
Tabela 22 – Premissas e resultado do cálculo da potencia do compressor............136
Tabela 23 – Premissas e resultado do cálculo da vazão de vapor para acionamento
da turbina de condensação......................................................................................137
Tabela 24 – Resultado do cálculo da potencia das bombas ...................................138
Tabela 25 - % Vapor (m/m) - alimentação no 3° estágio.........................................140
Tabela 26 - % Líquido (m/m) - alimentação no 3° estágio.......................................140
Tabela 27 – Vazão de líquido e vapor em cada estágio com alimentação no 3°
estágio......................................................................................................................141
Tabela 28 - % Vapor (m/m) - alimentação no 14° estágio.......................................141
Tabela 29 - % Líquido (m/m) - alimentação no 14° estágio.....................................142
Tabela 30 - % Vapor (m/m) - alimentação no 14° estágio.......................................142
Tabela 31 - Reações químicas e seletividade de oxidação .......................................143
Tabela 32 – Reações propostas por RAY e SNEESBY (1998d)..................................144
Tabela 33 – Coeficientes dos custos de utilidades.........................................................146
Lista de Abreviaturas
CAPEX Capital Expenditure
CEPCI Chemical Engineering Plant Cost Index
CC Composite Curves
CGCC Column Grand Composite Curves
CL chave leve
CP chave pesada
FRI Fractionation Research Inc.
GCC Grand Composite Curves
HPS High pressure steam
LPS Low pressure steam
MAN anidrido maleico
MPS Medium pressure steam
OPEX Operational Expenditure
PAN anidrido ftálico
PNMTC Pratical Near-Minimum Thermodynamic Condition
Lista de Símbolos
cp calor específico a pressão constante (J.kg-1.K-1)
cv calor específico a volume constante (J.kg-1.K-1)
d dia d
∆H variação de entalpia (kW)
D Vazão de destilado (kmol.h-1)
∆T variação de temperatura (ºC)
∆Tmín mínima variação de temperatura (ºC)
� Vazão molar do fundo da coluna (mol.s-1)
� cp.cv-1
�� entalpia (kW)
� vazão de líquido na coluna (kmol.s-1)
�� vazão mássica (kg. h-1)
ηad rendimento adiabático
ηt rendimento termodinâmico
⍴ massa específica (kg.m-3)
P pressão (kPa ou bar)
p taxa de compressão
ppm partes por milhão
q vazão (kg.s-1 ou kg.h-1)
Q carga térmica (kW)
Q�� � demanda mínima de utilidade no condensador (kW)
Q�� � demanda mínima de utilidade no refervedor (kW)
t tonelada
T temperatura (ºC)
�� temperatura inicial
�� temperatura final
Tr temperatura de saída real (ºC)
U coeficiente global de troca térmica (kcal.h-1m-2 ºC-1)
� vazão de vapor na coluna (kmol.s-1)
x título do vapor
� fração molar da fase líquida
� fração molar da fase vapor
SUMÁRIO 1 INTRODUÇÃO ................................................................................................ 18
2 OBJETIVO ...................................................................................................... 20
3 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ........................................................................... 21
3.1 Generalidades e relevância do anidrido ftálico no contexto da indústria química ...................................................................................................................... 21
3.2 Descrição do processo de produção do Anidrido Ftálico ................................ 25
3.2.1. Oxidação ......................................................................................................... 26
3.2.2. Purificação ...................................................................................................... 30
3.3 Algumas ferramentas de análise energética ................................................... 31
3.3.1. Análise Pinch .................................................................................................. 31
3.3.1.1. Análise termodinâmica de colunas de destilação .................................. 39
3.4 Estudos e análises energéticas realizadas em plantas de anidrido ftálico...... 43
4 MATERIAIS E MÉTODOS .............................................................................. 52
4.1 Premissas adotadas para o estudo ................................................................ 55
4.2 Ferramentas utilizadas.................................................................................... 57
4.3 Informações de entrada para avaliação das melhorias .................................. 58
4.3.1. Preço das utilidades ....................................................................................... 58
4.3.2. Custos de equipamentos e investimentos ...................................................... 59
4.4 Simulação do caso base ................................................................................. 59
4.5 Cálculo dos equipamentos .............................................................................. 74
4.5.1. Cálculo das colunas de destilação .................................................................. 74
4.5.2. Cálculo dos trocadores de calor ..................................................................... 76
4.5.3. Cálculo do compressor e bombas .................................................................. 82
4.6 Balanço de utilidades ...................................................................................... 83
4.7 Análise da configuração do projeto ................................................................. 87
4.7.1 Análise de senso comum ................................................................................ 87
4.7.2 Análise Pinch .................................................................................................. 88
4.7.3 Análise termodinâmica das colunas de destilação ......................................... 88
5 RESULTADOS E DISCUSSÃO ...................................................................... 89
5.1 Análise de senso comum ................................................................................ 89
5.1.1 Correntes de processo.................................................................................... 89
5.1.2 Correntes de utilidade ..................................................................................... 90
5.1.3 Acionamento do compressor e rebaixamento de vapor .................................. 91
5.2 Análise Pinch .................................................................................................. 94
5.3 Análise termodinâmica das colunas de destilação ....................................... 111
5.3.1 Coluna T-101 ................................................................................................ 111
5.3.2 Coluna T-102 ................................................................................................ 120
5.4 Resumo final ................................................................................................. 126
6 CONCLUSÃO ............................................................................................... 128
7 EXPECTATIVAS FUTURAS ......................................................................... 130
REFERÊNCIAS ....................................................................................................... 131
APÊNDICES ............................................................................................................ 134
ANEXOS ................................................................................................................. 143
ANEXO A – REAÇÕES QUÍMICAS ....................................................................... 143
ANEXO B – FOLHA DE DADOS DO O-XILENO (BRASKEM) ............................... 145
ANEXO C - ESTIMATIVA DE CUSTOS DAS UTILIDADES E MATÉRIA PRIMA .. 146
ANEXO D - VALORES TÍPICOS DE ����� PARA VÁRIOS TIPOS DE PROCESSOS (MARCH, 1998) ............................................................................... 148
ANEXO E – CÁLCULO DOS CUSTOS DOS EQUIPAMENTOS ........................... 149
18
1 INTRODUÇÃO
O anidrido ftálico (phthalic anhydride ou PAN), importante intermediário na
indústria química (SHREVE; BRINK, 1997), é utilizado na fabricação de
plastificantes, resinas poliésteres e alquídicas e, também, corantes. Em função de
sua diversificada aplicação, é o anidrido mais utilizado em todo o mundo (OGATA,
2004) e um dos trinta intermediários orgânicos mais produzidos, sendo a produção
mundial da ordem de 3,8 milhões de toneladas por ano (IEA, 2007)1.
Por ser uma commodity2 petroquímica e, como todo produto deste grupo,
apresentar tecnologia largamente conhecida (PERP, 1990), com pouca
diferenciação entre os fabricantes, o seu preço é determinado em função do seu
mercado internacional (GONZALEZ; NOGUEIRA, 2008). Dessa forma, para garantir
a competitividade, é necessário ter diferenciais vinculados ao produto, como por
exemplo, custo de fabricação reduzido.
Uma forma de favorecimento da competitividade é propor projetos para
reduzir o custo operacional e, consequentemente, o consumo específico de
utilidades como vapor, energia elétrica e água de resfriamento. Esta opção é
adequada no caso do processo de produção de PAN pois este envolve liberação
significativa de energia.
Diante do exposto, o presente trabalho é focado no estudo de alternativas
para melhoria energética de um caso base, realizado a partir de um projeto de
instalação de uma planta com capacidade para 40 mil
toneladas de anidrido ftálico por ano, produzido a partir do o-xileno, dentro de um
site industrial existente.
Para uma síntese de processo, a metodologia apresentada por DOUGLAS
(1988) diz que, primeiramente, devem-se desenvolver soluções abrangentes e
simples e, depois, adicionar sucessivas camadas de detalhes, a fim de se obter
1 IEA: Internacional Energy Agency é um órgão autônomo criado em 1974 para implemetação de um programa internacional de energia. 2Commodity: termo inglês utilizado para designar mercadorias para as quais há procura sem atender diferenciação de qualidade do produto no mercado e entre vários fornecedores ou marcas.
19
informações mais precisas do projeto. Tal método divide o processo em camadas,
comumente representado na forma de diagrama da “cebola”, conforme mostrado na
.
Figura 1 – Diagrama da “cebola”
Fonte: Adaptado de KEMP (2007)
Nesse trabalho, foram focadas as duas camadas externas do “diagrama da
cebola”. Partindo-se da configuração estabelecida para o sistema de reação,
objetiva-se analisar as interfaces energéticas dos sistemas de separação
(refervedores, condensadores e condições de alimentação), rede de trocadores de
calor, rede de expansão e distribuição de vapor e sistema de utilidade. Os sistemas
de tratamento de gases e efluentes não serão abordados aqui.
Foram realizados comparativos entre configurações e parâmetros de
processo com plantas similares apresentadas na literatura e, com o auxílio da
análise energética, foram feitas análises técnico-econômicas para alternativas de
melhoria, indicando-se as mais atrativas quanto à taxa de retorno, aumentando a
possibilidade de competitividade dessa commodity no mercado.
20
2 OBJETIVO
O objetivo global deste trabalho é identificar melhorias no projeto de uma
planta nova de anidrido ftálico que resultem na redução do seu consumo de
utilidades. Este objetivo divide-se em duas partes específicas:
• Desenvolver um projeto de processo de uma planta de anidrido ftálico
a partir de informações disponíveis na literatura, confirmando se os
resultados são consistentes e estabelecendo este projeto como caso
base.
• Identificar, no caso base estabelecido, propostas de modificações que
reduzam o consumo de utilidades, considerando para tal, investimentos
economicamente atrativos.
O caso base a ser estabelecido não terá a modelagem do reator e serão
considerados o sistema de utilidades, redes de trocador de calor e o sistema de
separação devido à interface relevante com o consumo de utilidades.
21
3 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
3.1 Generalidades e relevância do anidrido ftálico no contexto da indústria química
Anidrido ftálico (C6H4(CO)2O), um anidrido do ácido ftálico (C6H4(COOH)2),
apresenta peso molecular igual a 148,1 g.mol-1, ponto de ebulição a 284,5 °C, ponto
de fusão a 132 °C e densidade de 1545 kg.m-3 (MCKETTA, 1991). Pode ser
encontrado naturalmente no estado sólido ou líquido. Na forma sólida, é branco
cristalino e, na forma líquida, incolor, assemelhando-se à aparência da água. Tem a
propriedade de sofrer sublimação, é tóxico em baixas concentrações (2 ppm),
podendo causar irritações à pele, olhos e trato respiratório e, ainda, pode formar
misturas explosivas com o ar em concentrações entre 1,7 a 10,5% em volume em
temperatura acima de 140 ºC.
O anidrido ftálico, um dos mais importantes intermediários na indústria
química (SHREVE; BRINK, 1997), é uma commodity do setor petroquímico (PERP,
1990). Possibilitou a instalação da indústria de corantes na América do Norte, sendo
intermediário na fabricação de eosina, rodamina, eritrosina, quinolina amarela,
ftalocianina de cobre, fenolftaleína e antraquinona. No entanto o seu emprego
expandiu-se muito além da fabricação de corantes e cerca de três quartos (2,9
milhões tonelada por ano) é voltado para a fabricação de plásticos e plastificantes
(SHREVE; BRINK, 1997), como representado na Figura 2.
Figura 2 – Aplicação predominante do anidrido ftálico na indústria química
Fonte: MENDES e SEITA (2009)
22
O anidrido ftálico é o anidrido mais utilizado em todo o mundo em função de
sua diversificada aplicação (OGATA, 2004). Suas principais aplicações são
(SHREVE; BRINK, 1997):
• Plastificantes: devido às características de desempenho e baixo custo de
produção, os ésteres do anidrido ftálico dominam o mercado de plastificantes,
principalmente na plastificação de cloreto de polivinila.
• Resinas poliésteres insaturadas: são utilizadas na fabricação de plásticos
reforçados e vernizes para madeira. São obtidas pela condensação de ácidos
dibásicos saturados e insaturados com glicóis. Pelas sucessivas
copolimerizações com agentes de reticulação, transformam-se em produtos
duros e não fundíveis.
• Como o anidrido ftálico apresenta boas características de processibilidade e
custo, é o ácido ftálico saturado mais utilizado. Pode ser ainda utilizado sob a
forma de éster (ou éter) etílico como agente de reticulação em substituição ao
estireno, apresentando como vantagens menor volatilidade, maior tempo de
conservação das resinas catalisadas e não catalisadas, além de menor
contração durante a polimerização das resinas. As resinas poliésteres
insaturadas são empregadas na fabricação de plástico reforçado com fibra de
vidro.
• Resinas alquídicas puras e modificadas: são obtidas a partir da condensação
do anidrido ftálico com poliálcoois e com ácidos graxos superiores saturados
ou insaturados como soja e coco. Essas resinas, usadas para a fabricação de
vernizes, são solúveis em solventes e formam filmes resistentes e insolúveis.
• Demais aplicações: o anidrido ftálico também é empregado na preparação da
antraquinona e seus derivados, ftalocianinas, fenolftaleína, fluorescina e
outros corantes.
O consumo da PAN é fortemente influenciado pelo mercado mundial,
dependendo significativamente da construção civil e produção automotiva. Em 1965,
a capacidade mundial era de 220 mil toneladas de PAN por ano (SHREVE; BRINK,
1997). A partir de 1980, a capacidade mundial passou a ser de 2 milhões de
toneladas por ano (KEUNECKE; MITCHEM, 1982), sendo ampliada para 3,8 milhões
de toneladas por ano em 2004. Acredita-se que a Ásia Pacífica terá taxa de
crescimento mundial, 4 a 4,5 % ao ano até 2014, maior que a média mundial, 3 a
23
3,5 %, para o mesmo período (MENDES; SEITA, 2009). A tendência de crescimento
é confirmada com a inauguração de três novas fábricas até 2014. Duas serão na
China, com capacidade para 50 e 80 mil toneladas por dia e a terceira no Taiwan,
com capacidade para 140 mil toneladas por dia (ICIS, 2012).
O gráfico da Figura 3 mostra a produção mundial dos principais intermediários
orgânicos, dentre os quais está o anidrido ftálico.
Figura 3 – Produção mundial de diversos intermediários orgânicos em 2004
Fonte: Adaptado de INTERNATIONAL ENERGY AGENCY - IEA (2007)
De acordo com SHREVE E BRINK (1997), originalmente o anidrido ftálico
era produzido a partir do naftaleno. A redução do suprimento originário do alcatrão
do carvão fez com que fossem desenvolvidas fontes de derivados de petróleo e,
assim, o o-xileno passou a ser empregado como matéria-prima. Posteriormente,
passou a ser utilizado o pentóxido de vanádio (V2O5) como catalisador em leito
24
fluidizado ao invés de leito fixo e a operação com o-xileno em ambos os processos.
A modificação mais recente no processo foi o desenvolvimento de outros
catalisadores capazes de operar com ambas as matérias-primas, naftaleno e o-
xileno e a remoção do calor de reação gerando vapor de água, visto que
antigamente a remoção do calor era baseada na vaporização do mercúrio. Os
principais processos de fabricação de anidrido ftálico são:
• Alusuisse – Ftalital: nesse processo, que também é conhecido como LAR
(Low Air Ratio), desenvolveu-se um catalisador (em forma de meio anel), para
trabalhar com carburação acima de 135 g de insumo / Nm³ de ar. Com a
melhoria é possível operar o reator de leito fixo com o-xileno, naftaleno ou a
mistura dos dois (VIRGILIS; GERUNDA, 1982), proporcionando rendimento
de 1,1 kg de PAN / kg de o-xileno ou 1,04 a 1,06 PAN / kg de naftaleno.
Nessas condições, houve aumento de produtividade do catalisador em 40 %,
além de reduções significativas em investimento em equipamentos, aumento
de 70 % na quantidade de energia recuperada na reação e economia de 60 %
da energia elétrica necessária para o compressor de ar (VERDE; NERI,
1984).
• Wacker-von Heyden (VH): devido ao desenvolvimento do pentóxido de
vanádio como catalisador é possível operar com o-xileno, naftaleno ou a
mistura dos dois insumos em fase gasosa. A modificação feita no projeto do
reator para tubular de leito fixo, permitiu a operação com taxas maiores de
carburação (100 g de o-xileno e ou naftaleno / Nm³ de ar), reduzindo-se em
cerca de 80 % a energia elétrica necessária para acionamento do compressor
(WIEDMANN; GIERRER , 1979).
A diferença entre as tecnologias é que no LAR, o gás de saída do reator
passa por resfriamento no qual ocorre condensação de cerca de 50 % do anidrido
ftálico presente devido à maior concentração o-xileno, promovendo o aumento da
qualidade do produto, uma vez que reduz a concentração de impurezas presentes
na corrente de entrada dos switch condensers (RAY e SNEESBY, 1998b). Ainda de
acordo com RAY e SNEESBY (1998b), apesar do VH ser o processo mais
empregado, o LAR apresenta menor custo operacional e maior taxa de retorno de
investimento já que os equipamentos são menores, devido à maior carburação.
25
3.2 Descrição do processo de produção do Anidrido Ftálico
Segundo MCKETTA (1991), o processo de produção de anidrido ftálico pode
ser divido em duas etapas principais: Oxidação (também chamada de Reação por
RAY e SNEESBY (1998b)) e Finalização (também chamada de Purificação por RAY
e SNEESBY(1998b)). Na primeira etapa, há formação de anidrido ftálico bruto e, na
segunda, forma-se anidrido líquido (200 °C) e transparente com pureza de 99,8 %
no mínimo (MCKETTA, 1991). Um esquema simplificado do processo de produção
de PAN pode ser visto na Figura 4.
Figura 4 – Etapas do processo de produção de PAN
Fonte: Adaptado de MCKETTA (1991)
A mostra um esquema simplificado de processo de produção de PAN,
contendo as etapas de oxidação e purificação.
26
Figura 5 – Esquema simplificado do processo de produção de PAN
Fonte: RAY e SENESBY (1998c) adaptado
3.2.1.Oxidação
Inicia-se a Oxidação com a compressão do ar, 79% N2 e 21% O2 m/m,
(MCKETTA, 1991), pressurizado até de 200 kPa. PERP (1990) propõe pressão de
compressão de 180 kPa enquanto RAY e SNEESBY (1998c), 350 kPa. Na
sequência, o ar é preaquecido e o o-xileno também é preaquecido até a
vaporização. A resistência do PAN em oxidação a temperaturas elevadas é mais um
motivo de sucesso da reação em fase vapor (MCKETTA, 1991). As duas correntes
gasosas são misturadas e seguem para o reator tubular de leito fixo.
Outra possível matéria-prima é o naftaleno, mas apresenta menor
rendimento em relação ao o-xileno. Quando a matéria-prima de uma planta existente
é substituída por o-xileno, há economia de 25 % na própria matéria-prima e 30 % em
utilidade. Esse fato se deve ao menor custo, maior seletividade e maior pureza do o-
xileno. Algumas empresas mantêm a operação com naftaleno e o-xileno por questão
de flexibilidade comercial (RAY; SNEESBY, 1990b).
27
Segundo SRI3 (1968), as principais diferenças ao utilizar o-xileno ao invés do
naftaleno são: uma maior quantidade de vapor de alta pressão gerado, o tratamento
químico do PAN bruto pode ser alterado ou substituído por um tratamento simples
por aquecimento e a segunda coluna de destilação na seção de Purificação pode
não ser necessária.
O tipo de reator mais utilizado é o multitubular de leito fixo que é semelhante a
um trocador de calor tipo casco e tubo vertical (). O catalisador é suportado nos
tubos e uma mistura eutética de sais formada, geralmente, por nitrato de potássio e
nitrito de sódio (WIEDMANN; GIERRER , 1979), no casco. A mistura de sal tem a
função de remover do calor de reação (MCKETTA, 1991), permitindo controle de
temperatura no interior do reator.
Figura 6 - Esquema simplificado de um reator multitubular industrial
Fonte: Rosa (2007) adaptado
3SRI (Stanford Research Institute) é um instituto de pesquisas que tem como missão a descoberta e aplicação da ciência e tecnologia para empresas privadas e órgãos governamentais.
Água
Vapor
Ar + o-xileno
PAN bruto
28
A temperatura ideal de reação está entre 370 e 400 °C na presença de
catalisadores como pentóxido de vanádio ou dióxido de titânio (PERP, 1990). Ao
entrar nos tubos, a mistura ar / o-xileno é aquecida pela transferência de calor do sal
até a temperatura de reação. Quando a reação prossegue, a remoção do calor
realizada pela mistura de sais continua a aumentar devido à diferença de
temperatura entre o sal e o processo. Quando o calor retirado dos tubos está
próximo ao gerado pela reação, a temperatura pode atingir um pico que é chamado
de hot spot, o que não é desejável. Após o término da reação, não há mais geração
de calor e a temperatura do processo aproxima-se da temperatura do sal. O sal
trabalha na faixa de 325 a 425°C (MCKETTA, 1991) e é resfriado pela circulação de
água, que é evaporada gerando vapor, de suma importância econômica.
Pelo fato de as reações serem altamente exotérmicas e rápidas (tempo de
reação aproximado de apenas 1 s) (MCKETTA, 1991), o maior desafio no processo
é a remoção de calor da reação para evitar superaquecimento e, consequente,
desativação do catalisador, o que ocasiona redução do rendimento da reação
(PERP, 1990). A reação de o-xileno, produzindo anidrido ftálico, é comumente
descrita como uma série de reações paralelas. Tolualdeído (C8H8O) e ftalida
(C6H6(CO)2) são os principais intermediários e anidrido maleico, monóxido e dióxido
de carbono, os principais produtos secundários (MCKETTA, 1991).
Na Tabela 31, do Anexo A, são apresentados os principais produtos
formados a partir de reações utilizando o-xileno, com respectivas seletividades
(PERP, 1990). De acordo com MARX et al (2009), a formação de subprodutos é
ainda uma questão em aberto e alguns deles podem até ser desconhecidos.
O calor gerado na reação principal (reação 1 da Tabela 31) é de 16.800 kJ.kg-1
de o-xileno (KEUNECKE; MITCHEM, 1982).
O gás de exaustão do reator é resfriado e cerca de 50 % do PAN produzido
será recuperado se a alimentação do processo tiver taxa de 135 g o-xileno / Nm³ de
ar. O restante será recuperado nos switch condensers, e uma pequena fração,
carregado com o ar na saída daqueles equipamentos. Caso o processo utilize taxa
menor que 135 g o-xileno / Nm³ de ar, o PAN será recuperado apenas nos switch
condensers que são trocadores de calor especiais.
29
Os switch condensers (), trocadores tipo casco e tubo, são projetados
horizontalmente de modo a permitir grande superfície de contato do lado casco por
onde passa o gás.
Figura 7 - Imagem do trocador de calor switch condenser
Fonte: Technobell5
Na primeira etapa de operação do switch condenser, a mistura gasosa é
resfriada durante 3 horas, até 70 °C (PERP, 1990), causando a solidificação do PAN
diretamente da fase vapor. Isso é possível porque os efluentes produzidos
apresentam ponto de orvalho inferior ao ponto de ebulição do PAN (131°C). O fluido
utilizado para a troca é, geralmente, óleo térmico que circula dentro dos tubos
(MCKETTA, 1991) por ser menos corrosivo em relação à água (RAY; SNEESBY,
1998c). O PAN bruto é retirado do switch condensers. A seguir, o óleo térmico é
resfriado para retornar ao processo (MCKETTA, 1991) e a corrente gasosa é
enviada para tratamento.
Na segunda etapa, o PAN será fundido, elevando-se a temperatura para
200 °C (SRI, 1968) através do calor cedido pelo óleo térmico quente durante uma
hora. Após etapa de fusão, o PAN líquido é enviado por gravidade ao tanque pulmão
no qual será aquecido até 260 °C (PERP, 1990) para que impurezas sejam
decompostas ou transformadas em compostos de ponto de ebulição elevado,
facilitando a purificação nas colunas de destilação. Outra função do tanque pulmão é
converter ácido ftálico remanescente da reação em anidrido ftálico.
5 http://www.technobell.info/web/chemical-process-technologies/references, Acesso 21.01.13
30
Na terceira etapa, o equipamento é resfriado e “alinhado” ao sistema,
voltando a receber gás. Para isso, utiliza-se óleo térmico frio durante 30 minutos
(PERP, 1990).
Geralmente trabalha-se com trocadores em paralelo de modo a permitir
operação contínua. SRI (1968) sugere trabalhar com dez equipamentos dos quais
seis estarão em resfriamento, três em fusão e um recebendo o gás. Já PERP (1990)
sugere operar com três trocadores. Quanto aos tanques pulmões, trabalha-se com
dois para permitir operação contínua, sendo o tempo de residência o de 16 a
24 horas.
3.2.2.Purificação
O PAN bruto, proveniente do condensador, apresenta 98 % de pureza, sendo
que a maior parte da impureza é o ácido ftálico formado pelo anidrido ftálico e vapor
de água presente na corrente pós-reator. As impurezas com ponto de ebulição
menor, também chamadas de leves, são o ácido benzoico e o anidrido maleico
(C2H2(CO)2O); as com maior ponto de ebulição, também chamadas de pesados, são
os diversos ácidos carboxílicos (MCKETTA, 1991).
Durante a seção de Purificação, a corrente de leves deverá ser removida e
tratada a níveis aceitáveis ambientalmente.
Na sequência, o produto bruto passa por um tanque intermediário aquecido
com o objetivo principal de decompor impurezas que darão cor ao produto final ou
para convertê-las em compostos coloidais que serão mais facilmente separados nas
colunas de Purificação.
A fim de controlar a qualidade do produto, a quantidade de ftalida é
cuidadosamente monitorada, por causar coloração ao PAN quando em
concentrações maiores do que 0,12 % em massa (PERP, 1990). Produtos químicos
e catalisador poderão ser adicionados para adequação da cor e para promover
estabilidade ao produto final.
Outra função do tanque intermediário é a remoção de compostos leves como,
por exemplo, a água que pode ser formada na reação ou durante a adição de
31
produtos químicos ao tanque (SRI, 1968). Após 16 a 24 horas no tanque
intermediário, o PAN segue pela seção de remoção dos leves (ácido benzoico e
anidrido maleico, principalmente) através de uma coluna de destilação que pode
operar sob vácuo ou pressão atmosférica (SRI, 1968). O produto de fundo da
primeira destilação segue para a próxima coluna que, operando sob vácuo, remove
os pesados (PERP, 1990). Geralmente, os resíduos das destilações são incinerados
juntamente com os resíduos removidos nos switch condensers. Como resultado das
etapas de purificação, é obtido PAN com pureza de 99,8 % (MCKETTA, 1991).
3.3 Algumas ferramentas de análise energética
Existem algumas ferramentas disponíveis para a análise energética de
processos químicos, tais como:
• Análise Pinch
• Análise termodinâmica de colunas de destilação (Column Target)
• Análise exergética
• Análise exergoeconomica
Uma revisão sobre estes dois últimos métodos, suas aplicações e limitações
pode ser encontrada no livro escrito por BEJAN, TSATSARONIS e MORAN (1996).
Aqui serão utilizadas as análises de senso comum, a Análise Pinch e Análise
Column Targets.
3.3.1. Análise Pinch
De acordo com RAVAGNANI (1994), na indústria química, um dos fatores
importantes na composição do custo final dos produtos é o consumo energético.
Uma maneira de estudar possibilidades de redução do consumo energético é a partir
da integração energética, ou seja, através da recuperação de calor das correntes de
processo.
A análise Pinch consiste, essencialmente, numa metodologia sistemática para
a recuperação de calor de processos químicos (KEMP, 2007), na qual são
32
estabelecidas metas mínimas de consumo energético, possibilitando identificar
mudanças do processo que permitem otimizar esse consumo. A partir daí é possível
projetar redes de trocadores de calor que atendam a essa demanda mínima,
tornando plantas químicas mais competitivas.
O primeiro passo para a análise é identificar, a partir de um balanço de massa
e energia, todas as correntes do processo que necessitem de resfriamento ou
aquecimento. Correntes que são fontes de calor e que necessitam de resfriamento
são denominadas de “correntes quentes”. Analogamente, correntes consideradas
como sorvedouros de calor e que necessitam de aquecimento são intituladas de
“correntes frias”. Assume-se, inicialmente, que qualquer corrente quente do
processo está disponível para trocar calor com qualquer corrente fria. Identificam-se,
também, as temperaturas iniciais (T�) e finais (T�) de cada corrente e as cargas
térmicas (�) ou taxas de entalpias (H� ) necessárias para atender à demanda de cada
uma dessas correntes ou, equivalentemente, o produto entre a vazão mássica (m� ) e
a capacidade calorífica específica ( c" ), assumida como sendo constante, das
correntes de processo. Estabelece-se um valor para a diferença mínima de
temperatura (ΔT$�%) desejada, que corresponde à menor diferença de temperatura
encontrada entre duas correntes de processo, uma quente e outra fria. A partir
dessas informações, a Análise Pinch fornece as metas para consumo mínimo de
energia. Essas metas energéticas podem ser obtidas através da construção das
curvas compostas.
As curvas compostas (composite curves ou CC) são perfis de temperatura
versus entalpia que representam a energia disponível no sistema (hot composite
curve ou curva composta quente) e a curva composta de demanda de energia do
sistema (cold composite curve ou curva composta fria). Cada curva composta é uma
única curva equivalente, em termos de entalpia e temperatura, à somatória das
curvas individuais, quentes ou frias. Com a finalidade de exemplificação para a
construção da CC, pode-se considerar um processo constituído das quatro correntes
conforme Tabela 1.
33
Tabela 1 - Exemplo de correntes de processo para construção de curvas compostas
Corrente �� (°C) �� (°C) �� &' (kW/°C) Tipo �� (kW)
1 185 55 10 Quente 1.300
2 125 65 40 Quente 2.400
3 30 155 20 Fria 2.500
4 40 120 15 Fria 1.200
Fonte: Elaborada pela autora
Para tornar viável a troca térmica entre essas correntes, é necessário que as
temperaturas das correntes quentes sejam sempre mais altas que as temperaturas
das correntes frias, em toda sua extensão. Especifica-se 10°C para o valor de ΔT$�%
e plotam-se as correntes da Tabela 1 em um diagrama de temperatura versus taxa
de entalpia. A construção das curvas compostas é feita pela alocação da variação
da entalpia correspondente a cada intervalo de temperatura considerado. O valor de
m� c" de cada intervalo é igual à inclinação da reta correspondente. Se mais de uma
corrente estiver presente neste intervalo, então a inclinação da reta é igual à soma
dos m� c"’s das correntes presentes (Figura 8).
Figura 8 – Construção das curvas compostas
Fonte: Elaborado pela autora
Plotando-se todos os intervalos da Tabela 1, obtém-se um gráfico como ao
ilustrado pela Fonte: .
Tem
per
atu
ra (
°C)
Tem
per
atu
ra (
°C)
34
Figura 9 - Curvas compostas
Fonte: Elaborado pela autora
Primeiramente, inicia-se a construção da curva composta quente no valor de
abscissa igual a zero. No intervalo de 55 a 65°C, está presente apenas a corrente 1,
então �� &' neste intervalo é igual ao da corrente 1, 10 kW / °C. Já no intervalo de 65
a 125 °C, as correntes 1 e 2 estão presentes. Portanto, �� &' neste intervalo
corresponde à soma das correntes 1 e 2. Por fim, no intervalo entre 125 e 185°C,
apenas a corrente 2 está presente, por isso �� &' neste intervalo é igual ao da
corrente 2.
A construção da curva composta fria é feita de maneira semelhante. A
posição relativa entre essas curvas pode ser modificada movendo-se
horizontalmente a curva composta fria (em azul) no gráfico, uma vez que a entalpia
de referência dessas curvas pode ser modificada de forma independente. Move-se a
curva composta fria até que esta esteja distante da curva composta quente o
equivalente a 10 °C, correspondente ao ΔT$�% . Normalmente, o valor de ΔT$�% é
observado em apenas em um ponto entre as duas curvas compostas, que é o ponto
Pinch. Esse ponto determina a localização relativa das curvas compostas quente e
fria no diagrama. A diferença mínima de temperatura, dentro da análise energética,
0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
200
0 1.000 2.000 3.000 4.000
Tem
pe
ratu
ra (
°C)
Entalpia (kW)
Correntes quentes
Correntes frias
35
estabelece que nenhum trocador de calor da rede proposta irá realizar troca térmica
a uma diferença de temperatura menor do que aquela.
A região de sobreposição das duas curvas compostas indica a máxima
recuperação de energia possível para o processo. O diagrama também indica a
quantidade remanescente de calor a ser fornecida e a ser retirada do processo,
equivalentes à demanda mínima de utilidade quente (Q�� � ) no refervedor e fria
(Q�� � ) no condensador, respectivamente. Maximizando-se a energia recuperada,
minimiza-se o consumo de utilidades para resfriamento e aquecimento. Todos esses
valores de carga térmica dependem do valor de ΔT$�% escolhido e estão
representados esquematicamente na Fonte: .
Figura 10 - Determinação das metas mínimas de consumo de energia e da recuperação máxima de energia a partir das curvas compostas
Fonte: Elaborado pela autora
O ponto Pinch é formado pelas temperaturas de 115 °C (corrente fria) e
125 °C (corrente quente). O trecho da curva composta fria que não é sobreposta
pela curva composta quente, à direita (Fonte: ), não possui potencial para ser
aquecida por integração energética e, por isso, requer consumo de alguma utilidade
quente. Esta é a quantidade mínima de utilidade quente. De forma semelhante, o
trecho da curva composta quente que não sobrepõe nenhum trecho da curva
36
composta fria, à esquerda (Fonte: ), também não possui potencial para ser resfriada
por integração energética e, por isso, requer a utilização de alguma utilidade fria. As
cargas térmicas de aquecimento e resfriamento que não podem ser satisfeitas por
integração devem ser fornecidas por utilidades externas.
Para atingir a meta mínima de energia calculada, a metodologia estabelece
três regras necessárias e suficientes que devem ser seguidas (KEMP, 2007);
violando-se quaisquer dessas regras, ter-se-á um desequilíbrio no balanço de
entalpia em cada subsistema, ocasionando consumo de energia maior do que o
mínimo previsto pela teoria. São elas:
• Não deve haver transferência de calor através do ponto Pinch.
• A utilidade quente deve ser utilizada somente acima do ponto Pinch.
• A utilidade fria deve ser utilizada somente abaixo do ponto Pinch.
Pelas curvas compostas apresentadas na Fonte: , é possível determinar as
metas de consumo energético. Porém, essas curvas não permitem fazer a seleção
das utilidades e nem quantificar a energia a ser suprida por cada nível de utilidade.
Para esse fim, utiliza-se a grand composite curve (GCC).
A GCC é uma curva construída a partir das curvas compostas, utilizada como
ferramenta na determinação de múltiplos níveis de utilidades. A construção dessa
curva é feita conforme esquematizado na . Primeiramente, a curva composta quente
é deslocada () ΔT$�% para baixo, enquanto a curva composta fria é deslocada
() ΔT$�%
para cima, no gráfico. As curvas resultantes do deslocamento são as curvas
compostas deslocadas (ou shifted composite curves), que se tocam exatamente no
ponto Pinch. Esse deslocamento garante que a diferença entre as correntes de
processo quente e fria, na grand composite curve, seja, no mínimo, igual a ΔT$�%.
Também garante que ΔT$�% seja obedecido entre a corrente de processo e a
corrente de utilidade, pois esta também está deslocada () ΔT$�%.
37
Figura 11 - Construção da grand composite curve
Adaptado de MARCH, 1998
A partir da b, tomam-se as diferenças de entalpia entre essas curvas
compostas deslocadas e constrói-se a grand composite curve com esses valores. Os
valores das temperaturas no gráfico da grand composite curve são valores de
temperatura deslocada, e não de temperatura real de cada ponto da corrente. A
GCC indica o consumo da mesma quantidade de utilidade quente e fria que as
curvas compostas, ou seja, esses valores de energia são idênticos na a e na c.
Para o processo descrito pelas correntes da Tabela 1, a GCC obtida é
apresentada na Fonte: . O ponto que encosta o eixo de temperatura deslocada é o
ponto Pinch a as cargas térmicas das utilidades (Q�� � e Q�� �) estão indicadas no
topo e na base da Fonte: .
38
Figura 12 - Grand composite curve para as correntes da Tabela 1
Fonte: Elaborado pela autora
Também se identifica na Fonte: a presença de áreas de recuperação de
energia, que correspondem às áreas hachuradas no gráfico. São regiões onde há
transferências de calor adicionais no processo: um excesso de energia local é
utilizado para satisfazer um déficit de energia local, caracterizando regiões
autossuficientes energeticamente.
A grand composite curve possibilita escolher múltiplas utilidades para atender
às demandas energéticas do processo. O perfil gráfico indica o consumo energético
total, mas também permite que seja identificada a possibilidade de utilização de mais
de uma utilidade quente e mais de uma utilidade fria, pois algumas regiões do
processo são satisfeitas com utilidades quentes a menores temperaturas e utilidades
frias a maiores temperaturas. Essa escolha adequada de utilidades reduz o custo
operacional com as mesmas.
Te
mp
era
tura
de
slo
cada
( °
C)
Taxa de entalpia ( kW)
39
3.3.1.1.Análise termodinâmica de colunas de destilação
De acordo com SANTANA (2004), a análise termodinâmica de colunas de
destilação, Column Targeting, teve sua origem na aplicação da tecnologia Pinch
para redes de trocadores de calor e, semelhantemente à análise Pinch, tem como
objetivo a otimização energética do sistema, reduzindo o consumo de utilidades
quente e fria. Enquanto a GCCC (grand column composite curve) indica o nível de
temperatura da utilidade necessária em função da variação de entalpia (cargas
térmicas), as curvas compostas da coluna (column composite curves ou CCC)
referem-se às correntes de líquido e vapor que trocam energia internamente à
coluna, sinalizando deficit de energia em função dos estágios e, consequentemente,
em função da temperatura.
A metodologia Column Targeting, combina a primeira e a segunda leis da
termodinâmica e possibilita identificar modificações adequadas através dos perfis de
distribuição de déficit de entalpia em cada estágio ou em cada intervalo de
temperatura da coluna.
Processos de destilação operam com perdas termodinâmicas inevitáveis
devido a transferências de calor e de massa, misturas, quedas de pressão e pela
própria configuração de projeto da coluna. A análise térmica baseia-se na
aproximação da mínima condição termodinâmica (PINTO et al, 2011), também
chamada de PNMTC (Practical Near-Minimum Thermodynamic Condition). Essa
condição estabelece uma coluna de destilação operando à taxa de refluxo mínima,
com infinitos números de estágios e condensadores e refervedores com cargas
térmicas apropriadas alocadas em cada um dos estágios, ou seja, as cargas do
condensador e do refervedor são distribuídas ao longo do intervalo de temperatura
de operação da coluna. Por essa aproximação, a coluna é considerada reversível
(SANTANA, 2004).
A construção das column grand composite curves é feita em quatro
etapas. Primeiramente faz-se o cálculo das vazões molares mínimas das fases
líquida e vapor. Definem-se os componentes chave leve (CL) e chave pesada (CP).
Para sistemas multicomponentes, considera-se que os componentes mais leves que
40
o chave leve e os componentes mais pesados que os chaves pesados são
agrupados e geram um sistema chamado de pseudobinário (SANTANA, 2004).
As linhas de operação variam se o estágio considerado localiza-se acima ou
abaixo da alimentação e são descritas pelas equações de 1 a 4. Para estágios
acima da alimentação, consideram-se as Equação 1 e Equação 2. Já para estágios
na alimentação ou abaixo dela, podem ser consideradas as Equação 3 e Equação 4
(DEMIREL, 2006).
��-. − ��-. = 1-. (chave leve)
Equação 1
��-2 − ��-2 = 1-2 (chave pesada) Equação 2
��-. + ��-. = �-. (chave leve) Equação 3
��-2 + ��-2 = �-2 (chave pesada) Equação 4
Na condição PNMTC, a curva de equilíbrio (perfil ideal) e a linha de operação
(perfil real) coincidem. As Equações 1 a 4 devem ser resolvidas simultaneamente
com as equações da curva de equilíbrio. As vazões molares mínimas são obtidas
quando as composições forem consideradas como sendo as composições de
equilíbrio. As Equações 5 e 6 descrevem o estágio acima da alimentação e as
Equações 7 e 8 descrevem os estágios na alimentação ou abaixo dela. Nas quatro
equações, o asterisco (*) representa o equilíbrio (DEMIREL, 2006).
�4�5�-.∗ − �4�5�-.∗ = 1-. (chave leve) Equação 5
�4�5�-2∗ − �4�5�-2∗ = 1-2 (chave pesada) Equação 6
�4�5�-.∗ + �4�5�-.∗ = �-. (chave leve) Equação 7
�4�5�-2∗ + �4�5�-2∗ = �-2 (chave pesada) Equação 8
41
Resolvendo-se essas equações para todos os estágios, obtêm-se as vazões
molares mínimas da fase líquida e da fase vapor para cada estágio / intervalo de
temperatura.
Na segunda etapa, calculam-se as entalpias mínimas das fases líquidas e
vapor, correspondentes às vazões mínimas das fases líquidas e vapor, dadas pela
Equação 9 e pela Equação 10, assumindo proporcionalidade molar (DEMIREL,
2006).
�.,4�5 = �.∗ 8�4�5�∗ 9
Equação 9
�:,4�5 = �:∗ 8�4�5�∗ 9
Equação 10
De acordo com DEMIREL (2006), em seguida, faz-se o cálculo do déficit de
entalpia em cada estágio / intervalo de temperatura que podem ser obtidos pela
Equação 11 (para estágios acima da alimentação) e Equação 12 (para estágios na
alimentação ou abaixo dela).
�;<� = �.,4�5 − �:,4�5 + �= Equação 11
�;<� = �.,4�5 − �:,4�5 + �= − �> Equação 12
Finalmente, para cada estágio, soma-se o valor da carga térmica do
condensador ao déficit de entalpia calculado, �;<�. A GCCC é obtida plotando-se
esses valores no eixo das abscissas e o estágio/intervalo de temperatura da coluna
no eixo das ordenadas. A indica como se escalona as deficiências de entalpia para
a construção da GCCC (SANTANA, 2004).
42
Figura 13 – Construção da GCCC
Fonte: SANTANA, 2004.
No perfil representado pela Figura 14, é possível identificar melhorias que
podem ser realizadas na coluna. Segundo SANTANA (2004), a distância entre o
ponto pinch e o eixo da temperatura indica que é possível reduzir a taxa de refluxo.
O patamar formado abaixo do ponto de alimentação (ponto pinch) sinaliza que a
alimentação está alocada em estágio incorreto. A grande variação de entalpia acima
do ponto de alimentação sinaliza que a corrente deveria ser preaquecida. Caso a
variação fosse abaixo do ponto Pinch, a corrente de alimentação deveria ser
resfriada. Por último, ao longo da coluna poder-se-ia alocar trocadores
intermediários, consumindo-se utilidades de nível inferior e reduzindo-se o consumo
de utilidades nobres.
43
Figura 14 - GCCC e as possibilidades de melhoria
Fonte: SANTANA, 2004.
Diante da GCCC construída, a análise das alternativas de redução do
consumo energético pode ser realizada conforme sequência recomendada pela
ASPEN TECH (2005):
• Estágio de alimentação
• Taxa de refluxo
• Condição térmica da alimentação
• Alocação de trocadores laterais
3.4 Estudos e análises energéticas realizadas em plantas de anidrido ftálico
Este item discute projetos e análises energéticas disponíveis na literatura,
realizadas para plantas e projetos de processo de produção de PAN.
Três estudos apresentam as melhorias ocorridas no processo von Heyden
para economia de energia. No primeiro, HELLMER e KEUNECKE (1977)
apresentaram o consumo de utilidade para o processo comparando o uso de energia
elétrica, óleo combustível e exportação de vapor como altenativas para o
acionamento do compressor: com motor elétrico (alternativa 1), com turbina de
contrapressão (alternativa 2) e turbina de condensação (alternativa 3). Considerando
energia elétrica como referência, o consumo para as alternativas 2 e 3 são iguais e
70 % menor em relação à alternativa 1. Para o óleo combustível, o consumo é igual
44
para as alternativas 1 e 2 e não há consumo para a alternativa 3. Quanto à
exportação de vapor, a menor exportação é realizada na terceira alternativa e, a
maior, na alternativa 1. Os autores ainda informam que houve redução de 24 % de
consumo de energia elétrica com as melhorias ocorridas no processo VH.
No segundo estudo, WIEDMANN e GIERRER (1979) apresentam o custo
para instalação e operação para uma fábrica de 30 mil toneladas de PAN por ano e
afirmam que, devido às mudanças no projeto do reator do processo VH, permitindo
operar com 100 g de o-xileno por Nm³ de ar e, pelo fato de compressor passar a ser
acionado por turbina de condensação alimentada com vapor gerado no processo, o
consumo de energia caiu de 850 para 150 kWh / t PAN
Semelhantemente ao estudado por WIEDMANN e GIERRER (1979),
KEUNECKE e MITCHEM (1982) afirmam que, devido às melhorias ocorridas no
processo VH, houve economia de 340 dos 760 kW / t de PAN. No mesmo artigo, são
apresentados fluxogramas de processo e de vapor para uma planta com produção
de 96 mil toneladas de PAN por ano, na qual há possibilidade de geração de vapor
de 100, 40, 7 e 4 bar, sendo que os dois primeiros níveis de vapore podem ser
gerados a partir do calor de reação. Já o vapor de 7 bar pode ser gerado através de
uma turbina de contrapressão (40 / 7 bar) ou válvula redutora de pressão (20 / 7
bar). Vapor com pressão de 20 bar, rebaixado a partir dos vapores de 100 ou 40 bar,
é utilizado para aquecimento de óleo térmico. Quanto ao vapor de 4 bar, esse é
gerado através da troca térmica dos condensadores das colunas com água
pressurizada.
Os autores ainda apresentam um resumo entre o consumo energético anterior
e posterior às inovações e concluem que o processo de anidrido ftálico é um
exemplo relevante de como a melhoria de tecnologia combinada com uma análise
de parâmetros de processo que podem influenciar significativamente o balanço
energético, podem reduzir o consumo de energia, com investimentos relativamente
baixos.
45
Dois estudos sobre a economia de energia proporcionado pelo processo LAR
são apresentados por VIRGILIS e GERUNDA (1982) e VERDE e NERI (1984). No
primeiro caso, segundo os autores, a melhoria no catalisador aliado ao revamping no
projeto do reator permitiu reduzir o consumo de energia elétrica em 35 % e o
consumo específico de o-xileno em 5 %, aumentando a produtividade em 30 % em
uma planta com capacidade para 35 mil toneladas por ano. A redução no consumo
de energia elétrica, tornando a planta autossuficiente, foi possível pelo aumento da
quantidade de vapor de alta pressão (10 MPa) gerado no reator, que passou a
fornecer mais energia para acionar turbina de contrapressão, gerando mais energia
elétrica. E, também, a redução de perda de carga no reator, possibilitou a
alimentação das matérias-primas em pressões mais baixas.
Os reboilers das colunas de destilação da planta em questão são alimentados
por vapor de alta pressão. Já o excedente (3 t / t de PAN) de vapor de média
pressão, gerado através da turbina, é exportado.
VERDE e NERI (1984) apontam como vantagens da nova tecnologia (LAR
process) o aumento da produtividade do catalisador em mais de 40 % e o aumento
da carburação (65 para 134 g o-xileno / Nm³ ar) reduzindo o custo operacional e de
investimento em equipamentos. Para uma planta com produção de 40 mil toneladas
por ano é possível exportar 4,3 t vapor de média pressão (1,5 MPa) / t de produto
final produzido, além da planta tornar-se autossuficiente em energia elétrica.
Semelhantemente à planta relatada por VIRGILIS e GERUNDA (1982), o vapor de
média pressão é produzido a partir da expansão do vapor de alta pressão (6 MPa)
produzido pelo calor gerado na reação. Quanto ao investimento em equipamentos
houve redução total de 16 %, sendo que a redução mais relevante ocorreu na seção
de reação (19 %) seguida da purificação (8 %) que representam 65 % e 25 % do
total do investimento, respectivamente.
RAY e SNEESBY (1998c) desenvolveram um projeto seguindo o processo
LAR para a produção de 40 mil toneladas por ano de anidrido ftálico a partir da
oxidação do o-xileno em reator tubular de leito fixo. Um esquema simplificado pode
ser visto na .
Neste projeto, ar comprimido a 350 kPa e o-xileno (100 % puro) preaquecidos
com vapor de 2 MPa alimentam o reator a 205 °C. Com a compressão do ar nas
46
condições informadas pelos autores, a temperatura da entrada do ar no reator seria
atingida pela compressão, dispensado aquecimento. Nada é informado sobre a
forma de acionamento do compressor de ar.
No reator ocorrem as reações indicadas na Tabela 32 do Anexo A.Com o
calor das reações, há geração de 18,3 MW e essa energia é retirada do reator
através de uma corrente de salmoura que circula pelo casco, transferindo tal energia
para uma corrente preaquecida de água desmineralizada e, assim, gerando vapor
superaquecido de 6 MPa e 315 °C.
Após reação, a corrente gasosa de saída do reator encontra-se a 370 °C e é
resfriada até 138 °C por dois trocadores em série que preaquecem água
desmineralizada que será utilizada para gerar vapor. Com o resfriamento do gás,
cerca de 50 % da massa do PAN é condensada e armazenada no tanque pulmão
que antecede a purificação.
A corrente gasosa segue para os switch condensers nos quais o PAN será
separado do gás através da solidificação, utilizando-se óleo térmico frio como meio
de refrigeração. O gás de saída segue para tratamento e o PAN bruto, fundido a
140 °C, vai para o tanque pulmão juntamente com o condensado no resfriamento
anterior.
No tanque pulmão o PAN é aquecido com vapor de 6 MPa até 250 °C e
alimenta a primeira coluna de destilação que trabalha a vácuo. Nessa coluna,
denominada stripping, ocorre a separação do MAN que é o produto principal do topo
da coluna (15 kPa e 46 °C) e PAN, produto principal do fundo (20 kPa e 206 °C).
Nessas condições, o anidrido ftálico apresenta pureza de 99,3 % e alimentará a
segunda coluna de destilação que também opera a vácuo.
Já na segunda coluna de destilação, o produto final será retirado pelo topo
que opera a 10 kPa (201 °C). Os autores não indicaram perda de carga nesta coluna
que terá como produto de fundo um resíduo pesado a 262 °C.
Em ambas as colunas, os refervedores são aquecidos com vapor de 6 MPa
e os condensadores com água de torre de resfriamento.
PEROLD (2001) estudou a integração de uma turbina acionada pelo gás da
saída do reator em três processos distintos envolvendo reações exotérmicas. No
47
processo de anidrido ftálico, duas simulações (Caso A e Caso B) foram realizadas
utilizando Aspen Plus® (modelo SRK) como ferramenta, ambas envolvendo ciclo
Rankine para produção de energia elétrica, sendo que na segunda simulação foi
incluída uma turbina para produção adicional de energia elétrica.
O autor optou por trabalhar com reator de leito fluidizado por apresentar
vantagem de operar com pressões mais altas (3,4 a 35 bar) em relação ao reator
multitubular de leito fixo. Além disso, o autor afirma que, apesar do reator tubular
apresentar maior conversão, o controle de temperatura é bem mais complicado e o
risco de explosão é maior.
Em ambas as simulações (Casos A e B) foi utilizado como insumo o naftaleno
para produzir 90 mil toneladas de PAN 99,7 % por ano. A formação de naftoquinona
foi desconsiderada, o que exclui a operação da segunda coluna de Purificação e o
condensador (pós-reator) e switch condenser foram considerados como uma “caixa
preta”. Houve variação da pressão (8, 12 e 16 bar) e da temperatura (320 °C, 365 °C
e 400 °C) do reator.
No caso A, mostrado na , a energia proveniente do reator e resfriador de
gases é aproveitada para geração de energia elétrica. A válvula de expansão após
resfriamento é utilizada para reduzir a pressão do gás até a pressão de operação do
condensador (1,8 bar).
48
Figura 15 - Esquema de produção de anidrido ftálico – Caso A
Fonte: PEROLD (2001)
No caso B, mostrado na , a energia proveniente do reator e resfriador de
gases é aproveitada para geração de energia elétrica (semelhante ao Caso A) e a
energia da corrente gasosa da saída do reator é utilizada para acionar uma turbina
para geração de energia elétrica, reduzindo-se a pressão do gás para a pressão
próxima da operação do condensador. A válvula de expansão de gás, após
resfriamento, é usada apenas para ajustar a pressão na entrada do condensador.
Figura 16 - Esquema de produção de anidrido ftálico – Caso B
Fonte: PEROLD (2001)
49
Comparando-se os dois casos acima citados quanto à energia consumida
para acionamento da bomba de alimentação de naftaleno e compressor e a energia
produzida, o autor conclui que em ambos os casos, quanto maior a temperatura,
maior a sobra de energia. Conclui também que em algumas condições do Caso A,
havia necessidade de compra de energia e, no Caso B, há sobra de energia para
todas as condições estudadas.
Foi estudada também a eficiência da conversão térmica em função da
temperatura de reação e da pressão de operação do reator. Assim, o autor concluiu
dois fatos relevantes: o Caso B apresentou maior eficiência em relação ao Caso A e
quanto maior a pressão e temperatura, maior a eficiência alcançada para o Caso B.
Para a melhor configuração estudada nos Casos A e B, ou seja, operação a
16 bar e 400 °C, o autor fez uma análise exergética. Em ambos os casos, o reator
seguido do condensador apresenta maior irreversibilidade termodinâmica e a
terceira maior taxa de irreversibilidade ocorre na válvula de expansão que é
largamente mais solicitada no Caso A. Com a análise de exergia, o autor concluiu
que há potencial de melhoria em 4,5 % com a instalação da turbina quando
comparado à utilização da válvula de expansão.
SMITH (2005) apresenta uma análise Pinch de uma planta de PAN produzido
a partir de o-xileno. Embora não tenha citado a capacidade de produção de PAN na
planta proposta, ao fornecer a quantidade de calor (200 kW) e o ∆T (20 para 130 °C)
para aquecimento de o-xileno e, sabendo-se que para cada kg de o-xileno é possível
produzir, aproximadamente, 1,1 kg de PAN, infere-se que é possível produzir 35 mil
toneladas de PAN por ano.
Na mesma planta, o autor considera vapor superaquecido de 40 bar (270 ºC)
e 10 bar (180 °C), mas não informa qual a fonte de geração do vapor e em quais
trocadores são utilizados. Provavelmente, o vapor de alta pressão é produzido a
partir do calor gerado pela reação.
Conforme mostrado na Figura 17, sem haver integração no processo
apresentado, estaria disponível 14,2 MW de utilidade quente e seria necessário
4,2 MW de utilidade fria. Com a quantidade de calor e temperatura inicial e final de
cada trocador, foi construída a composite curve e, considerando ∆T mínimo de
50
10 ºC, a Grand Composite Curve (Figura 18). A partir dessas informações, o autor
conclui que a planta em questão não necessita de utilidade quente quando
integrada, ou seja, é considerada threshold6 pela metodologia Pinch; porém, não são
apresentadas propostas de integração entre as correntes do processo.
Figura 17 – Composite curve para o estudo de SMITH (2005)
Fonte: SMITH (2005)
Figura 18 – Grand Composite curve para o estudo de SMITH (2005)
Fonte: SMITH (2005)
6Pela metodologia Pinch, considera-se que é possível integrar as correntes de processo não sendo necessária uma das utilidades (quente ou fria).
51
O estudo publicado por MENDES e SEITA (2009) prevê produção de 80 mil
toneladas de PAN / ano com carburação de 34 g de o-xileno / Nm³ de ar. Os autores
basearam-se no SRI (1968) para definir o caso base. A simulação do processo foi
realizada no Aspen Plus 2006.5®, mas o modelo termodinâmico utilizado não foi
informado.
Nas reações consideradas, não há formação de compostos pesados. A
primeira coluna opera a pressão atmosférica e a segunda coluna opera a vácuo (0,5
bar). É apresentado o balanço mássico desenvolvido através de simulação no Aspen
Plus 2006.5® e, pelas condições de operação, a primeira coluna separa somente as
impurezas do o-xileno como m-xileno e benzeno do MAN e gases formados na
reação que não foram totalmente retirados da corrente do PAN que seguem para a
segunda coluna, na qual há separação do MAN (produto de topo) do PAN (produto
de fundo).
Pelo fato de haver geração de vapor de 20 bar com o calor reacional e do
processo não consumir todo o vapor gerado, o vapor excedente também é vendido.
Para cada trocador de calor, os autores apresentam o tipo, vazão e custo das
utilidades a serem fornecidos.
Os autores publicaram, também, as características básicas de
dimensionamento das duas colunas de destilação, as áreas dos trocadores e cálculo
básico do reator considerado como trocador casco e tubo. A partir das
características básicas dos equipamentos, estimaram o custo da instalação da
planta, levando em consideração estimativa para as tubulações, sistema elétrico,
edificações, instrumentação e controle, engenharia, licenças legais e terreno. A partir
das estimativas de investimento e retorno, obteve-se um payback entre 5 e 6 anos, o
que foi considerado aceitável pelo autor.
52
4 MATERIAIS E MÉTODOS
As etapas realizadas neste trabalho foram planejadas como mostrado no
diagrama de influências (Figura 19) que indica o fluxo de atividades necessárias, a
interdependência entre elas e as decisões tomadas na sequência das atividades. O
planejamento foi dividido em quatro etapas: a Pesquisa Bibliográfica, Análise das
Informações Disponíveis, Desenvolvimento e Resultados, conforme indicado na
Figura 19.
53
Figura 19 – Diagrama de influência
54
A primeira etapa refere-se à busca na literatura por uma planta modelo que
seja a mais completa e que, juntamente com possíveis hipóteses complementares
assumidas, sirva de referencia para nortear a definição do caso base. Neste sentido,
foram encontradas as plantas projetadas por MENDES e SEITA (2009), PERP
(1990) e RAY e SNEESBY (1998).
O primeiro trabalho, como já descrito no item 3.3.1.1 desta Dissertação,
aborda uma planta com capacidade para produção de 80 mil toneladas por ano de
PAN a partir da oxidação do o-xileno. O processo proposto foi simulado no Aspen
Plus® e, apesar de não informarem o modelo termodinâmico utilizado, fornecem o
balanço de massa, consumo de utilidades, informações sobre as colunas de
destilação (número de estágios teóricos, estágio de alimentação, taxa de refluxo)
além dos custos de utilidades e insumos. Também apresentam algumas diferenças
em relação aos processos convencionais como, por exemplo: não apresentarem
resíduo pesado na composição das correntes, as colunas não operam sob vácuo, e,
com isso, oferecem como produto de topo da segunda coluna, o anidrido maleico e
como produto de fundo, o anidrido ftálico. Além disso, os autores trabalham com
excessivo volume de ar (taxa de carburação: 34 g o-xileno / Nm³ de ar) na oxidação,
o que acarreta em um projeto com maior OPEX 7 e CAPEX 8 em relação aos
processos como o VH e LAR.
Já o segundo trabalho (PERP, 1990) produz 45 mil toneladas por ano de
PAN a partir da oxidação do o-xileno (135 g o-xileno / Nm³ de ar). Apresenta
diversas reações (conforme demostrado na Tabela 31 do Anexo), oferece balanço
de massa, porém não informa sobre as especificações dos equipamentos principais
utilizados no processo. É a referência mais completa, dentre as três em questão
quanto às informações de utilidades, apresentando consumo, origem e custo de
utilidades.
7OPEX: Operational Expenditure. Refere-se às despesas operacionais, ou seja, custos de
produção, energia, entre outros para uma planta industrial.
8CAPEX: Capital Expenditure. Refere-se aos investimentos em equipamentos e instalações
para uma planta industrial.
55
RAY e SNEESBY (1998c) é a referência mais completa quanto a
informações do processo que já nasce otimizado quanto ao volume de ar na
oxidação. Os autores apresentam o balanço de massa, consumo de utilidades e as
especificações preliminares dos equipamentos principais, o que é essencial para
propor futuras melhorias.
Diante do apresentado foi adotado como modelo para o caso base o híbrido
do processo da planta de anidrido ftálico estudada por RAY e SNEESBY (1998c) e o
sistema de utilidade apresenta no PERP (1990). Foram necessárias algumas
modificações que serão informadas posteriormente.
Após definição, deve-se testar a consistência do caso base realizando
simulações de modo a obter o balanço de massa e energia (etapa 2). Na sequência,
haverá o cálculo dos equipamentos principais que, juntamente com informações dos
balanços de massa e energia, pode-se obter o consumo de utilidades para
determinação do custo operacional de utilidades (etapa 3). No presente trabalho, o
foco principal de cálculo serão as colunas de destilação e sistema de vácuo,
trocadores de calor, compressores e bombas, não sendo abordado o cálculo do
reator e tratamento dos gases.
Além da análise de senso comum, serão utilizadas as ferramenta de análise
Pinch e Column Targeting como referência para redução do custo operacional de
utilidades e consequente aumento do lucro da planta modelo. Serão calculados os
equipamentos e paybacks simples para as sugestões de melhoria mais atrativas.
4.1 Premissas adotadas para o estudo
Para a realização do estudo foram adotadas as premissas a seguir.
a) Objetivo das modificações: redução do uso de energia a níveis
atrativos de investimento.
b) Quanto ao projeto: a planta nova a ser inserida em um site existente,
que necessita vapor nos níveis de pressão do item d.
c) Quanto ao processo:
56
o Tecnologia LAR e o-xileno como matéria-prima, conforme RAY e
SNEESBY (1998a) e PERP (1990).
o O tratamento de gases, tratamento de efluentes e recuperação
de anidrido maleico não serão o foco deste trabalho.
d) Quanto às utilidades:
o Uso de vapor nas pressões de 5, 2,5 e 0,6 MPa (PERP,1990).
o O vapor gerado superaquecido a 315 °C e 5 MPa (PERP,1990).
o É desejável maximizar a exportação e minimizar a importação
de vapor.
o É desejável maximizar a exportação e minimizar a importação
de energia elétrica.
o A água de resfriamento disponível a 30 °C e retornando a 40 °C.
o A água fria disponível a 5 °C e retornando a 10 °C.
o O óleo térmico frio disponível a 60 °C e retornando a 50 °C
o O óleo térmico quente é disponível a 300 °C e retorna a 280 °C
o No site de implantação, há disponibilidade de água de
resfriamento, água desmineralizada, água fria, óleo térmico
(73 % óxido de bifenilo e 23 % de bifenilo), salmoura e vapor.
o Não será adotada margem de projeto para o cálculo do
consumo de utilidades.
o Não haverá retorno de condensado à fábrica de PAN quando o
vapor for exportado para outros consumidores do site.
o O preço de venda de utilidade é igual ao preço de compra.
o As bombas de água de resfriamento assim como as torres de
resfriamento são escopo do Departamento de Utilidades do site.
e) Quanto à operação:
o A planta opera em regime contínuo, 330 dias no ano.
o Não serão avaliadas modificações para aumento de produção.
o Modificações no reator não serão focadas e as perdas de
catalisador não serão consideradas.
f) Quanto aos equipamentos:
o Não será adotada margem de projeto para o dimensionamento.
o Os trocadores de calor serão do tipo casco e tubo.
57
o Equipamentos expostos ao anidrido devem ser construídos em
inox AISI 316 para evitar corrosão.
g) Quanto ao produto:
o Será produzido PAN apenas na fase líquida.
o A pureza mínima do PAN final será, no mínimo, de
99,8 % m / m.
4.2 Ferramentas utilizadas
Foram elaboradas diversas ferramentas de cálculo para o desenvolvimento
deste trabalho, muitas delas utilizando o Microsoft Excel TM. A Tabela 2 apresenta
um resumo das principais ferramentas empregadas para o cálculo dos
equipamentos bem como as análises de melhorias.
Tabela 2 – Ferramentas utilizadas
Atividades Softwares
Simulação do Processo Aspen Plus v7.2
Fluxograma de Processo Visio
Cálculo das colunas de destilação Aspen Plus v7.2 / Excel
Cálculo dos trocadores de calor Excel
Cálculo do compressor Excel
Balanço de utilidades Excel
Fluxogramas de utilidades Excel
Cálculo Pinch Excel (ICHEME Pinch Analysis Spreadsheet®)
Column Targeting Aspen Plus v7.2
Custo dos equipamentos Aspen Economics
Fonte: Elaborada pela autora
58
4.3 Informações de entrada para avaliação das melhorias
Serão apresentados, a seguir, os dados de entrada utilizados para as sugestões de melhorias e concepção de uma nova planta.
4.3.1.Preço das utilidades
O resumo do custo das utilidades é apresentado na Tabela 3 e as referências utilizadas encontram-se no Anexo C.
Tabela 3 - Resumo dos custos adotados para utilidade
Utilidade Condição Unidade Preço
Energia elétrica - US$ / kWh 0,122
Água de resfriamento
- US$ / m³ 0,11
Água fria - US$ / kWh 0,01
Água desmineralizada
- US$ / m³ 0,52
Óleo térmico 60 °C US$ / GJ 7,3
Óleo térmico 300 °C US$ / GJ 16,2
Vapor 600 kPa US$ / t 17,2
Vapor 2500 kPa US$ / t 18,5
Vapor 5000 kPa US$ / t 19,1
Gás natural US$ /GJ 4,5
Fonte: Elaborada pela autora
59
4.3.2. Custos de equipamentos e investimentos
Para avaliar se as ideias de melhoria de processo são atrativas, além da
economia envolvida em utilidade, é necessário avaliar o investimento que possibilita
o ganho e o tempo de retorno deste investimento. A melhor alternativa de
configuração é a que apresenta o maior potencial econômico, com payback mais
atrativo.
Serão estimados os custos dos equipamentos e investimentos necessários
para as ideias e selecionadas as que forem mais promissoras. As premissas para
cálculo do custo dos equipamentos estão mostradas no Anexo E.
4.4 Simulação do caso base
Para realizar a simulação do processo do caso base, foi utilizado o software
Aspen Plus® v 7.2 (estado estacionário).
O primeiro passo para o início da simulação foi a definição do modelo
termodinâmico que melhor representasse o processo de produção de anidrido
ftálico. Para auxiliar na escolha, CARLSON (1996) aconselha a utilização da “árvore
de decisões” apresentada nas Figuras 20 a 22.
60
Figura 20 - “Árvore de decisão” (parte 1): Seleção de propriedades físicas
Fonte: CARLSON (1996)
61
Figura 21 - “Árvore de decisão” (parte 2): Sequência para escolha de componentes polares ou apolares
Fonte: CARLSON (1996)
62
Figura 22 - “Árvore de decisão” (parte 3): Opções para cálculo na fase vapor com modelos utilizando coeficiente de atividade
Fonte: CARLSON (1996)
Considerando-se que há existência de substância polar (formação de água
durante reação) no sistema estudado, que não há formação de eletrólitos e que a
pressão de trabalho é menor que 10 bar, seria possível trabalhar com os modelos
Wilson, NRTL, UNIQUAC ou UNIFAC ().
Inicialmente foram testados os três primeiros modelos, porém não havia no
banco de dados daqueles modelos, as propriedades para alguns binários do sistema
como: anidrido maleico e ftálico, anidrido ftálico e água, anidrido ftálico e oxigênio,
anidrido ftálico e monóxido de carbono, anidrido ftálico e nitrogênio, anidrido ftálico e
o-xileno e anidrido ftálico e dióxido de carbono.
A fim de que as propriedades de tais binários fossem inseridas em um dos
três primeiros modelos, buscaram-se dados experimentais publicados em literatura
como o livro de autoria de GMEHLING, ONKEN e GRENZHEUSER (1982) e
63
websites como DECHEMA 9 e NIST 10 (National Institute of Standards and
Technology), mas não houve sucesso. A próxima proposta foi trabalhar com o
UNIFAC (UNIQUAC Functional Group Activity Coefficients) como modelo
termodinâmico, inserindo no banco de dados do modelo as fórmulas moleculares
dos seguintes componentes: antraquinona, anidrido maleico e anidrido ftálico.
No processo de fabricação de PAN, há uma pequena quantidade de resíduo
purgado do processo como produto de fundo da segunda coluna de destilação. Uma
das hipóteses da origem deste resíduo pesado é que o o-xileno pode apresentar
como impureza compostos com pesos moleculares maiores em relação ao PAN, por
exemplo, compostos com mais de 9 átomos de carbono na sua composição (Folha
de dados apresentada no Anexo B). Outra hipótese é que, como mostrado na
reação 6 da Tabela 31, pode haver formação de “outros compostos orgânicos”, isto
é, subprodutos não conhecidos até o momento (MARX et al, 2009). Por não haver
informação em relação à composição do resíduo, assumiu-se que tal resíduo seria a
antraquinona (C14H8O2, produto químico formado a partir da reação do anidrido
ftálico e benzeno) por possuir peso molecular (208,2 kg.kmol -1) maior em relação ao
PAN (148,1 kg.kmol-1), inserindo-a como impureza do o-xileno.
Diante disso, iniciou-se a simulação do processo de fabricação de PAN. Para
a oxidação, foram utilizadas as reações e respectivas seletividades apresentadas na
Tabela 4. Devido à formação do ácido-benzoico, ácido o-toluico e monóxido de
carbono representarem uma pequena quantidade em relação aos demais
compostos, foram desconsiderados da simulação. Apesar da formação da ftalida ser
irrelevante quanto à quantidade formada, aquela foi considerada na reação por ser
um parâmetro acompanhado na produção de PAN por provocar coloração ao
produto final.
9 http://dechema.de/en/CDS.html Acesso 25.08.12 10 http://www.nist.gov/index.cfm Acesso 30.08.12
64
Tabela 4 – Reações químicas e seletividade de oxidação adotadas
Número da reação
Reação química Seletividade
molar (%)
1
78,80
2
6,50
3
0,08
4
14,62
Total 100,0
Fonte: Elaborado pela autora
Na etapa de purificação, foram utilizadas informações publicadas por RAY e
SNESSBY (1998b) para nortear a simulação. Para a primeira coluna, os autores
definem que serão construídas com 20 a 30 estágios com eficiência de 70 % (14 a
21 estágios teóricos) e, para a T-102, são definidos 20 a 30 estágios com eficiência
de 60 % (12 a 18 estágios teóricos). As informações fornecidas por RAY e
SNESSBY (1998b) e as obtidas na simulação das colunas de destilação são
mostradas nas Tabelas 5 e 6.
65
Tabela 5 – Informações RAY e SNEESBY (1998b) X simulação das colunas T-101
Situação RAY e
SNESSBY
Parâmetros adotados / Simulado
Número de estágios teóricos 14 - 21 1511
Estágio de alimentação não informado 5
Taxa de refluxo (massa) 5 - 10 6,35
Temperatura condensador (º C) 46 46
Temperatura reboiler (º C) 206 215
Pressão condensador (kPa) 10 13
Pressão reboiler (kPa) 20 18
Fonte: Elaborada pela autora
Tabela 6 – Informações RAY e SNEESBY (1998b) X simulação das colunas T-102
Situação RAY e
SNESSBY
Parâmetros adotados / Simulado
Número de estágios teóricos 12 - 18 10
Estágio de alimentação não informado 6
Taxa de refluxo (massa) 0,1 – 0,15 0,1
Temperatura condensador (º C) 201 201
Temperatura reboiler (º C) 262 268
Pressão condensador (kPa) 10 11
Pressão reboiler (kPa) 10 17
Fonte: Elaborada pela autora
Além das modificações acima citadas, outras adaptações no processo foram
necessárias e estão indicadas na Tabela 7.
11 O número de estágio teórico considera um estágio para o condensador e um
estágio para o reboiler.
66
Tabela 7 – Parâmetros modificados para adaptação da simulação
Par
âmet
roR
AY
e S
NE
ES
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67
O balanço de massa e energia é o ponto inicial para proceder a análise para
otimização do consumo de energia. Da simulação tem-se como resultado as
correntes de processo, suas composições, temperaturas, pressões, além de ser
possível obter as cargas térmicas dos equipamentos e potência das máquinas
utilizadas.
O balanço de massa, obtido a partir da simulação realizada cujo fluxograma
está exposto na Figura 23, apresenta-se na Tabela 8 .
Figura 23 – Fluxograma de processo de produção PAN (40.000 t / ano)
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Tabela 8 - Balanço de massa obtido a partir da simulação (colocar na vertical)
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Após passar por filtragem (F-101) para retenção de impurezas, 44,65 t/h de ar
atmosférico (corrente 1), 79% de N2 e 21% de O2 m/m, é comprimido até 180 kPa e,
através da compressão, preaquecido até 106 °C (corrente 2A). Para atingir a
temperatura necessária para a entrada na oxidação (205 °C), o ar é aquecido com
vapor na pressão de 2.500 kPa no trocador de calor E-102. O o-xileno líquido
(4,7 t/h) com 99,4 % de pureza e pressão de 180 kPa (corrente 3) é preaquecido e
vaporizado até 205 °C (corrente 4) utilizando vapor de 2.500 kPa. A mistura de ar e
o-xileno (corrente 5) segue para a oxidação no reator tubular de leito fixo, R-101.
O R-101, equipamento semelhante a um trocador tipo casco-e-tubo vertical,
recebe através dos tubos preenchidos vanádio (leito fixo) com o catalisador
pentóxido de vanádio a corrente pré-aquecida de ar. As reações que ocorrem no R-
101 estão descritas na Tabela 4. Como a reação de oxidação é exotérmica, uma
mistura eutética de sal (nitrito e nitrato de potássio) circula pelo casco, retirando o
calor gerado e mantendo constante a temperatura de reação. Após o término da
reação, a corrente gasosa (corrente 6) composta por aproximadamente 71,5 % de
N2, 10,4 % de PAN, 6,5 % de O2, 5,6 % de CO2, 5,4 % de H2O, 0,6 % de MAN e
0,1 % de CO, ftalida e antraquinona (composição m/m), é retirada do R-101 a 370°C
e 160 kPa e resfriada através dos trocadores de calor E-104 (370 para 205 °C),
corrente 7, e E-105 (205 para 138 °C). Após o E-105, a corrente estará a 130 kPa.
Com o resfriamento da mistura a 138 °C, cerca de 60% do PAN (3,2 t/h) da
corrente 7 é condensado (corrente 9) e enviado para ao trocador de calor (E-108)
com cerca de 98 % de pureza. A corrente 8 (46 t/h) da saída do E-105, composta
por 76,6 % de N2, 6,9 % de O2, 6,0 % de CO2, 4,2% de PAN, 5,8 % de H2O, 0,5% de
MAN e 0,1% de CO, ftalida e antraquinona (composição m/m) é enviada para os
switch condensers (E-106/107) os quais estão conectados em paralelo e operam em
3 etapas conforme mostra as Figuras 24 e 25.
72
Figura 24 – Etapas de operação do switch condenser E-106
Fonte: Elaborada pela autora
Figura 25 – Etapas de operação do switch condenser E-107
Fonte: Elaborada pela autora
Na primeira etapa de operação do switch condenser (E-106), a mistura
gasosa é resfriada de 138 °C para 70 °C durante três horas com óleo térmico frio
(50°C) e, com isso, o PAN é “dessublimado” (temperatura de “dessublimação é igual
a 131 °C), formando um sólido que é separado do gás (correntes 10A/B). Há perda
de aproximadamente 50 kg/h de PAN (0,1 % m/m da corrente gasosa) nessa etapa
e a corrente gasosa (corrente 10 A/B ou 10) a 70 °C e 110 kPa, rica em N2 (80%), é
enviada para tratamento.
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Switch condenser
(E-107)
PAN
Óleo térmico G - GásS- SólidoL - Líquido
Legenda
G
73
Uma vez solidificado, o PAN é fundido (Etapa 2), elevando-se a temperatura
para 200 °C através do calor cedido pelo óleo térmico quente (300 ºC) durante 1
hora. Após etapa de fusão o PAN líquido 92 % puro (corrente 11 A/B) é enviado ao
E-108.
Na terceira e última etapa, para que o switch condenser seja “alinhado” ao
sistema, é necessário resfriá-lo de 200 a 70 °C, para que esteja em condições de
receber gás novamente. Para isso, utiliza-se óleo térmico frio (50°C) durante 30
minutos (Etapa 3). Trabalha-se com um dos switch condensers recebendo o gás (E-
107), enquanto o outro estará operando nas etapas 1, 2 e 3 e vice-versa, de modo a
permitir operação contínua.
O trocador E-108 tem a função de aquecer, utilizando óleo térmico, a corrente
de PAN bruto (corrente 12) até 260 °C. Após aquecimento, a corrente 13 segue para
o tanque pulmão (TK-201 A/B) e, depois de dezesseis horas para estabilização do
produto, é enviado para as colunas de purificação que operam sob vácuo.
A primeira coluna, T-101, recebe PAN bruto (5,3 t/h com 95,5 % de pureza) e
fornece PAN (5,1 t/h com 98,8 % de pureza) a 215 °C e 18 kPa como produto de
fundo para a T-102. Como produto de topo da T-101, tem-se 7 kg/h de
incondensáveis (corrente 15) e 230 kg/h de condensado (75 % MAN), corrente 16, a
46 °C e 13 kPa.
Na coluna T-102 o PAN é purificado a 99,9% de pureza a 200 °C e 11 kPa,
sendo o produto de topo. No fundo da coluna, tem-se os pesados a 268 °C e 17 kPa.
Os produtos de fundo e topo da T-102 são resfriados com água de torre de
resfriamento para 160 °C, antes de serem estocados.
74
4.5 Cálculo dos equipamentos
Os cálculos aqui apresentados foram realizados para caracterizar os
equipamentos e tem o objetivo de obter o consumo de utilidades e, caso alguma
ideia de redução do consumo energético envolva a mudança das características do
equipamento, ter ferramenta para o comparativo com o caso base. Cálculos
detalhados e especificações técnicas não são objetos dessa dissertação.
4.5.1.Cálculo das colunas de destilação
Inicialmente levantou-se o diâmetro das colunas utilizando como ferramenta a
própria simulação desenvolvida no Aspen Plus® v 7.2 a partir das informações das
Tabelas 5 e 6. O simulador Aspen Plus® v 7.2 baseia-se nas equações publicadas
por FAIR et al (1984) e KISTER (1992).
Ainda com a finalidade de dimensionamento das colunas, estudou-se o
desempenho de diversos tipos de recheio, levando-se em consideração o diâmetro
obtido através da simulação, HETP (Height Equivalent to one Theoretical Plate),
perda carga e “fator de capacidade” (Cs) da coluna informado pelos fornecedores
para cada modelo de recheio. Foram considerados os recheios estruturados e
randômicos e o resultado comparativo pode ser visto nas Tabelas 20 e 21 do
Apêndice A.
Uma vez definido o tipo de recheio (Intalox 1.0T), estimou-se a altura das
colunas assim como o volume de recheio. Os resultados podem ser vistos na Tabela
9.
75
Tabela 9 – Informações das dimensões das colunas
RAY e
SNESSBY Caso base
T-101
Diâmetro (mm) 1.200 750
Modelo de recheio
Não informado
Intalox 1.0T
Volume de recheio (m³)
- 2,3
Altura de enchimento
(mm)
Não informado
11.200
T-102
Diâmetro (mm) 1.200 1.100
Modelo de recheio
Não informado
Intalox 1.0T
Volume de recheio (m³) - 3,6
Altura de enchimento
(mm)
Não informado
9.200
Fonte: Elaborado pela autora
Para ambas as colunas, a melhor desempenho hidráulico (∆P adequado e
“fator de capacidade”, Cs) foi obtido com o recheio estruturado Intalox 1.0T da
Norton (Tabelas 20 e 21). Com isso, é necessário 2,6 m³ de recheio para a T-101 e
3,6 m³ para a T-102. Adotaram-se, para ambas as colunas, uma altura adicional de
1,5 m para instalação dos distribuidores e redistribuidores.
Quanto ao sistema de vácuo, foram considerados ejetores de simples estágio
para ambas as colunas de destilação e as vazões de vapor motriz para os ejetores
foram calculadas de acordo com as equações apresentadas por LUDWIG (1990).
Com o objetivo de obter insights para propor melhoria e eficiência energética
das colunas e periféricos (condensador e refervedor), foram analisados os perfis
termodinâmicos das duas colunas (T-101 e T-102) nas condições de pressão do
76
caso base (13 kPa para a pressão no topo e 18 kPa para a pressão no fundo da T-
101 e 11 kPa para a pressão no topo e 17 kPa para a pressão no fundo da T-102) e
à pressão atmosférica.
4.5.2.Cálculo dos trocadores de calor
O cálculo das áreas dos trocadores bem como as respectivas cargas
térmicas e consumos de utilidades são primordiais para que as sugestões de
melhoria possam ser avaliadas.
Diante disso, foram estimadas as áreas dos principais trocadores de calor
envolvidos no processo (Tabela 10), com exceção dos switch condensers (E-106 /
E-107) que são trocadores de tecnologia muito particular.
De acordo com KAKAÇ e LIU (2002), a área de troca térmica de cada
trocador de calor foi calculada de acordo com a Equação 13.
? = @ABCDE;CBFG�4H
Equação 13
Sendo que @ABCDE;CB é a carga térmica do trocador, F é o coeficiente global de
troca térmica e G�4H é a média logarítmica das temperaturas de entrada e saída dos
fluidos no trocador, dada pela Equação 14 (KAKAÇ e LIU, 2002).
G�4H = I�<,JK<5A< − �L,�B�CM − (�L,JK<5A< − �<,�B�C)OP Q�<,JK<5A< − �L,�B�C
�L,JK<5A< − �<,�B�CR Equação 14
O subscrito S indica entrada no trocador, ao passo que o subscrito T indica
saída do trocador. Os subscritos UVSPWS e XYZ[ referem-se aos fluidos quente e frio,
respectivamente.
O cálculo de consumo de utilidades dos switch condensers foi obtido
utilizando planilha do Microsoft ExcelTM nas seguintes etapas: resfriamento de gás
(corrente 8) de 138 para 70 °C, fusão do PAN de 70 até 200°C e resfriamento do
equipamento de 200 até 70 °C.
77
Os valores dos coeficientes globais de troca térmica (F) foram adotados
conforme média para trocadores de calor casco e tubo, utilizando fluidos diferentes
no lado casco e no lado tubo, segundo SINNOTT (2005d). Já as cargas térmicas,
foram obtidas da simulação em Aspen Plus v7.2 para o caso base.
A Tabela 10 apresenta a estimativa de área, carga térmica, coeficiente de
troca térmica, G�4H e tipo de utilidade adotada para cada trocador de calor.
78
Tabela 10 – Informações sobre os trocadores de calor envolvidos no processo de fabricação de PAN
Equ
ipam
ento
Des
criç
ãoC
arga
térm
ica
(kW
)Δ
Tml (
°C)
U
(W.h
-1.m
2.°
C)
Áre
a (m
²)U
tilid
ade
E-1
02P
ré-a
quec
imen
to d
e ar
900
79,7
750
15,1
Vap
or (
2500
kP
a)
E-1
01P
ré-
aque
cim
ento
de
o-xi
leno
1.26
056
,816
513
4,4
Vap
or (
2500
kP
a)
E-1
03R
esfr
iam
ento
do
reat
or18
.370
132,
430
046
2,5
Vap
or (
5000
kP
a)
E-1
04
Res
fria
men
to d
os g
ases
da
oxid
ação
2.60
017
5,2
160
92,8
Vap
or (
5000
kP
a)
E-1
05R
esfr
iam
ento
dos
gas
es d
a ox
idaç
ão1.
400
123,
216
071
Vap
or (
5000
kP
a)
E-1
06 /
E-1
07Switch condenser (
refr
iam
. gás
)1.
100
--
-Ó
leo
térm
ico
E-1
06 /
E-1
07Switch condenser(
fusã
o)36
0-
--
Óle
o té
rmic
o
E-1
06 /
E-1
07Switch condenser
(res
fria
m.
equi
pam
ento
)45
--
-Ó
leo
térm
ico
E-1
08A
quec
imen
to d
e P
AN
bru
to23
071
,411
029
,3Ó
leo
térm
ico
E-1
09Reboiler
da c
olun
a T
-101
200
64,8
110
26,6
Óle
o té
rmic
o
E-1
10Reboiler
da c
olun
a T
-102
590
27,3
110
196,
8Ó
leo
térm
ico
E-1
11A
Con
dens
ador
da
T-1
0128
089
,530
09
Águ
a de
res
fria
men
to
E-1
11B
Con
dens
ador
da
T-1
0165
60,1
300
3,1
Águ
a fr
ia
E-1
12C
onde
nsad
or d
a T
-102
620
166,
535
010
,6Á
gua
de r
esfr
iam
ento
E-1
17R
esfr
iam
ento
pro
duto
fina
l72
144,
550
01,
0Á
gua
de r
esfr
iam
ento
E-1
18R
esfr
iam
ento
de
pesa
dos
1,5
174,
450
00,
1Á
gua
de r
esfr
iam
ento
Ta
be
la 1
0 -
Info
rma
çõe
s so
bre
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tro
cad
ore
s d
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alo
r e
nvo
lvid
os
no p
roce
sso
de
fab
rica
ção
de
PA
N
Fon
te: E
labo
rada
pel
a au
tora
79
Para que as configurações de economia de energia sejam estudadas
buscando-se integração, é necessário conhecer os maiores consumidores de
energia e utilidade. Dessa maneira, o gráfico da
Figura 26 compara as cargas térmicas dos trocadores cujas correntes
necessitam de aquecimento, obtidas pelas simulações Aspen Plus v7.2. Nota-se que
o maior consumidor é o E-102, que contribui com mais de 40 % do total da carga
térmica. Já os reboilers das colunas T-101 e T-102, E-109 e E-110, consomem,
aproximadamente, 24 % da carga total.
Figura 26 – Gráfico de Pareto para trocadores de calor (aquecimento das correntes de processo)
Fonte: Elaborada pela autora
Analogamente, o gráfico da 27 representa as cargas térmicas dos trocadores
cujas correntes necessitam ser resfriadas, também obtidas pelas simulações Aspen
Plus v7.2. Sabendo que o maior consumidor é o E-103 (resfriador do reator) e, que é
responsável pela geração do vapor de alta pressão (5 MPa), não é interessante
reduzir a sua carga térmica. Dessa maneira, o E-103 não será considerado no
comparativo das cargas térmicas. Na sequencia de consumo energético estão o E-
0%
20%
40%
60%
80%
100%
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
E-102 E-101 E-110 E-106 / 107 E-109 E-108P
orc
en
tagem
acu
mula
da
Ca
rga t
érm
ica
(M
W)
Equipamento
80
105 e E-104 que são trocadores que participam da integração energética original,
aquecendo a água para geração de vapor e resfriando a corrente de gás que sai do
reator.
O trocador E-118 não será considerado no comparativo, por possuir carga
térmica baixa em relação às demais que serão resfriadas e, por isso, não apresentar
relevância para integração térmica. Já os condensadores das colunas T-101 e T-
102, E-111 e E-112, apresentam consumo da ordem de 5 % do total da carga.
Figura 27 – Gráfico de Pareto para trocadores de calor (resfriamento das correntes de processo)
Fonte: Elaborada pela autora
Nas Figuras 28 e 29 são apresentados os comparativos entre as cargas
térmicas obtidas pela simulação do caso base e informadas por RAY e SNEESBY
(1998b).
0%
20%
40%
60%
80%
100%
0,0
1,0
2,0
3,0
4,0
5,0
6,0
E-104 E-105 E-106 /107
E-112 E-111A E-111B E-117
Po
rce
nta
ge
m a
cum
ula
da
Carg
a té
rmic
a (
MW
)
Equipamento
81
Figura 28 – Cargas térmicas necessárias para aquecimento das correntes de processo
Fonte: Elaborada pela autora
Figura 29 – Cargas térmicas necessárias para resfriamento das correntes de processo
Fonte: Elaborada pela autora
Pelo gráfico da Figura 28, referente às correntes de processo que necessitam
de aquecimento, pode-se dizer que o trocador de calor com maior carga térmica (E-
0,0
0,5
1,0
1,5
2,0
2,5
E-101 E-102 E-106/107
E-108 E-109 E-110
Car
ga
térm
ica
(M
W)
Equipamento
RAY e SNEESBY
Caso base
02468
101214161820
Ca
rga
té
rmic
a (
MW
)
Equipamento
RAY e SNEESBY
Caso base
82
102) apresentou resultado diferente ao informado por RAY e SNEESBY (1998c) pelo
fato dos autores considerarem que o a temperatura inicial no trocador seria de
25 °C, desconsiderando o ganho de temperatura com a compressão. Para os
trocadores de menores cargas térmicas, a diferença é maior em relação ao caso
base, chegando a 50 %, para o trocador E-109. RAY e SNEESBY (1998c) não
informaram a carga térmica para os switch condensers.
Analogamente, na Figura 29 são apresentados trocadores que necessitam de
resfriamento. Nota-se que as cargas térmicas obtidas pela simulação e informadas
(RAY; SNEESBY, 1990b) são semelhantes.
4.5.3.Cálculo do compressor e bombas
A estimativa da potência do compressor de ar foi feita a partir das
informações de pressão obtidas pelo balanço de massa, com o auxílio da planilha
elaborada em Microsoft ExcelTM. Foi considerada compressão adiabática com
eficiência termodinâmica de 70 %, conforme sugerido por ZUNFT et al (2006). As
informações e fórmulas foram baseadas no livro de SINOTT (2005a). Tem-se como
resultado uma potencia da ordem de 1 MW e uma temperatura do ar, na saída do
compressor, de 106 °C. A Tabela 22 do Apêndice B mostra os resultados aqui
descritos bem como as premissas adotadas.
Para o acionamento do compressor, foi adotada turbina de condensação e
gerador, baseado no projeto apresentado por PERP (1990). Como premissa,
adotou-se que a turbina de condensação será acionada com vapor de 5000 kPa
expandindo para 20 kPa e com título de 0,88, que segundo PAZ (2002), é o limite
para evitar erosão nas palhetas da turbina. Adotou-se 45 % de eficiência
termodinâmica, conforme sugerido por Onsite Sycom Energy Corporation12 (2000)
12
http://www1.eere.energy.gov/manufacturing/distributedenergy/pdfs/chp_industrial_market_potential.pdf Acesso em 20.05.2013
83
para turbinas de condensação. As equações utilizadas para cálculo da vazão de
vapor podem ser encontradas MORAN et al (2003). A Tabela 23 do Apêndice B
mostra os resultados aqui descritos bem como as premissas adotadas
Semelhantemente ao compressor, a estimativa da potência das bombas foi
calculada a partir das informações e fórmulas do livro de SINNOTT (2005b),
utilizando-se o Microsoft ExcelTM. A vazão, altura manométrica e rendimento
adotado como premissa, assim como a estimativa de potência obtida para cada
bomba podem ser vistos na Tabela 24 do Apêndice B.
4.6 Balanço de utilidades
Com base nos cálculos dos equipamentos e tipo de utilidade (Tabela 10),
foram levantados os consumos das utilidades envolvidas no processo: água de
resfriamento, água fria e água desmineralizada, óleo térmico, salmoura, vapor e
energia elétrica. Os diagramas de utilidades, contendo as vazões, foram
elabomrados a partir do balanço de utilidades, com o auxílio da planilha elaborada
em Microsoft ExcelTM, porém foi necessário adaptar, em relação ao PERP (1990) a
pressão do vapor utilizado para aquecimento do o-xileno de 600 kPa para 2500 kPa.
Tal modificação foi necessária porque a corrente de processo tem que ser aquecida
até 205 °C, temperatura superior à temperatura de saturação do vapor de 600 kPa
(165 °C).
O balanço de utilidades foi obtido a partir da simulação dos trocadores
realizada com referência no caso base, cujo diagrama indicando as vazões e níveis
de temperatura e pressão, está exposto na Figura 23 . Para os switch condensers
(E-106 e E-107), calculou-se a vazão de utilidade considerando a dessublimação do
PAN (etapa 1) e a fusão do PAN e resfriamento dos trocadores (etapa 2).
Quanto à vazão de vapor de 6 kPa, necessária para manter as tubulações
aquecidas, considerou-se 4 t/h, conforme indicado por PERP (1990).
84
O diagrama de vapor e água referente para a situação original (caso base) é
mostrado na Figura 30. Nota-se que ao utilizar turbina de condensação acoplado a
um gerador para acionamento do compressor é necessário rebaixar 12,5 t / h vapor
de 5000 kPa (HPS ou high pressure steam). A vazão de vapor para os níveis
inferiores de 2500 kPa (MPS ou medium pressure steam) e 600 kPa (LPS ou low
pressure steam) é realizado através de válvulas de redução de pressão que utilizam
água desmineralizada para dessuperaquecimento. Nessa situação, após abastecer
os consumidores, é possível exportar 8,5 t/h de vapor de 5000 kPa.
Figura 30 – Diagrama de vapor e água (caso base)
Fonte: Elaborada pela autora
Da mesma maneira, foram elaborados os diagramas de consumo de óleo
térmico quente e frio, mostrados na Figura 31. O óleo quente térmico
LEGENDA
AT - ÁGUA DE RESFRIAMENTO
E-105
Água desmi
Água dessuper
E-104E-103
E-113
E-102E-101
Aquec. Tub e equip.
Água dessuper
Ejetor T-101
Ejetor T-102
28,1
25 °C 71 °C 146 °C 315 °C
5000 kPa 315 °C
2500 kPa 226 °C
600 kPa 165 °C
20 kPa 60 °C
Cond. 600 kPa 165 °C
Cond. 2500 kPa226 °C
28,128,128,1
12,5
12,5
1,7
1,7
2,5
2,5
0,1 0,1 4,0
0,1
4,1
4,2
8,3
1,2
7,1
Vapor
Vazão em t/h
8,5SAL PR PR
PR PR
AT
PR - PROCESSO
SAL - SALMOURA
PR PR
85
(aproximadamente 140 t/h) opera a 300 °C, sendo resfriado para 280 °C após trocar
calor. Para voltar ao circuito, o óleo térmico é reaquecido em uma caldeira a gás
natural.
No caso do circuito do óleo térmico frio, a temperatura inicial é de 50 °C,
sendo aumentada para 60 °C após trocar calor. A vazão de óleo térmico para
resfriamento é de, aproximadamente, 248 t/h, sendo resfriado com água de torre de
resfriamento através dos trocadores E-114 e E-115 antes de voltar ao circuito
(Figura 31).
Figura 31 – Diagrama de óleo térmico (caso base)
Fonte: Elaborada pela autora
A Figura 32 ilustra a distribuição da água de torre de resfriamento para os
trocadores. Considerando temperaturas inicial e final de 30 °C e 40 °C,
respectivamente, e considerando as perdas do circuito, tem-se o consumo horário
de 898 t de água.
CaldeiraE-
109E-
108E-
110E-106/
107 (fusão)
30
30
Gás Natural
25
25
21
21
64
64
140300 °C
280 °C
238
238
10
10
E-106/107
(Dessub.)
E-106/107 (Resfr. equip)
50°C 248
60°C
Vazão em t/h
E-115E-114
238
238
10
10
LEGENDA
AT AT
PR PR
PR PR PR PR
AT - ÁGUA DE RESFRIAMENTO
PR - PROCESSO
86
Figura 32 – Diagrama de água de resfriamento (caso base)
Fonte: Elaborada pela autora
Quanto à água fria (Figura 33), o único consumidor é o condensador da
coluna T-101. Por conter uma pequena quantidade de incondensáveis que não
foram purgados do processo antes da corrente chegar na coluna T-101, a corrente
do topo da coluna passará por dois trocadores, sendo que o primeiro (E-111A)
trabalha com água de resfriamento e, o segundo (E-111B), com água fria.
Figura 33 – Diagrama de água fria (caso base)
Fonte: Elaborada pela autora
E-113E-112 E-114E-111A
24,0
24,0
54,0
54,0
714,0
714,0
95,0
95,0
898,030 °C
40 °C
E-115
4,0
4,0
E-117
7,0
7,0
E-118
0,1
0,1
Reposição
25,0
Perdas
25,0
Vazão em t/h
LEGENDA
AT - ÁGUA DE RESFRIAMENTOPR - PROCESSOOL - ÓLEO TÉRMICO
MPS - VAPOR / COND. (2.500 kPa)
AT AT MPS SAL SAL PR PR
E-111B
11
11
115 °C
10 °CVazão em t/h
LEGENDA
Chiller
AF
AF - ÁGUA FRIA
87
4.7 Análise da configuração do projeto
4.7.1 Análise de senso comum
A primeira análise que auxilia na geração de ideias para economia de
utilidade e consequente favorecimento de competitividade do PAN é a de senso
comum. Com essa análise é possível a identificação de oportunidades de melhoria
que são aparentes, tais como: correntes em condições (temperatura e pressão)
favoráveis para serem fonte de energia e correntes de utilidade recuperáveis e com
capacidade para fornecer energia em níveis inferiores.
Pelo fato do processo consumir vapor em níveis de pressão menores do que
o nível de pressão do vapor gerado no reator, foram simuladas turbinas de
contrapressão, partindo-se do nível de maior pressão e reduzindo-se a pressão do
vapor para os níveis intermediário (2500 kPa) e de baixa pressão (600 kPa). Nesses
casos, partiu-se da vazão de vapor necessária para o processo, obtendo-se a
potência nas turbinas, considerando-se eficiência termodinâmica de 35 % para
aquelas. Paralelamente, tais turbinas foram comparadas com válvulas redutoras de
pressão, utilizadas inicialmente na concepção do sistema de utilidade, verificando-se
em qual situação há menor perda de trabalho.
Após a análise de senso comum, será realizada a análise para rede de
trocadores do processo através da metodologia Pinch além da análise do consumo
de energia nas duas colunas do processo através da metodologia Column Targeting.
88
4.7.2 Análise Pinch
Conhecendo-se as correntes frias e as correntes quentes do processo,
conforme descrito no item 3.3.1 e, com base nas cargas térmicas dos trocadores de
calor e nas temperaturas (iniciais e finais) de cada corrente de processo, iniciou-se o
estudo de análise Pinch, inserindo os dados no software ICHEME Pinch Analysis
Spreadsheet®.
As correntes de utilidades (água de torre, água para geração de vapor, óleo
e salmoura) não foram inseridas. Estipulou-se um ∆T mínimo de 10 K, baseado em
informações publicadas por MARCH (1998) que são mostradas no Anexo D.
A partir desses dados, foram geradas a Composite Curve (CC), Shifted
Composite Curve (GCC) e Grand Composite Curve (GCC).
Ideias de integrações energéticas poderão surgir a partir da análise das
curvas com a intenção de demanda mínima de utilidades. É importante que seja
levado em consideração as premissas propostas pelo método, conforme indicado no
item 3.3.
4.7.3 Análise termodinâmica das colunas de destilação
As colunas de destilação foram analisadas termodinamicamente através da
ferramenta Column Targeting da Aspen Plus v7.2, conforme explicado no item
3.3.1.1. A análise permite identificar metas de consumo de energia em função dos
níveis de temperatura e dos estágios das colunas de destilação.
A primeira etapa da análise Column Targeting é a determinação dos
componentes chave leve (CL) e chave pesada (CP). O CL será o componente mais
pesado dentre os componentes leves. Similarmente, o CP é o componente mais leve
dentre os componentes pesados.
Existem quatro maneiras de seleção dos componentes chaves: definição
pelo próprio usuário, baseado nas frações de separação, nos valores de K (fração
de molar de vapor sobre fração molar de líquido) e ainda baseado no perfil de
composição da coluna (ASPEN TECH, 2005). Nas três últimas maneiras, o próprio
89
software define os componentes chaves a partir de informações do perfil da coluna.
Na presente dissertação, escolheu-se o MAN como CL e a ftalida como CP para as
duas colunas, T-101 e T-102, do processo analisado.
Foram plotados os perfis gráficos de estágio versus variação de entalpia e
de temperatura versus variação de entalpia, denominados de Column Grand
Composite Curves (CGCC), baseadas na aproximação PNMTC. Tais perfis
representam as cargas de aquecimento e resfriamento teóricas mínimas para cada
estágio ou intervalo de temperatura. Na condição de PNMTC, a curva de equilíbrio
(perfil ideal) e a linha de operação (perfil real) coincidem.
Para as tentativas de melhoria do consumo energético das colunas, foram
consideradas as seguintes análises, conforme recomendação da ASPEN TECH
(2005):
• Estágio de alimentação
• Taxa de refluxo
• Condição da alimentação (aquecimento ou resfriamento)
• Trocadores intermediários na coluna
5 RESULTADOS E DISCUSSÃO
5.1 Análise de senso comum
5.1.1 Correntes de processo
Para que fossem identificadas as possíveis oportunidades de redução do
consumo de utilidades, foram analisadas as condições (temperatura e pressão) das
correntes de processo.
Nesse sentido, a corrente 6 da Figura 23 (saída do reator que alimentará o
trocador E-104) apresenta temperatura elevada (370 °C), porém a pressão é baixa e
está sendo utilizada para o preaquecimento da água que irá gerar vapor de
90
5000 kPa. O mesmo ocorre com a corrente 7 que se encontra a 205 °C e é resfriada
até 138 °C, preaquecendo a água que irá para o E-104.
Outra possível recuperação de energia é a corrente de gás que sai dos switch
condensers que se encontra a 70 °C. Por trabalhar com pressão de 110 kPa, caso
fosse utilizada para aquecer outra corrente de processo, teria que ser comprimida, o
que tornaria a alternativa não atrativa.
5.1.2 Correntes de utilidade
Analisando-se o diagrama de água e vapor do caso base (Figura 30), nota-se
os desperdícios listados na abaixo:
o a recuperação do condensado da turbina de condensação (12,5 t/h a
60 °C) e incorporação à água que será enviada para geração de vapor.
o o envio do condensado de vapor de 2500 kPa para um pote de flash a
600 kPa, gerando vapor e condensado nesta pressão. Na presente
situação, pode-se recuperar 3,6 t/h de condendado a 165 °C que será
misturado à corrente de água para geração de vapor. O vapor (0,6 t/h)
será incorporado à rede de 600 kPa.
Com a recuperação dos condensados, reduz-se a quantidade de água
desmineralizada necessária para a geração de vapor de 28,1 para 13,5 t/h, havendo
elevação da temperatura da corrente na entrada do trocador E-104 (25 °C para
57 °C), conforme mostrado na Figura 34. Com essas modificações, a geração de
vapor aumenta em 2,0 t/h, ou seja, há acréscimo de 0,4 t vapor / t de PAN.
91
Figura 34 – Esquema de Integração com recuperação de condensados
Fonte: Elaborada pela autora
5.1.3 Acionamento do compressor e rebaixamento de vapor
Conforme descrito no item 4.7.1, comparou-se o acionamento do compressor
a partir da turbina de condensação, adotada inicialmente, com motor elétrico. A
descrição da estimativa do cálculo dos equipamentos pode ser vista no Anexo E.
Para a estimativa do custo de utilidades, foi considerada para a configuração
original (turbina a vapor), a vazão de vapor de 5000 kPa gerada e exportada, vazão
de água de resfriamento no trocador de calor para a condensação do vapor. Já para
o acionamento com motor elétrico, foi considerado o vapor de 5000 kPa gerado e
exportado e consumo de energia elétrica.
A Tabela 11 mostra o comparativo do custo anual com utilidade para as duas
situações de acionamento. Pelo fato do investimento do compressor com turbina de
condensação e motor elétrico ser da mesma ordem de grandeza (kUS$ 700,
aproximadamente) e, por haver diferença entre o custo com consumo de utilidade, o
payback simples mais atrativo é para o acionamento por motor elétrico. Porém, o
retorno do investimento é baixo para ambas as situações.
92
Tabela 11 – Comparativo do custo de utilidade e investimento para acionamento do compressor
Fonte: Elabora pela autora
Quanto ao rebaixamento do vapor de alta pressão para consumidores de
menor pressão haveria rebaixamento e dessuperaquecimento de 7,1 t/h de vapor de
5000 para 2500 kPa, através de válvula redutora, dos quais 4,2 t/h seriam
consumidos e 4,1 t/h, rebaixados para o nível de 600 kPa. Com a adição de água
desmineralizada para dessuperaquecimento, haveria perda de trabalho de eixo da
ordem de 0,22 MW (35).
Turbina de condensação Motor elétrico
Invenstimento (kUS$) 689,4 716,0
Geração de vapor V50 (kUS$ / ano) 4579,5 4460,6
Gasto com Vapor de 5000 kPa (kUS$ / ano) 1858,6 -
Gasto com energia elétrica (kUS$ / ano) - 951,1
Vapor 5000 kPa exportado (kUS$ / ano) 1263,8 3122,4
Água para resfriamento (kUS$ / ano) 603,0 -
Total (kUS$ / ano) 3381,8 6631,9
Payback simples anos 0,2 0,1
93
Figura 35 – Redução da pressão de vapor utilizando válvulas
Fonte: Elaborado pela autora
Na segunda situação (Figura 36), seria necessária a instalação de duas
turbinas de contrapressão sendo que a primeira receberia 8,4 t/h de vapor de
5000 kPa, rebaixando-o 4,2 t/h para 2500 kPa e, a segunda, reduziria a pressão do
vapor de 2500 para 600 kPa. Dessa maneira, haveria geração elétrica de 0,16 MW
mas o trabalho perdido seria de 0,30 MW.
Figura 36 – Redução da pressão do vapor utilizando turbinas de contrapressão
Fonte: Elaborado pela autora
0,14 MW
8,4 t/h
8,4 t/h
0,02 MW
4,2 t/h
4,2 t/h7 bar
165 ºC
CONSUMIDORES
5000 kPa
2500 kPa
4,2 t/h
94
5.2 Análise Pinch
Na Tabela 12 são apresentadas as correntes de processo (quentes e frias)
que foram utilizadas na análise Pinch com as respectivas temperaturas iniciais e
finais e cargas térmicas. Supondo-se que não haja nenhuma recuperação de
energia por integração térmica, a partir destas correntes, sabe-se a carga térmica de
utilidade quente e fria necessárias para satisfazer esse processo, conforme a Tabela
13.
95
bela 12 – Dado da corrente de processo
Cor
rent
eE
quip
amen
toD
escr
ição
Tipo
Fas
eT 1
(°C
)T 2
(°C
)∆
H (
kW)
1 -
2E
-102
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-aqu
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ento
de
arfr
iaG
106
205
1.26
0
3 -
4E
-101
Pré
- aq
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xile
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iaL
→ G
2520
590
0
-E
-103
Res
fria
men
to d
o re
ator
quen
teG
385
370
-18.
370
6 –
7 E
-104
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esfr
iam
ento
dos
gas
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a ox
idaç
ãoqu
ente
G37
020
5-2
.600
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8E
-105
Res
fria
men
to d
os g
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da
oxid
ação
quen
teG
205
138
-1.3
00
8 –
10 A
/B
E-1
06 /
E-1
07Switch condenser
quen
teG
→ S
138
70-1
.100
8 –
11 A
/BE
-106
/ E
-107
Switch condenser
fria
S →
L70
200
360
12 -
13
E-1
08A
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e P
AN
bru
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→ L
/ G
164
260
230
17E
-109
Reboiler d
a co
luna
T-1
01fr
iaL
→ L
/ G
216
227
200
20E
-110
Reboiler d
a co
luna
T-1
02fr
iaL
→ L
/ G
257
268
590
15E
-111
AC
onde
nsad
or d
a T-
101
quen
teG
→ L
155
98-2
80
16E
-111
BC
onde
nsad
or d
a T-
101
quen
teG
→ L
9846
-65
18E
-112
Con
dens
ador
da
T-10
2qu
ente
G →
L20
320
0-6
20
20 -
21
E-1
17R
esfr
iam
ento
pro
duto
fin
alqu
ente
L →
L
200
160
71,8
18 -
19
E-1
18R
esfr
iam
ento
de
pesa
dos
quen
teL
→ L
268
160
1,5
Tab
ela
12 –
Dad
os d
as c
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de
proc
esso
Fon
te:
Ela
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ela
auto
ra
Lege
nda:
G-
fase
gás
/ L
- fa
se lí
quid
a /
S-
fase
sól
ida
96
Tabela 13 - Consumo energético mínimo para processo sem integração
Tipo de utilidade Consumo (kW)
quente 3.613
fria 24.335
Fonte: Elaborada pela autora
Lançando as informações da Tabela 12 no software ICHEME Pinch Analysis
Spreadsheet®, foram geradas as curvas compostas quente (em vermelho) e fria (em
azul) e obtidas as metas de energia (Figura 37).
Figura 37 – Curvas compostas para o caso base
Fonte: Elaborado pela autora, gerado no Software ICHEME Pinch Analysis Spreadsheet®.
A meta de energia para a utilidade fria é de 20,9 MW e a meta de utilidade
quente é 0,0 MW. Tais metas são menores que o consumo mínimo de utilidade
indicado na Tabela 13 porque, em princípio, seria possível fazer integrações entre
todas as curvas quentes e frias do processo. Nota-se que o processo de produção
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000 35000
Tem
pera
tura
(°C
)
Entalpia (kW)
Metas de energia:
- Utilidade quente: 0,0 MW
- Utilidade fria: 20,9 MW
97
de PAN é do tipo threshold segundo a metodologia Pinch, ou seja, integrando-se
todas as corrente disponíveis, haverá necessidade de apenas um tipo de utilidade
(no caso, utilidade fria).
Para facilitar a análise das correntes que poderiam ser integradas, foram
identificados os trocadores de calor presentes nas curvas compostas, próximos aos
seus respectivos intervalos de temperatura, conforme indicado na Figura 38.
Figura 38 – Composite curve com identificação dos trocadores
Fonte: Elaborado pela autora, gerado no Software ICHEME Pinch Analysis Spreadsheet®.
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000 35000
Tem
pe
ratu
ra (
°C)
Entalpia (kW)
E-103
E-104
E-105
E-112
E-117
E-118
E-106/107 (dessubl.)
E-111A/B
E-110
E-109
E-102
E-106/107 (fusão) E-101
E-108
98
A partir da Tabela 12 e da Figura 38, foi gerada uma matriz de alternativas de
troca térmica entre as correntes frias e quentes (Tabela 14).
Tabela 14 – Matriz de alternativas para integração térmica
Fonte: Elaborada pela autora
Na busca pela escolha da melhor configuração, é importante que sejam
analisadas as restrições tecnológicas e a simplicidade operacional.
O trocador E-103, cuja temperatura varia de 385 °C a 370 °C e possui carga
térmica de 18,37 MW poderia ser utilizado para integração com corrente de processo
fria, porém, sabendo-se que aquele trocador deve resfriar o reator através da
circulação de salmoura por restrição tecnológica (controle de fluxo preciso), não
seria interessante integrá-lo com outras correntes de processo.
No caso dos switch condensers (E-106/107), a dessublimação e fusão do
PAN e resfriamento dos equipamentos é realizada com óleo térmico frio e quente,
Correntes
quentesE-101 E-102 E-106/107 E-108 E-109 E-110
água desmi
(geração de vapor)
E-103 X X X X X X �
E-104 � � X � � � �
E-105 � � X � � � �E-106/107 X X X X X X X
E-111A � � X � � � �E-111B X X X X X X X
E-112 � � X � � � �
E-117 • • • • • • •E-118 • • • • • • •
Legenda: X Restrição tecnológica
� Integração possível
• Baixa carga térmica
Correntes frias
99
passando pelo mesmo lado do trocador (tubo), conforme descrito no item 4.4. Por
esse motivo, esses trocadores não serão considerados para a integração.
Os trocadores com baixas cargas térmicas não apresentam vantagem para
integração pelo fato de as correntes necessitarem de resfriamento em mais de uma
etapa, dificultando a operação e aumentando o investimento em equipamentos.
Dessa maneira, serão descartados os trocadores E-117, E-118 e E-111B como
alternativa de integração.
Realizadas estas análises, pode-se dizer que seria possível integrar as
correntes frias dos trocadores E-104, E-105, E-111A e E-112 com as correntes
quentes dos trocadores E-101, E-102, E-108, E-109 e E-110. É importante ressaltar
que os trocadores E-104 e E-105 são utilizados, no caso base (Figura 30), para
fornecer energia para o aquecimento da água desmineralizada que gerará vapor de
5000 kPa. Portanto, se forem utilizados para aquecer as correntes de processo,
haverá redução da geração de vapor e, em contrapartida, se houvesse integração
com os consumidores de óleo térmico (E-108, E-109 ou E-110) haveria redução do
consumo de gás natural.
A energia disponível no condensador E-111A da coluna T-101 ou E-112 da
coluna T-102 poderia ser utilizado para preaquecer de o-xileno ou ar comprimido.
Porém, devido à carga térmica da corrente quente ser menor em relação às
correntes frias, seria necessário instalar trocadores para completar o aquecimento,
consumindo utilidade quente, aumentando o custo de investimento em
equipamentos e dificultando a operação.
Quanto aos refervedores das colunas T-101 e T-102, (E-109 e E-108,
respectivamente), se fossem aquecidos com a energia da corrente quente da saída
do reator (E-105 ou E-104), poderia haver instabilidade operacional das colunas por
que estas dependeriam da estabilidade operacional do reator.
Sendo o processo autossuficiente em energia térmica quente (utilidades
quentes), é necessário identificar qual configuração apresenta maior atratividade. Há
oportunidade de geração de vapor (28,1 t/h) no nível de pressão de 5000 kPa
(Figura 30), e após abastecer os consumidores nos três níveis de pressão
(5000 kPa, 2500 kPa e 600 kPa) parte deste vapor é exportado (8,5 t/h). Se for
aplicada outra utilidade para os consumidores por questão de tecnologia, por
exemplo, a exportação de vapor aumentaria. Da mesma maneira, se houver
100
integração da energia produzida no reator com correntes frias de processo, a
exportação de vapor prevista no caso base seria reduzida.
A configuração mais simples e atrativa é a utilização da energia das correntes
quentes para geração de vapor. A Figura 39 representa, na parte 1, a CC (composite
curve) das correntes quentes (vermelho) juntamente com a curva de água
desmineralizada e pressurizada a 5000 kPa sendo aquecida, vaporizada e
superaquecida para gerar vapor de alta pressão (HPS, high pressure steam).
Ao deslocar a CC das correntes frias (parte 2 da Figura 39) e HPS disponível,
nota-se que, mesmo se todas as correntes frias fossem satisfeitas com o HPS,
haveria sobra de vapor (HPS) para exportação.
Por questão de restrição tecnológica como já citado anteriormente, alguns
trocadores são abastecidos com óleo térmico, o que faz com que haja mais sobra de
vapor. Na parte 3 da Figura 29, são apresentados os consumos de vapor (MPS e
LPS) para os trocadores de calor, bem como HPS para o abastecimento da turbina
de condensação e o excedente para exportação (conforme definido no caso base,
Figura 30).
Figura 39 – Composite curve com geração e distribuição de vapor
101
050
100
150
200
250
300
350
400
450
050
0010
000
150
002
000
025
000
300
00
3500
04
0000
45
000
5000
05
500
060
000
650
007
000
0
Temperatura (°C)
Enta
lpia
(kW
)
H
PS
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L
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Ó
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ICHEME Pinch Analysis Spreadsheet®
.
Exp
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ação
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rte
1P
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Pa
rte
2
Fig
ura
39:Composite curve c
om
ger
açã
o e
dis
trib
uiç
ão
de v
ap
or
102
O próximo passo é avaliar a geração de vapor está sendo realizada de
maneira eficiente. Para isso, utiliza-se a Grand Composite Curve (GCC), , gerada a
partir da curva composta que é apresentada na .
Figura 40 – Grand Composite Curve para o caso base
Fonte: Gerado através do software ICHEME Pinch Analysis Spreadsheet®.
A GCC da foi construída considerando deslocamento de 10 °C (“shift”) nas
temperaturas; portanto, as temperaturas indicadas no eixo das ordenadas são
valores de temperaturas modificadas, ou seja, deve-se acrescer 5 ºC para as
correntes quentes.
Pelo fato do processo não necessitar de fonte externa de energia quente, não
é possível identificar a oportunidade de utilizar níveis menores deste tipo de
utilidade. Por outro lado, é necessário o consumo de utilidade fria externa que, no
caso base, é suprido com água desmineralizada para gerar vapor. A apresenta a
curva das correntes quentes sendo resfriadas, juntamente com a corrente de vapor a
ser gerada (integração original do caso base).
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5000 10000 15000 20000 25000
Tem
per
atur
a (°
C)
Entalpia (kW)
103
Figura 41 – Correntes disponíveis e geração de vapor (situação do caso base)
Fonte: Elaborada pela autora
Na condição de integração térmica do caso base, tem-se água
desmineralizada e pressurizada (5000 kPa) sendo aquecida e vaporizada
através de três trocadores (E-105, E-104 e E-103) como mostrado no
esquema da . Nessa configuração, cerca de 20 % da energia disponível nas
correntes quentes dos trocadores E-103, E-104 e E-105 é utilizada para
aquecimento de água para geração de vapor a 5000 kPa, antes do início da
vaporização. Após o aquecimento da água até 265 °C, através do
resfriamento indireto do reator (salmoura), há geração de 28,1 t/h de vapor
superaquecido (315 °C) de 5000 kPa.
Aquecimento
Vaporização
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5.000 10.000 15.000 20.000 25.000
Tem
pe
ratu
ra (
°C)
Entalpia (kW)
GCC
Integração original
Superaquecimento
104
Figura 42 – Esquema de Integração original
Fonte: Elaborada pela autora
Aproveitando-se a energia quente disponível no processo, pode-se
preaquecer a corrente de água desmineralizada misturada aos condensados a partir
dos condensadores de topo das colunas T-101 e T-102 (E-111A e E-112A), antes de
seguir para os trocadores que faziam parte da integração do caso base (E-105, E-
104 e E-103). No condensador da coluna T-101 (E-111ª), a corrente é aquecida até
64 °C, utilizando 300 dos 345 kW disponíveis no condensador. Não é possível
aproveitar toda a energia do E-111A por limitação de temperatura (vide curva de
condensação da Figura 56 do Apendice C).
A corrente segue para o condensador da coluna T-102 (E-112), no qual é
aquecida até 81 °C, consumindo os 620 kW disponíveis. As curvas dos
condensadores são mostradas na do Apêndice C. Na sequencia, a corrente é
aquecida até 120 °C no E-105 e até 192 °C no E-104. No E-103, há geração de
vapor de 30,8 t/h (). Com isso, há uma geração de 2,7 t/h de vapor em relação à
integração original do caso base, ou seja, há um aumento de 0,6 t vapor por t de
PAN.
105
Figura 43 – Esquema de Integração com recuperação de condensados e utilização dos condensadores
Fonte: Elaborada pela autora
A ilustra a GCC juntamente com a corrente de geração de vapor,
comparando a situação da integração original (caso base), recuperação de
condensado e a integração final (recuperação de condensado e integração com os
condensadores das colunas de destilação). Pode-se observar que na configuração
final, há redução da energia utilizada para aquecimento da água e aumento da
energia disponível para a vaporização, possibilitando o aumento da geração de
vapor.
106
Figura 44 – Correntes disponíveis e geração de vapor (configuração final)
Fonte: Elaborada pela autora
A Tabela 15 compara o consumo de vapor nos diversos equipamentos do
processo nos três níveis de vapor utilizados (5000, 2500 e 600 kPa) para a
configuração original do caso base, configuração com a recuperação de
condensados e configuração com recuperação de condensado e integração
energética. Para as três situações, também são comparadas as vazões de vapor
exportado (t/h) e taxa específica de exportação de vapor (t vapor / t PAN).
Aquecimento
Vaporização
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5.000 10.000 15.000 20.000 25.000
Tem
pe
ratu
ra (
°C)
Entalpia (kW)
GCC
Integração original
Recuperação decondensado
Integração final
Superaquecimento
107
Tabela 15 – Comparativo de consumo e geração de vapor
Elaborada pela autora
Original
Com recuperação
de condensado e
flash
Com recuperação
de condensado,
flash e integração
E-103 Resfriador do reator t/h -28,1 -30,1 -30,8
E-109 Reboiler T-101 t/h - - -
E-110 Reboiler T-102 t/h - - -
TG-101 Turbina do compressor t/h 12,5 12,5 12,5
t/h -15,6 -17,6 -18,3
E-101 Pré aquecimento do o-xileno t/h 1,7 1,7 1,7
E-102 Aquecedor de ar t/h 2,5 2,5 2,5
Total t/h 4,2 4,2 4,2
Fator para converter 2500 kPa em 5000 kPa t/h 1,17 1,17 1,17
Vapor de 2500 kPa equivalente 5000 kPa t/h 3,6 3,6 3,6
G-101 Ejetor T-101 t/h 0,1 0,1 0,1
G-102 Ejetor T-102 t/h 0,1 0,1 0,1
Flash t/h - -0,6 -0,6
- Aquecimento tubulação e equip. t/h 4,0 4,0 4,0
Total t/h 4,2 3,7 3,7
Fator para converter 600 kPa em 5000 kPa t/h 1,19 1,19 1,19
Vapor de 600 kPa equivalente 5000 kPa t/h 3,5 3,1 3,1
Total de vapor (5000 kPa) exportado (t/h) 8,5 11,0 11,7
Total de vapor (5000 kPa) exportado (t vapor / t PAN) 1,7 2,2 2,3
Configuração
Vapor 5000 kPa (315 °C)
Total
Vapor 2500 kPa (Tsat: 226 °C)
Descrição
Vapor 600 kPa (Tsat: 165 °C)
108
Para avaliar a viabilidade econômica de utilizar a energia dos condensadores
para aumentar a exportação de vapor de 5000 kPa, calcularam-se as novas áreas
dos trocadores de calor utilizados para a integração energética, conforme descrito no
item 4.5.2. Para os condensadores das colunas de destilação (E-111A/B e E-112),
foi considerada como a soma das áreas dos trocadores no caso base e da
integração por não ser possível operar com integração no start up da fábrica (no
início das operações não há energia suficiente disponível tanto em termos de carga
térmica como de níveis de temperatura), sendo necessário trabalhar com a situação
do caso base. Calculou-se também o custo dos trocadores para as situações inicial e
com integração, conforme descrito no Anexo E. Os resultados são mostrados na
Tabela 18, sendo o ∆ Custo de investimento da ordem de kUS$ 822.
Tabela 16 – Variação do custo dos trocadores de calor com a integração
Trocador Área inicial
(m²)
Área com
integração (m²)
Custo inicial -
instalado (US$)
Custo final -
instalado (US$)
Δ Custo -
instalado (US$)
E-111 A/B 12 28 153.389 283.271 129.882
E-112 11 18 140.164 202.779 62.615
E-105 71 128 529.396 813.733 284.337
E-104 93 127 643.735 810.255 166.520
E-103 462 517 2.086.501 2.265.340 178.839
Total 822.193
Fonte: Elaborada pela autora
A economia em utilidades (redução do consumo de água fria e de
resfriamento e o aumento da geração de vapor) alcançada está descrita na Tabela
17, totalizando US$ 472.986 por ano. Assim, o payback simples é da ordem de 21
meses (US$ 822.193 / US$ 472.986 por ano).
109
Tabela 17 – Economia com utilidade
HPS Água fria Água de torre
Economia específica
0,5 t/t 1,0 t/t 15,2 t/t
Ganho 2,7 t/h 30 kW 900 kW
5,16 t/h 77,4 t/h Custo 19 $/t 0,01 US$/kWh 0,11 US$/m³
Economia 404.449 US$/ano 2.342 US$/ano 66.194 US$/ano
Economia total
472.986 US$/ano
Fonte: Elaborada pela autora
A configuração final do sistema de vapor, com a integração prevista,
distribuição de vapor para os níveis inferiores (2500 e 600 kPa) pode ser visto no
diagrama da Figura 45.
110
Figura 45 – Diagrama de vapor e água (configuração final)
Fonte: Elaborada pela autora
E-105
Água desmi
Água dessuper
E-104E-103
E-113
E-102E-101
Aquec. Tub e equip.
Água dessuper
Ejetor T-101
Ejetor T-102
30,8
56 °C 120 °C 192 °C 315 °C
5000 kPa 315 °C
2500 kPa 226 °C
600 kPa 165 °C
20 kPa 60 °C
Cond. 600 kPa 165 °C
Cond. 2500 kPa226 °C
12,5
12,5
1,7
1,7
2,5
2,5
0,1 0,1 4,0
3,6
3,7
7,2
0,5
6,7
Vapor
E-112A E-111C
81 °C 64 °C
30,830,830,830,830,8
Vazão em t/h
11,7
3,6
0,6
LEGENDA
0,1
AT - ÁGUA DE RESFRIAMENTO
PR - PROCESSO
SAL - SALMOURA
SAL PR PR PR PR
AT
PR PR
111
5.3 Análise termodinâmica das colunas de destilação
5.3.1 Coluna T-101
Os gráficos representados pelas Figuras 46 e 47 mostram os perfis CGCC
gerados pela análise termodinâmica do software Aspen Plus v7.2. para a coluna T-
101 (Condição original). As condições de operação e consumo energético da T-101
são:
• Número de estágios teóricos: 15
• Estágio de alimentação: 5
• Taxa de refluxo: 6,35
• Temperatura de alimentação: 260 °C
• Temperatura do topo: 46 °C
• Temperatura do fundo: 215 °C
• Carga térmica do condensador: 345 kW
• Carga térmica do refervedor: 200 kW
112
Figura 46 – GCCC condição original (Perfil estágio teórico versus Delta H para a coluna
T-101)
Fonte: Elaborado pela autora através do Aspen Plus v7.2.
Figura 47 – GCCC condição original (Perfil temperatura versus Delta H para a coluna
T-101)
Fonte: Elaborado pela autora através do Aspen Plus v7.2.
Est
ágio
de
alim
enta
ção
Delta H (kW)
3,0
5,0
7,0
9,0
11,0
13,0
15,0
0,0 30,0 60,0 90,0 120,0 150,0 180,0 210,0 240,0 270,0 300,0 330,0 360,0
Perfil Ideal
Perfil Real
Tem
pera
tura
( °
C)
Delta H (kW)
80,0
120,
016
0,0
200,
024
0,0
0,0 30,0 60,0 90,0 120,0 150,0 180,0 210,0 240,0 270,0 300,0 330,0 360,0
Perfil Ideal
Perfil Real
Estágio de alimentação: 5°
Taxa de refluxo: 6,35
Estágio de alimentação: 5°
Taxa de refluxo: 6,35
113
Fazendo-se uma análise preliminar, observa-se que:
o A GCCC () apresenta um patamar em torno do prato de
alimentação sugerindo que a localização do estágio de
alimentação não é o mais adequado.
o A distância entre o eixo da temperatura e o ponto Pinch ( e )
sugere a possibilidade de redução da carga térmica do
refervedor e condensador.
Com esta avaliação preliminar, as análises podem ser iniciadas, seguindo a
sequencia descrita no item 3.3.1.1. A primeira modificação é o estágio de
alimentação da coluna porém, como não é interessante que a corrente de fundo, que
alimenta a próxima coluna tenha menor concentração de PAN, o que faria com que
houvesse maior gasto de energia para atender à especificação do produto final
(99,8%) na coluna T-102, realizaram-se simulações e fixando-se a concentração de
PAN em 99,3 % (conforme caso base), variou-se o estágio de alimentação,
mantendo-se o mesmo número de estágios teóricos em relação à situação inicial,
obtendo-se taxa de refluxo mínima para cada situação.
Para essa condição, não foi possível alimentar a coluna no 2° estágio pelo
fato do jet flooding ser maior que 80 %, o que não é recomendado. Os resultados
são mostrados nos gráficos das Figuras 48 e 49.
Figura 48 – Razão de refluxo em função do estágio de alimentação (coluna T-101)
Fonte: Elaborada pela autora
56789
101112131415
3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
Ra
zão
de
re
flu
xo
Estágio de alimentação
114
Figura 49 – Carga térmica condensador e reboiler em função do estágio de alimentação (coluna T-101)
Fonte: Elaborado pela autora
Para a alimentação da coluna no 5° estágio (configuração original), obtem-se
taxa de refluxo de 5,97 contra 6,35 predefinida no caso base. Nessa situação há
redução de 5 % na carga térmica do condensador e 8% na carga térmica do reboiler.
A economia com a carga térmica do condensador não alteraria a integração térmica
prevista no item 5.2.
Nota-se que ao alimentar a coluna no 3° estágio há aumento significativo das
taxas de refluxo e, por conseguinte, nas cargas térmicas que são aumentadas em,
aproximadamente, 50 % e 90 %, no condensador e refervedor, respectivamente.
De igual modo, ao alimentar a coluna no 14° estágio há aumento significativo
das taxas de refluxo e, consequentemente, nas cargas térmicas que são
aumentadas em, aproximadamente, 120 % e 210 %, no condensador e refervedor,
respectivamente.
Os aumentos nas cargas térmicas acima citadas são justificados pela grande
diferença da composição entre a corrente e estágio de alimentação, e também pela
150,0
250,0
350,0
450,0
550,0
650,0
750,0
3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
Ca
rga
té
rmic
a (
kW
)
Estágio de alimentação
Condensador
Reboiler
115
grande mudança de temperatura, conforme mostra na Tabela 25 a Tabela 30 do
Apêndice D.
Dentre os estágios 5 a 9 não há variação significativa das cargas térmicas.
Para o reboiler, a diferença de carga máxima é de 8%, enquanto que para o
condensador, a diferença é de 5%. Tal resultado indica que se poderia trabalhar com
a coluna sendo alimentada em qualquer estágio dentre aqueles.
Analisando-se os perfis das Figuras 46 e 47, observa-se que há um patamar
com pouca variação de temperatura entre os estágios 4 e 6, indicando a
possibilidade da corrente de alimentação estar superaquecida.
A fim de melhorar a distribuição das cargas térmicas na coluna T-101,
simulou-se a coluna, variando-se a temperatura da corrente de entrada de 260 °C
(caso base) a 205 °C. Os resultados podem ser vistos no gráfico da .
Figura 50 – Gráfico da carga térmica do reboiler e condensador em função da temperatura de alimentação (T-101)
Fonte: Elaborado pela autora
140,0
160,0
180,0
200,0
220,0
240,0
260,0
280,0
300,0
320,0
340,0
205 215 225 235 245 255 260
Ca
rga
té
rmic
a k
W)
Temperatura de alimentação (°C)
Reboiler (kW)
Condensador (kW)
116
Nota-se pelo gráfico da que, em temperaturas próximas à temperatura de
fundo da coluna (215 °C), as cargas térmicas do condensador e refervedor são
menores e apresentam comportamento mais linear em relação às temperaturas mais
altas.
Devido à necessidade de se manter o PAN bruto a 260 ºC conforme descrito
no item 3.2.1, caso fosse feita opção por resfriar essa corrente de alimentação da
coluna T-101, haveria necessidade de se instalar um trocador de calor após o
tanque pulmão TK-201 A/B. Porém, uma vez que a carga térmica deste trocador
(aproximadamente 100 kW) seja pequena para integração (vide Análise Pinch),
haveria necessidade de completar o aquecimento da corrente sendo integrada com
outro trocador. Outra opção seria utilizar água de torre para tal resfriamento, porém o
custo não compensaria o benefício. Dessa forma, a corrente da alimentação da
coluna T-101 será mantida a 260 °C.
O próximo e último passo será avaliar a possibilidade de instalar trocadores
intermediários na coluna.
Observa-se pelo perfil da curva do refervedor que não há possibilidade para
instalação de refervedor intermediário porque não há utilidade ou corrente para
integração disponível a um nível de temperatura entre 260 °C (temperatura de
alimentação) e 215 °C (temperatura do fundo).
Já para o condensador, há um grande patamar de temperatura próximo à
190 °C e uma variação de entalpia de 255 kW, aproximadamente, indicando que se
poderia inserir um trocador intermediário próximo à este nível de temperatura (3°
estágio). Conforme estudado na análise Pinch (item 5.2), não há corrente de
processo que seja completamente satisfeita com a carga térmica e temperatura
disponíveis no 3° estágio da coluna. Caso esta energia fosse aproveitada para
geração de vapor, seria possível gerar cerca de 0,4 t/h a 600 kPa (ganho anual de
kUS$ 54, aproximadamente), sendo necessário o investimento em um novo trocador
de calor e aumento da altura da coluna para a instalação de mais um distribuidor de
líquido e redistribuidor de vapor, dificultando a operação. Dessa maneira, o ganho
com vapor não justificaria o investimento com equipamentos.
117
Concluídas as análises da colun T-101, pode-se afirmar que, dentro do
contexto que tal coluna será instalada, a melhor configuração a ser adotada é a
alimentação no 7° estágio a 260 °C.
A comparação entre as configurações original e final pode ser vista na Tabela
18. Pode-se dizer que houve redução na carga térmica no condensador e refervedor
da ordem de 6 % e 10 %, respectivamente, o que representa economia de 0,42 t de
óleo térmico / t PAN e 0,48 t de água de resfriamento / t PAN.
118
Tabela 18 – Comparação entre as configurações original e final para a coluna T-101
Configuração
caso base Configuração
final
Número de estágios 15 15
Estágio de alimentação
5 7
Carga térmica condensador (kW)
345,0 322,9
Carga térmica refervedor (kW)
200,0 179,4
Taxa de refluxo 6,35 5,87
(em massa)
Consumo de óleo térmico (t/h)
21,0 18,8
Redução consumo de óleo térmico (t / t
PAN) - 0,42
Consumo de água de resfriamento (t/h)
24,0 21,5
Consumo de água fria (t/h)
11,0 10,3
Redução consumo de água de
resfriamento (t / t PAN)
- 0,48
Aumento do consumo de água fria
(t / t PAN) - 0,14
Gasto com água de resfriamento (kUS$/ano)
20,3 18,2
Gasto com água fria (kUS$/ano)
5,1 3,3
Gasto com gás natural (kUS$/ano)
7,1 6,4
Fonte: Elabora pela autora
119
Considerando-se a configuração otimizada para a coluna T-101, simulou-se
tal coluna para trabalhar com pressão atmosférica. A finalidade dessa análise foi de
verificar o impacto no investimento de equipamentos (variação no diâmetro da
coluna, exclusão do sistema de vácuo) e utilidade (variação das cargas térmicas do
condensador e refervedor, temperaturas de topo e fundo).
Nesta condição, a temperatura do fundo da coluna aumenta
significativamente em relação à configuração final da coluna operando à vácuo
(215 °C para 286 °C), não havendo utilidade disponível, conforme premissas
definidas no item 4.1, para atender a essa nova temperatura do refervedor. Quanto à
carga térmica, há aumento da ordem de 80 % no refervedor e redução de 5 % no
condensador.
Do ponto de visto de investimento em equipamentos, haveria redução de
aproximadamente 15 % no diâmetro da coluna (750 para 650 mm), o que geraria
também, redução da ordem de 25 %, no investimento com recheio. Por outro lado, o
aumento da carga térmica no refervedor faz com que a área do equipamento e o
consumo de utilidade aumentem.
Uma vez que a redução no diâmetro da coluna não é relevante, haverá
aumento do investimento e do consumo de utilidade no refervedor e, como não há
utilidade disponível para essa condição, foi descartada a opção de operar a coluna
T-101 em pressão atmosférica.
120
5.3.2 Coluna T-102
Os gráficos representados pelas Figuras 51 e 52 mostram os perfis GCCC
gerados pela análise termodinâmica do software Aspen Plus v7.2. para a
configuração original da coluna T-102 nas seguintes condições:
• Número de estágios teóricos: 10
• Estágio de alimentação: 6
• Temperatura de alimentação: 215 °C
• Temperatura do topo: 200°C
• Temperatura do fundo: 268 °C
• Carga térmica do condensador: 620 kW
• Carga térmica do refervedor: 590 kW
• Taxa de refluxo: 0,10
121
Figura 51 – GCCC condição original (Perfil estágio teórico versus Delta H para a coluna
T-102)
Fonte: Elaborado através do Aspen Plus v7.2.
Figura 52 – GCCC condição original (Perfil temperatura versus Delta H para a coluna
T-102)
Fonte: Elaborado através do Aspen Plus v7.2.
Est
ágio
de
alim
enta
ção
Delta H ( kW)
2,0
3,0
4,0
5,0
6,0
7,0
8,0
9,0
10,0
11,0
0,0 40,0 80,0 120,0 160,0 200,0 240,0 280,0 320,0 360,0 400,0 440,0 480,0 520,0 560,0 600,0 640,0
Perfil Ideal
Perfil Real
Tem
pera
tura
( °
C)
Delta H (kW)
220,
024
0,0
260,
028
0,0
0,0 40,0 80,0 120,0 160,0 200,0 240,0 280,0 320,0 360,0 400,0 440,0 480,0 520,0 560,0 600,0 640,0
Ideal Profile
Perfil Real
Estágio de alimentação: 6°
Taxa de refluxo: 0,10
Estágio de alimentação: 6°
Taxa de refluxo: 0,10
122
Fazendo-se uma análise preliminar, observa-se que:
o A GCCC não apresenta patamar em torno do prato de
alimentação sugerindo que a localização do estágio de
alimentação está correta.
o O ponto Pinch das curvas indicado nas Figuras 51 e 52
encontra-se no eixo zero entre o 3° e 5° estágio (temperaturas
entre 214 °C e 209 °C), o que indica que a curva não representa
a possibilidade de redução da razão de refluxo
A partir dessa análise preliminar, podem -se iniciar as análises, seguindo a
sequência descrita no item 3.3.1.1. Inicialmente foram analisados os estágios de
alimentação da coluna, mantendo-se fixa a especificação inicial do produto (99,9 %
de PAN) e a produção, obtendo-se as cargas térmicas para o condensador e
refervedor e a taxa mínima de refluxo para cada situação.
A pior situação em termos de carga térmica ocorreria se a coluna fosse
alimentada no 2 ° estágio devido ao relevante aumento da carga térmica (10 vezes
maior em relação à alimentação no 6° estágio, aproximadamente) . Excluindo-se da
análise a simulação que utiliza o 2 ° estágio para alimentação da coluna, tem-se os
resultados indicados nas Figuras 53 e 54.
123
Figura 53 – Razão de refluxo em função do estágio de alimentação (coluna T-102)
Fonte: Elaborada pela autora
Figura 54 – Carga térmica condensador e reboiler em função do estágio de alimentação
(coluna T-102)
Fonte: Elaborado pela autora
0,00
0,10
0,20
0,30
0,40
0,50
0,60
3 4 5 6 7 8 9
Ra
zão
de
re
flu
xo
Estágio de alimentação
500,0
550,0
600,0
650,0
700,0
750,0
800,0
850,0
900,0
3 4 5 6 7 8 9
Ca
rga
té
rmic
a (
kW
)
Estágio de alimentação
Condensador
Reboiler
124
Conforme se esperava pela análise preliminarmente realizada, quando a
coluna T-102 é alimentada no 6° estágio, há menor refluxo e menores cargas
térmicas para o condensador e refervedor. No entanto, ao alimentar a coluna nos
estágios de 5 a 7, o aumento das cargas térmicas para ambos os trocadores de
calor é irrelevante, sendo da ordem de 1,5 % o maior aumento.
Para a alimentação no 3° estágio, haveria aumento da ordem de 40 % para as
cargas térmicas do refervedor e condensador. Caso a coluna fosse alimentada no 9°
estágio, haveria aumento de, aproximadamente, 17 % para as cargas térmicas do
refervedor e condensador.
Dessa maneira, a coluna continuará a receber a corrente de alimentação no
6° estágio.
Quanto à temperatura de alimentação da coluna, analisando-se os perfis da ,
observa-se que há descontinuidade da carga térmica no perfil do refervedor, o que
indica que a alimentação está sub aquecida. A fim de melhorar a distribuição das
cargas térmicas na coluna T-102, simulou-se a coluna, variando-se a temperatura da
corrente de entrada de 215 a 270 °C. Os resultados podem ser vistos no gráfico da
Figura 55.
Figura 55 – Gráfico da carga térmica do reboiler e condensador em função da temperatura de alimentação (T-102)
Fonte: Elaborado pela autora
0,0
100,0
200,0
300,0
400,0
500,0
600,0
700,0
800,0
215 220 230 240 250 260 270
Ca
rga
té
rmic
a (
kW
)
Temperatura da alimentação (°C)
Condensador
Reboiler
125
Observa-se que, a menor carga térmica do refervedor é obtida quando a
temperatura da alimentação está próxima à temperatura do fundo da coluna
(268 °C), havendo redução significativa em relação à configuração original. Por outro
lado, quanto mais se aumenta a temperatura da corrente de alimentação, mais se
aumenta a carga térmica do condensador.
Para que a coluna seja alimentada na mesma temperatura do fundo, seria
necessário investir em um trocador de calor para elevar a temperatura de 215 a
268 °C. Nessa condição, a corrente seria totalmente vaporizada e, como não há
corrente de processo disponível para trocar calor e elevar a temperatura (vide
Análise Pinch), haveria necessidade de consumir óleo térmico nas mesmas
condições do que é aplicado no reboiler da coluna (300 a 280 °C). Além disso,
haveria aumento da carga de 620 kW (utilizada no reboiler) para 713 kW (carga
térmica utilizada no preaquecedor da coluna e reboiler). Diante disso, a coluna
continuará sendo alimentada conforme configuração original.
O próximo e último passo será avaliar a possibilidade de instalar trocadores
intermediários na coluna cujo perfil é dado pelo gráfico das Figuras 51 e 52. Nota-se
que não há variação de entalpia relevante em função dos níveis de temperatura e,
portanto, não há escopo para instalação de condensadores intermediários.
Quanto ao refervedor, há um grande patamar no 9° estágio da coluna (cuja
temperatura é torno de 230 °C e um variação de entalpia de 600 kW,
aproximadamente, indicando que se poderia inserir um trocador intermediário. No
entanto, no processo não há corrente para aquecimento disponível e, portanto, seria
necessário consumo de utilidade. Para a instalação no 9° estágio (temperatura
209 °C), seria possível aquecer o trocador intermediário com vapor de 5000 kPa
(temperatura de saturação: 265 °C) ou com óleo térmico (temperatura inicial 300 °C).
Considerando que o óleo térmico já é utilizado na configuração original para aquecer
o refervedor e que utilizando vapor, haveria redução da exportação do mesmo,
conclui-se que não seria interessante a instalação de um refervedor intermediário.
Concluídas a análise da coluna T-102, pode-se dizer que não haverá
modificação em relação à configuração preliminarmente definida e, portanto, não
haverá alteração quanto ao investimento em equipamentos e consumo de utilidades.
126
Operando com pressão atmosférica, a temperatura de fundo aumenta
significativamente em relação à configuração original (268 °C para 350 °C), não
havendo utilidade disponível, conforme premissas definidas no item 4.1, para
atender a essa nova temperatura do refervedor. Portanto, não será considerada
como opção a operação da coluna T-102 em pressão atmosférica.
5.4 Resumo final
A Tabela 19 apresenta a síntese das ideias avaliadas através da análise de senso comum, Pinch e Column Targeting com respectivos comentários e ganhos.
127
Tabela 19 – Síntese das ideias analisadas
Item
Ide
iaF
err
am
ent
aC
om
ent
ári
oG
anh
o
1C
ond
içã
o d
e te
mpe
ratu
ra e
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das
corr
ent
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pro
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2D
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um
1. R
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Pa)
2. F
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po
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0 k
Pa
Incr
em
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PA
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3A
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ssor
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Sens
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ent
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or
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ina
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4T
urb
ina
pa
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ção
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ara
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128
6 CONCLUSÃO
Foi desenvolvido e estabelecido como caso base o projeto de uma planta de
produção de anidrido ftálico com capacidade para 40 mil toneladas por ano.
O projeto do caso base foi comparado com casos equivalentes disponíveis da
literatura e considerado como consistente. Realizou-se uma análise energética para
este caso base utilizando as ferramentas de análise de senso comum, Análise Pinch
e análise termodinâmica de colunas de destilação (Column Targeting), envolvendo
sistemas de redes de trocadores de calor do processo e sistema de separação
(colunas de destilação).
A análise de senso comum identificou a possibilidade de recuperação de
condensados do vapor d’água que alimentam a turbina de condensação que aciona
o compressor de ar. O flasheamento do condensado do vapor de 2500 kPa na
pressão de 600 kPa, incorporando-o à água que servirá para gerar vapor também foi
identificado como um possível ganho. Estas medidas resultam em um incremento de
2 t / h na geração de vapor (5000 kPa), ou seja, 0,4 tonelada de vapor por tonelada
de PAN.
Analisando-se o rebaixamento de vapor de 5000 kPa para os níveis inferiores
de pressão (2500 e 600 kPa), pode-se dizer que há menor perda de trabalho quando
se opera com válvulas redutoras (caso base) ao invés de turbinas de contrapressão.
Para o compressor, a taxa de retorno para acioná-lo através de uma turbina
de condensação mostrou-se menos vantajosa que acioná-lo eletricamente. Porém,
para os dois cenários, o retorno do investimento é inferior a três meses, o que é
considerado atrativo para a indústria.
A Análise Pinch mostrou que, caso todas as correntes disponíveis fossem
integradas, não haveria necessidade de utilidade quente, ou seja, o processo é
autossuficiente em energia quente. No entanto, devido a restrições do processo,
como, por exemplo, a utilização de óleo térmico pelos switch condenser, não é
possível trabalhar apenas com o vapor produzido através a energia do reator.
Analisando-se as diversas configurações possíveis para integração, a mais atrativa
foi a utilização da energia dos condensadores das duas colunas de destilação para
129
aquecimento da corrente de água desmineralizada que é utilizada para gerar vapor
de 5000 kPa a partir da energia do reator. Essa opção, aliada à recuperação do
condensado proveniente da turbina e o aproveitamento do condensado do vapor a
600 kPa, aumenta a produção de vapor de 5000 kPa em 10 %, aproximadamente.
Nessa condição, após alimentar os consumidores de vapor, é possível exportar
2,2 toneladas de vapor por tonelada de PAN ao invés de 1,7 toneladas de vapor por
tonelada de PAN que, inicialmente, poderia ser exportado.
A análise termodinâmica das colunas (Column Targeting) possibilitou a
identificação de um potencial de redução de 6 % e 10 %, aproximadamente, das
cargas térmicas do condensador e refervedor da coluna T-101, respectivamente. Isto
foi possível através da redução da taxa de refluxo da coluna. Para a coluna T-102,
não foi possível reduzir as cargas térmicas, uma vez que a coluna já operava com
baixa taxa de refluxo e a corrente de alimentação encontrava-se no estágio
adequado. Para ambas as colunas a alteração das condições de temperatura da
corrente de alimentação e instalação de trocadores intermediários não se mostrou
interessante.
Caso as colunas operassem em pressão atmosférica, constatou-se que os
perfis de temperatura ao longo das colunas aumentaram significativamente e,
portanto, não haveria utilidade disponível na temperatura necessária para alimentar
os refervedores. Além disso, haveria aumento relevante das cargas térmicas dos
refervedores em ambas as colunas, redução irrelevante para o condensador da
coluna T-101 e aumento significativo no condensador da coluna T-102. Dessa
maneira, mesmo com a potencial diminuição no investimento pela redução do
diâmetro das colunas e exclusão do sistema de vácuo, a operação das colunas na
pressão atmosférica não poderia ser considerada como uma opção atrativa para o
sistema definido nas condições do caso base desse trabalho.
As análises energéticas foram realizadas e pode-se concluir que, a partir dos
métodos utilizados (senso comum, Análise Pinch e Column Targeting), é possível
encontrar alternativas atrativas de melhoria para favorecer a competitividade do
anidrido ftálico.
130
7 EXPECTATIVAS FUTURAS
A partir dos conhecimentos adquiridos, sugere-se para trabalhos futuros, os
seguintes estudos para as colunas de destilação: uma vez que a segunda coluna
tem a função de ajustar a composição da corrente de PAN para que o produto
alcance a especificação, recomenda-se estudar o processo operando com apenas
uma coluna de destilação, verificando-se a variação no investimento em
equipamento e consumo de utilidade; a segunda sugestão é estudar a influencia da
redução do número de estágios teóricos da segunda coluna na taxa de refluxo e
cargas térmicas, analisando-se a atratividade desta opção.
Sugere-se também a realização de uma análise de sensibilidade para o custo
das utilidades com a finalidade de conhecer qual seria mais ou menos relevante
para a redução do custo operacional.
131
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134
APÊNDICES
Apêndice A – Resultado do cálculo do recheio das colunas de destilação
Tabela 20 - Resultado do cálculo do recheio coluna T-101
Fonte: Elaborado pela autora
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Tabela 21 - Resultado do cálculo recheio coluna T-102
Fonte: Elaborado pela autora
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do
Inta
lox
1.0
T
Inta
lox
2T
Inta
lox
4T
136
Apêndice B – Resultado do cálculo de potencia do compressor e bombas
Tabela 22 – Premissas e resultado do cálculo da potencia do compressor
Condições de entrada Unidade
Vazão (q) kg/s 12,4
Temperatura de entrada (Te) ºC 25
Calor específico ar úmido (cp) J/kg/K 1046
Pressão de entrada bara 1
Pressão de saida bara 1,8
cp/cv=κ
1,4
Rendimento adiabatico(ηad) 0,7
Massa específica (⍴) kg/m³ 1,1
Massa específica CNTP kg/m³ 1,2
Cálculos
Taxa de compressão (p) 1,8
Temperatura de saída isoentropico ºC 81,5
Potencia para compressão
Pot=q*cp*Te(π(κ−1)/κ−1)/1000/ηad MW 1,0
Q=q*cp*(Tr-Te) / 1000 MW 1,0
Δtreal = ∆Tiso / ηad K 81,0
Temperatura de saida real (Tr) ºC 106 Fonte: Elaborada pela autora
137
Tabela 23 – Premissas e resultado do cálculo da vazão de vapor para acionamento da turbina de condensação
Condições de entrada Unidade Pressão vapor bar 50
Temperatura vapor ºC 315 Entalpia (h1) kJ/kg 2971
Condições de saída Pressão vapor bar 0,2
Temperatura vapor ºC 60 Entalpia vapor (h2) kJ/kg 2609,2 Entalpia liquid (h3) kJ/kg 251
Título do vapor - 0,88 Potência MW 1,0
Rendimento termodinamico (ηt) 0,45
Cálculo Vazão V50 kg/s 3,5 t/h 12,5
Fonte: Elaborada pela autora
138
Tabela 24 – Resultado do cálculo da potencia das bombas
TAG Função Vazão (kg/h)
∆H (mcl)
Rendimento Potência (kW)
P-101 O-xileno para pré-aquecimento
4700 30 60% 0,6
P-102 PAN bruto TK-201A/B para T-101
5323 30 60% 0,7
P-103 Refluxo condensador da T-101
1782 30 60% 0,2
P-104 Reboiler T-101 60000 50 60% 13,7
P-105 Refluxo condensador da T-102
5559 30 60% 0,8
P-106 Reboiler T-102 137384 50 60% 31,4
P-107 PAN purificado para reservatório
5063 30 60% 0,7
P-108 Água desaerada para E-105
28800 530 60% 56,6
P-109 Bomba óleo térmico (dessublimação PAN)
248000 30 60% 33,9
P-110 Bomba óleo térmico (fusão PAN)
30000 30 60% 4,1
P-111 Bomba óleo para E-108 / E-109 / E-110 e E-106/E-07
146000 30 60% 33,3
P-112 Recirculação de salmoura 295000 30 60% 40,3
Total 216,3
Fonte: Elaborada pela autora
139
Apêndice C – Curva dos condensadores
Figura 56 - Curva do condensador (E-111) da coluna T-101
Elaborado pela autora
Figura 57 - Curva do condensador (E-112) da coluna T-102
Elaborado pela autora
0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
0 40 80 120 160 200 240 280 320 360
Tem
p (
°C)
Carga térmica (kW)
200,0
201,0
202,0
203,0
0 40 80 120 160 200 240 280 320 360 400 440 480 520 560 600 640
Tem
p (
°C)
Carga térmica (kW)
140
Apêndice D – Perfis da coluna T-101 obtidos para alimentação no 3° e e14° estágios
Tabela 25 - % Vapor (m/m) - alimentação no 3° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
Tabela 26 - % Líquido (m/m) - alimentação no 3° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
ÁGUA N2 O2 PAN MAN CO2 FTALIDA ANTRAQ.
1 57,9% 12,0% 2,6% 0,0% 5,5% 22,0% 0,0% 0,0%
2 0,9% 0,0% 0,0% 12,2% 86,7% 0,1% 0,0% 0,0%
3 0,0% 0,0% 0,0% 36,3% 63,6% 0,0% 0,1% 0,0%
4 0,0% 0,0% 0,0% 37,2% 62,7% 0,0% 0,1% 0,0%
5 0,0% 0,0% 0,0% 39,0% 60,9% 0,0% 0,1% 0,0%
6 0,0% 0,0% 0,0% 42,6% 57,4% 0,0% 0,1% 0,0%
7 0,0% 0,0% 0,0% 48,7% 51,2% 0,0% 0,1% 0,0%
8 0,0% 0,0% 0,0% 58,1% 41,8% 0,0% 0,1% 0,0%
9 0,0% 0,0% 0,0% 69,6% 30,3% 0,0% 0,2% 0,0%
10 0,0% 0,0% 0,0% 80,4% 19,3% 0,0% 0,2% 0,0%
11 0,0% 0,0% 0,0% 88,6% 11,1% 0,0% 0,2% 0,0%
12 0,0% 0,0% 0,0% 93,8% 5,9% 0,0% 0,2% 0,0%
13 0,0% 0,0% 0,0% 96,8% 2,9% 0,0% 0,2% 0,0%
14 0,0% 0,0% 0,0% 98,4% 1,3% 0,0% 0,2% 0,0%
15 0,0% 0,0% 0,0% 99,3% 0,5% 0,0% 0,2% 0,0%
ÁGUA N2 O2 PAN MAN CO2 FTALIDA ANTRAQ.
1 0,7% 0,0% 0,0% 12,2% 87,0% 0,0% 0,0% 0,0%
2 0,0% 0,0% 0,0% 59,4% 40,4% 0,0% 0,1% 0,0%
3 0,0% 0,0% 0,0% 80,5% 19,1% 0,0% 0,1% 0,4%
4 0,0% 0,0% 0,0% 80,9% 18,7% 0,0% 0,1% 0,4%
5 0,0% 0,0% 0,0% 81,7% 17,8% 0,0% 0,1% 0,4%
6 0,0% 0,0% 0,0% 83,4% 16,2% 0,0% 0,1% 0,4%
7 0,0% 0,0% 0,0% 85,9% 13,6% 0,0% 0,1% 0,3%
8 0,0% 0,0% 0,0% 89,3% 10,3% 0,0% 0,1% 0,3%
9 0,0% 0,0% 0,0% 92,7% 6,9% 0,0% 0,1% 0,3%
10 0,0% 0,0% 0,0% 95,4% 4,1% 0,0% 0,1% 0,3%
11 0,0% 0,0% 0,0% 97,3% 2,3% 0,0% 0,1% 0,3%
12 0,0% 0,0% 0,0% 98,4% 1,2% 0,0% 0,1% 0,3%
13 0,0% 0,0% 0,0% 99,0% 0,6% 0,0% 0,1% 0,3%
14 0,0% 0,0% 0,0% 99,3% 0,3% 0,0% 0,1% 0,3%
15 0,0% 0,0% 0,0% 99,3% 0,1% 0,0% 0,1% 0,5%
141
Tabela 27 – Vazão de líquido e vapor em cada estágio com alimentação no 3° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
Tabela 28 - % Vapor (m/m) - alimentação no 14° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
Estágio Temperatura (°C) Vazão de líquido (kg/h) Vazão de vapor (kg/h)
1 46 2.647 7
2 157 3.406 2.654
3 178 7.310 2.271
4 179 7.335 2.217
5 181 7.373 2.242
6 184 7.436 2.281
7 188 7.537 2.343
8 193 7.682 2.445
9 199 7.851 2.589
10 205 8.009 2.758
11 209 8.131 2.917
12 212 8.213 3.038
13 214 8.266 3.121
14 215 8.301 3.174
15 216 5.093 3.208
ÁGUA N2 O2 PAN MAN CO2 FTALIDA ANTRAQ.
1 0,7% 0,0% 0,0% 12,2% 85,9% 0,0% 1,1% 0,0%
2 0,0% 0,0% 0,0% 56,6% 39,6% 0,0% 3,8% 0,0%
3 0,0% 0,0% 0,0% 86,1% 10,3% 0,0% 3,6% 0,0%
4 0,0% 0,0% 0,0% 94,9% 2,7% 0,0% 2,4% 0,0%
5 0,0% 0,0% 0,0% 97,5% 1,1% 0,0% 1,4% 0,0%
6 0,0% 0,0% 0,0% 98,4% 0,8% 0,0% 0,8% 0,0%
7 0,0% 0,0% 0,0% 98,8% 0,7% 0,0% 0,5% 0,0%
8 0,0% 0,0% 0,0% 99,0% 0,7% 0,0% 0,3% 0,0%
9 0,0% 0,0% 0,0% 99,1% 0,7% 0,0% 0,2% 0,0%
10 0,0% 0,0% 0,0% 99,1% 0,7% 0,0% 0,1% 0,0%
11 0,0% 0,0% 0,0% 99,2% 0,7% 0,0% 0,1% 0,0%
12 0,0% 0,0% 0,0% 99,2% 0,7% 0,0% 0,1% 0,0%
13 0,0% 0,0% 0,0% 99,2% 0,7% 0,0% 0,1% 0,0%
14 0,0% 0,0% 0,0% 99,2% 0,5% 0,0% 0,1% 0,3%
15 0,0% 0,0% 0,0% 99,3% 0,2% 0,0% 0,0% 0,5%
142
Tabela 29 - % Líquido (m/m) - alimentação no 14° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
Tabela 30 – Vazão de líquido e vapor em cada estágio com alimentação no 14° estágio
Fonte: Elaborada pela autora
ÁGUA N2 O2 PAN MAN CO2 FTALIDA ANTRAQ.
1 57,9% 12,0% 2,6% 0,0% 5,4% 22,0% 0,0% 0,0%
2 0,9% 0,0% 0,0% 12,2% 85,7% 0,1% 1,1% 0,0%
3 0,1% 0,0% 0,0% 54,6% 41,5% 0,0% 3,7% 0,0%
4 0,1% 0,0% 0,0% 83,2% 13,2% 0,0% 3,5% 0,0%
5 0,1% 0,0% 0,0% 91,8% 5,7% 0,0% 2,3% 0,0%
6 0,1% 0,0% 0,0% 94,3% 4,1% 0,0% 1,4% 0,0%
7 0,1% 0,0% 0,0% 95,2% 3,8% 0,0% 0,9% 0,0%
8 0,1% 0,0% 0,0% 95,6% 3,8% 0,0% 0,5% 0,0%
9 0,1% 0,0% 0,0% 95,8% 3,7% 0,0% 0,3% 0,0%
10 0,1% 0,0% 0,0% 95,9% 3,7% 0,0% 0,2% 0,0%
11 0,1% 0,0% 0,0% 95,9% 3,7% 0,0% 0,2% 0,0%
12 0,1% 0,0% 0,0% 96,0% 3,7% 0,0% 0,1% 0,0%
13 0,1% 0,0% 0,0% 96,0% 3,7% 0,0% 0,1% 0,0%
14 0,0% 0,0% 0,0% 97,6% 2,3% 0,0% 0,1% 0,0%
15 0,0% 0,0% 0,0% 99,1% 0,8% 0,0% 0,1% 0,0%
Estágio Temperatura (°C) Vazão de líquido (kg/h) Vazão de vapor (kg/h)
1 46 3.806 7
2 158 5.022 3.814
3 188 5.669 5.252
4 202 5.957 5.899
5 206 6.037 6.187
6 207 6.059 6.267
7 208 6.067 6.289
8 209 6.071 6.297
9 210 6.074 6.301
10 211 6.077 6.304
11 211 6.079 6.307
12 212 6.081 6.309
13 213 6.083 6.311
14 215 10.273 5.084
15 216 5.093 5.180
143
ANEXOS
ANEXO A – REAÇÕES QUÍMICAS
Tabela 31 – Reações químicas e seletividade de oxidação
Número da reação
Reação química Seletividade
molar (%)
1
78,80
2
5,00
3
0,70
4
0,40
5
0,08
6
0,10
7
11,05
8
3,87
Total 100,0
Fonte: Adaptado de PERP (1990)
144
Tabela 32 – Reações propostas por RAY e SNEESBY (1998d)
Número da reação
Reação química Seletividade
molar (%)
1
78,80
2
6,50
3
14,70
Total 100,0
Fonte: Adaptado de RAY e SNEESBY (1998d)
145
ANEXO B – FOLHA DE DADOS DO O-XILENO (BRASKEM)
Fonte: http://www.braskem.com.br/site.aspx/Consultar-Produtos?codProduto=352 Acessado em 22.08.12
146
ANEXO C - ESTIMATIVA DE CUSTOS DAS UTILIDADES E MATÉRIA PRIMA
Para que uma análise técnico-econômica seja coerente, é importante conhecer
os custos reais das utilidades. O cálculo da estimativa do preço das utilidades (energia
elétrica, água de resfriamento, água desmineralizada, água fria, óleo térmico e vapor) foi
baseado na seguinte equação (ULRICH; VASUDEVAN, 2006):
Onde:
• a e b são coeficientes dos custos de utilidades (indicados na Tabela 33)
• Cs,f é o preço do combustível ($ / GJ)
• CEPCI é o parâmetro de inflação para projetos dos Estados Unidos
Tabela 33 – Coeficientes dos custos de utilidades
Utilidade a b
Água de resfriamento 0,00007 + 2,5 X 10-5 X q-1
q é a vazão de água (m³/s) 0,003
Água fria 0,6 X Qc-0,9 X T-3
T é a temperatura da água (K)
1,1 X 106 X T-5
T é a temperatura da água (K)
Água desmineralizada 7,0 X 10-4 +3,0 X 10-5 X q-0,6
q é a vazão de água (m³/s) 0,02
Óleo térmico 7,0 X 10-7 X QH-0,9 X T-5 6,0 X 10-8 X T0,5
Vapor 2,7 X 10-5 X ms
ms é a vazão de vapor (kg/s)
0,0034 X p0,05
p é a pressão do vapor (barg)
Fonte: ULRICH; VASUDEVAN (2006)
O preço do gás natural, utilizado como combustível, foi obtido na página da
internet da EIA (Energy Information Administration), no período de 2005 a 2012.
Desse modo, adotou-se o valor médio de 4,5 US$/GJ para o cálculo da estimativa do
preço dos insumos.
147
CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index) é um índice para ajuste de
custos de construção de plantas de um período para outro. O valor adotado para o
presente trabalho foi de 584,6, baseado no ano de 2012.
148
ANEXO D - VALORES TÍPICOS DE ����� PARA VÁRIOS TIPOS DE PROCESSOS (MARCH, 1998)
149
ANEXO E – CÁLCULO DOS CUSTOS DOS EQUIPAMENTOS
• Trocador de calor
O custo dos trocadores de calor foi realizado tomando-se como base curva
apresentada por SINNOTT (2005c), mostrada na .
Figura 58 – Custo do trocador de calor em função da área de troca térmica
Fonte: SINNOTT (2005c)
Utilizou-se a curva 4 (casco e tubo em aço inoxidável) para cálculo do custo
dos trocadores. A partir daquela curva, aplicou-se a fórmula abaixo e obteve-se a
estimativa de custo com precisão de 25 %, segundo SINNOTT (2005c).
Custo do trocador = Y * Tf *Pf * CEPCI 2012
CEPCI 2004
Y = custo retirado do gráfico, em dólares.
Tf = tipo de trocador (0,8 para tubo fixo e 0,85 para tubos em U).
Pf = fator com relação à pressão (1 para pressões entre 1 e 10 bar).
CEPCI 2012= 584,6.
CEPCI 2004 = 444,2.
150
Foi utilizado fator de instalação de 5,7 (fator de Lang utilizado para plantas de
processamento de fluidos, segundo PETER e TIMMERHAUS (1991)) para os
trocadores de calor acima mencionados acima. Ao multiplicar o preço dos
equipamentos pelo fator de instalação, tem-se o investimento total.
• Turbina a vapor
A estimativa do custo das turbinas a vapor foi obtida através do software
Aspen Capital Cost EstimatorTM v7.2.114. Considerou-se turbina em aço carbono,
acionada com vapor de 5.000 kPa (g), com condensação (operando com pressão
final de 20 kPa) e rotação de 3.500 rpm.
Foi utilizado fator de instalação de 3,0 para a instalação das turbinas, de
acordo com a experiência industrial. Ao multiplicar o preço dos equipamentos pelo
fator de instalação, tem-se o investimento total.
• Motor elétrico
A estimativa do custo dos motores elétricos foi obtida através do software
Aspen Capital Cost EstimatorTM v7.2.113. Uma vez que o anidrido ftálico é líquido
inflamável, foi considerado motor à prova de explosão. A rotação considerada foi de
3500 rpm.
Foi utilizado fator de instalação de 2,5 para a instalação do motor elétrico, de
acordo com a experiência industrial. Ao multiplicar o preço dos equipamentos pelo
fator de instalação, tem-se o investimento total.
14 Acesso em 28.07.13.