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EQ922 – Projeto Químico
1o Semestre de 2012
Produção de Estireno por Desidrogenação do
Etilbenzeno
Relatório Final
Equipe 3 Supervisor: Profa. Dra. Maria Aparecida Silva Igor Tristão Charpinel de Souza 081638 Lucas de Lima Martins Portela 083801 Paulo Roberto Polastri 082462
Renan Ranelli 084588 Renato Correa Mascheti 082662 Ricardo Soares Cutolo 084067
2
Sumário
1 Nomenclatura ................................................................................................................................ 5
2 Resumo ......................................................................................................................................... 8
3 Objetivo ......................................................................................................................................... 9
4 Descrição do processo ................................................................................................................ 10
4.1 Pré-reação do Etilbenzeno .................................................................................................. 11
4.2 Reação do Etilbenzeno ........................................................................................................ 11
4.3 Separação do Estireno ........................................................................................................ 12
4.4 Resfriamento do Estireno .................................................................................................... 13
4.5 Consumo específico de utilidades ....................................................................................... 15
5 Equipamentos projetados............................................................................................................ 16
5.1 Reatores .............................................................................................................................. 16
5.2 Separador trifásico ............................................................................................................... 16
5.3 Colunas de Destilação ......................................................................................................... 17
5.4 Refervedor da coluna C2. .................................................................................................... 18
5.5 Trocador de calor ................................................................................................................. 19
5.6 Tubulação entre as colunas de destilação ........................................................................... 20
5.7 Tanque de armazenamento ................................................................................................. 21
6 Análise técnico-econômica .......................................................................................................... 22
7 Custo de Capital Inicial ................................................................................................................ 23
7.1 Custo de capital fixo ............................................................................................................. 23
7.1.1 Tubulações ................................................................................................................... 23
7.1.2 Bombas ........................................................................................................................ 25
7.1.3 Válvulas de controle ..................................................................................................... 26
7.1.4 Válvulas ........................................................................................................................ 26
7.1.5 Trocadores de calor ...................................................................................................... 27
7.1.6 Refervedores e Condensadores ................................................................................... 28
7.1.7 Fornos .......................................................................................................................... 29
7.1.8 Separador trifásico ....................................................................................................... 29
7.1.9 Colunas de destilação .................................................................................................. 29
7.1.10 Reatores ....................................................................................................................... 30
7.1.11 Tanques de armazenamento ........................................................................................ 30
7.1.12 Custo total .................................................................................................................... 30
7.2 Custo de capital de giro ....................................................................................................... 32
7.3 Custo de start-up ................................................................................................................. 32
8 Custo de produção ...................................................................................................................... 33
8.1 Custos variáveis ................................................................................................................... 33
8.1.1 Matéria-prima ............................................................................................................... 33
8.1.2 Tratamento de rejeitos .................................................................................................. 34
8.1.3 Utilidades ...................................................................................................................... 34
3
8.1.4 Mão de obra de operação ............................................................................................ 35
8.1.5 Cálculo do custo de manufatura (COM) ....................................................................... 36
8.1.6 Mão de obra de supervisão .......................................................................................... 36
8.1.7 Manutenção e reparos .................................................................................................. 37
8.1.8 Suprimentos de operação ............................................................................................ 37
8.1.9 Despesas com laboratório ............................................................................................ 37
8.1.10 Patentes e royalties ...................................................................................................... 37
8.2 Custos fixos ......................................................................................................................... 38
8.2.1 Taxas locais e seguros ................................................................................................. 38
8.2.2 Custos diversos (overhead) .......................................................................................... 38
8.3 Custos gerais ....................................................................................................................... 39
8.3.1 Custo de administração ................................................................................................ 39
8.3.2 Distribuição e vendas ................................................................................................... 39
8.3.3 Pesquisa & desenvolvimento ....................................................................................... 40
8.4 Resumo dos custos de produção ........................................................................................ 40
8.5 Receita ................................................................................................................................. 41
8.6 Lista de custos de produtos , insumos e atividades............................................................. 41
9 Análise econômica ...................................................................................................................... 42
9.1 Hipóteses ............................................................................................................................. 42
9.2 Fluxo de caixa ...................................................................................................................... 42
9.2.1 Depreciação e carga tributária...................................................................................... 42
9.2.2 Fluxo de caixa discreto ................................................................................................. 43
9.2.3 Fluxo de caixa cumulativo ............................................................................................ 45
9.3 Análise de investimento ....................................................................................................... 46
9.3.1 Tempo de retorno ......................................................................................................... 46
9.3.2 Valor presente líquido ................................................................................................... 46
9.3.3 Taxa interna de retorno (IRR) ....................................................................................... 47
9.4 Análise de sensibilidade ...................................................................................................... 48
9.5 Análise da planta de estireno ............................................................................................... 50
9.6 Análise de cenário ............................................................................................................... 51
10 Conclusões .............................................................................................................................. 56
11 Referências Bibliográficas ....................................................................................................... 57
12 Anexo 1 Fluxograma do processo ........................................................................................... 59
13 Anexo 2 Reator ........................................................................................................................ 60
14 Anexo 3 Separador trifásico .................................................................................................... 63
15 Anexo 4 Coluna de destilação ................................................................................................. 65
15.1.1 Procedimento de projeto da coluna C1 ........................................................................ 65
15.1.2 Procedimento de projeto da coluna C2 ........................................................................ 66
16 Anexo 5 Refervedor ................................................................................................................. 68
17 Anexo 6 Trocador de calor ...................................................................................................... 72
18 Anexo 7 Tubulação entre as colunas de destilação ................................................................ 76
4
18.1 Definição do traçado da tubulação (layout) ......................................................................... 76
18.2 Seleção da válvula de controle ............................................................................................ 76
18.3 Linha entre as colunas C1 e C2 ........................................................................................... 77
18.4 Bomba.................................................................................................................................. 79
19 Anexo 8 Layout da linha entre as colunas ............................................................................... 81
20 Anexo 9 Tanque de armazenamento ....................................................................................... 82
21 Anexo 10 Diagrama de engenharia ......................................................................................... 83
22 Anexo 11 Custo unitários dos equipamentos .......................................................................... 84
5
1 Nomenclatura
Símbolo Descrição Unidade
A Área de troca térmica do trocador de calor / refervedor m²
AHL Área do separador trifásico da fase líquida pesada m²
ALL Área do separador trifásico da fase líquida leve m²
AMT Altura manométrica total m
AT Área total do separador trifásico m²
AV Área do separador trifásico da fase vapor m²
cC Folga do casco no trocador de calor m
CCG Custo de capital de giro F$
COL Custo de mão-de-obra F$
COM Custo de manufatura F$
cP Calor específico J/kg
Cprod Custo de produção F$
CRM Custo de matéria-prima F$
CS Custo de Startup F$
CUT Custo de utilidades F$
Cvreq Coeficiente de vazão da válvula -
CWT Custo de tratamento de resíduos F$
d0 Diâmetro externo do tubo do trocador de calor / refervedor In, cm
DB Diâmetro de feixe dos tubos m
DC Diâmetro do casco do trocador de calor / refervedor m
ddep Depreciação F$
di Diâmetro interno do tubo no trocador de calor / refervedor In, cm
DP Diâmetro de partícula cm
Dt Diâmetro externo do tubo no trocador de calor m
DT Diâmetro interno do tubo do reator cm
Dt,i Diâmetro interno do tubo no trocador de calor m
Dv Diâmetro do vaso m
E0 Eficiência dos estágios da coluna -
F0 Vazão molar de entrada dos reatores mol / s
Fcaixa Fluxo de caixa F$
FCI Custo de capital fixo F$
fD Fator de atrito de Darcy -
FT Fator de correção de temperatura no trocador de calor -
G Fluxo mássico através do reator kg / m³ s
h Coeficiente de transferência de calor por convecção W / m² K
H Altura total da coluna m
h0 Coeficiente de calor convectivo no casco do refervedor W / m² K
HB Altura do fundo da coluna m
HB Carga da bomba m
hC Coeficiente de transferência de calor no lado do casco W / m² K
hi Coeficiente de calor convectivo no tubo no trocador de calor / refervedor W / m² K
hL Perda de carga m
HP Altura da seção de pratos da coluna m
hT Coeficiente de transferência de calor no lado dos tubos W / m² K
HT Altura do topo da coluna m
ides Taxa de desconto %
iIR Taxa de imposto de renda %
jf Parâmetro da correlação de queda de pressão no trocador casco-e-tubo -
6
jh Parâmetro da correlação de coeficiente de calor convectivo -
K1 Parâmetro de arranjo trocador de calor -
KB Fator para tipo de arranjo de refervedor -
Kw Coeficiente de transferência de calor por condução no tubo do refervedor W / m K
L Comprimento do trocador de calor / refervedor m, cm
Lbruto Lucro bruto F$
Leq,i Comprimento equivalente do acidente i m
Lliq Lucro líquido F$
Lreator Comprimento do reator m
LT Comprimento dos tubos no trocador de calor m
Ltrib Lucro tributável F$
LV Comprimento do vaso m
N1 Parâmetro de arranjo do trocador de calor -
NIdeal Número de estágios ideais -
Np,t Número de passes de tubos no trocador de calor -
NPSHd Carga positiva disponível da bomba na sucção m
NRe Número de Reynolds -
NReal Número de estágios reais -
Nt Número de tubos do feixe do trocador de calor / refervedor -
Ntubos Número de tubos do reator -
P Pressão do vapor no casco do refervedor kPa, bar
Pc Pressão crítica do vapor no casco do refervedor kPa, bar
Pcaixa Valor presente F$
Peixo Potência no eixo da bomba W
Pi Pressão no ponto i Pa
Pr Número de Prandtl -
PT Passo do feixe de tubos do trocador de calor / refervedor in, cm
Pvap Pressão de vapor Pa
Pvaphk Pressão de vapor do componente de chave pesada bar
Pvaplk Pressão de vapor do componente de chave leve bar
Q Carga térmica do trocador de calor / refervedor W
q Vazão volumétrica de líquido através da válvula m³
q’’ Fluxo de calor W / m²
q’’cb Fluxo de calor de segurança para ebulição no casco do refervedor W
q’’max Fluxo de calor máximo no casco do refervedor W
QL Vazão volumétrica para fase líquida ft³/s
QV Vazão volumétrica para fase gasosa m³/s
R Parâmetro de troca térmica do trocador de calor -
Rd,c Fator de incrustação no lado do casco m² K / W
Rd,t Fator de incrustação no lado do tubo m² K / W
Re Número de Reynolds -
S Parâmetro de troca térmica do trocador de calor -
Sc Área de secção no casco do trocador de calor / refervedor m²
Tf,e Temperatura de entrada do fluido frio no trocador de calor K, °C
Tf,s Temperatura de saída do fluido frio no trocador de calor K, °C
Th Tempo de hold-up do separador trifásico s
Tq,e Temperatura de entrada do fluido quente no trocador de calor K, °C
Tq,s Temperatura de saída do fluido quente no trocador de calor K, °C
TS Tempo de surge do separador trifásico s
U Coeficiente de transferência global do trocador de calor / refervedor W / m² K
uc Velocidade do fluido escoando nos tubos do trocador de calor m/s
7
UL Coeficiente global de transferência de calor limpo W/ m² K
US Coeficiente global de transferência de calor sujo W / m² K
uv Velocidade do vapor ascendente no refervedor m/s
V Vazão volumétrica m³/h
VH Volume de hold-up do separador trifásico m³
VPL Valor presente líquido F$
Vreator Volume do reator m³
Vreq Volume requerido ao armazenamento m³
VS Volume de surge do separador trifásico m³
Wreator Massa de catalisador do reator kg
Letras Gregas
Símbolo Descrição Unidade
µ Viscosidade dinâmica Pa . s
αa Volatilidade relativa entre dois componentes -
ΔP1ºReator Queda de pressão no primeiro reator bar
ΔP2ºReator Queda de pressão no segundo reator bar
ΔPC Queda de pressão no lado dos tubos kPa
ΔPT Queda de pressão no lado do casco kPa
ΔT1ºReator Queda de temperatura do primeiro reator K
ΔT2ºReator Queda de temperatura do segundo reator K
Δtarm Tempo de armazenamento estimado h
ΔTm Diferença média de temperatura no trocador de calor / refervedor K, °C
ΔTml Diferença média logarítmica de temperatura no trocador de calor K, °C
η Eficiência mecânica da bomba -
λ Calor latente de vaporização J/kg
ρA Densidade aparente do catalisador kg / m³
ρL Densidade na fase líquida kg/m³
ρV Densidade na fase vapor kg/m³
σ Tensão superficial do líquido N/m
8
2 Resumo
O presente trabalho se apresenta como a congruência de todo desenvolvimento realizado ao longo
da disciplina de projeto químico, sendo o ponto de chegada de toda análise desenvolvida desde os
balanços de massa e energia preliminares aos diagramas de engenharia. É apresentada
brevemente uma descrição do processo, conceituando as principais etapas presentes na rota de
produção proposta e especificando as composições das principais correntes da planta. Em seguida,
apresenta-se uma compilação das dimensões dos equipamentos projetados, cujas memórias de
calculas conceituais estão inseridas em anexo ao corpo do relatório, juntamente com os diagramas
de engenharia e o isométrico da linha de operação entre as colunas. Procede-se então para análise
técnico-econômica do processo, onde se levantam os custos de capital inicial (capital inicial fixo,
capital de giro e capital de start-up), os custos de produção e as receitas operacionais do processo,
e sobre a qual se avalia a viabilidade do investimento proposto e se faz uma análise de
sensibilidade sobre as variáveis de maior influência no desempenho econômico da planta.
9
3 Objetivo
O objetivo deste trabalho é apresentar o projeto final do processo de produção de estireno pela rota
de desidrogenação do etilbenzeno, os equipamentos que o compõem e suas principais dimensões,
e uma análise técnico-econômica simplificada do processo. O projeto dos principais equipamentos
do processo permite utilizar os principais conceitos desenvolvidos ao longo do curso de engenharia
química. Além disso, a realização da análise técnico-econômica é essencial para se analisar a
viabilidade prática da implantação do projeto, permitindo identificar onde se concentram os custos
mais elevados, e, posteriormente, quais as alterações no processo que poderiam ser feitas para se
reduzir os custos.
10
4 Descrição do processo
A planta de estireno proposta tem capacidade produtiva de 100.000 toneladas anuais da commodity,
considerando-se uma parada da fábrica de 10 dias a cada ano (355 dias/ano de operação). A
parada geral prevista tem como principais objetivos a verificação, limpeza e manutenção dos
equipamentos, limpeza da planta, assim como a realização de estudos de campo e modificações
visando melhorias no processo. Além disso, é importante notar que diversos outros tipos de
manutenções menores podem ocorrer com a planta em operação, como a manutenção de
equipamentos rotativos (e.g. bombas, compressores, etc.), instrumentos e acessórios de tubulação
(válvulas, placas de orifício, medidores, etc.). Este tipo de manutenção não foi considerado no
projeto, uma vez que está mais relacionada aos projetos de tubulação e mecânica.
A rota de síntese utilizada é a desidrogenação do etilbenzeno (Reação 1). Nesta rota, a reação é
conduzida a baixa pressão e alta temperatura, em um reator catalítico heterogêneo.
8 10 8 8 2
EtilBenzeno Estireno
C H C H H Reação 1
Neste sistema, também podem ocorrer reações indesejáveis que formam benzeno, tolueno, etileno
e metano (Reações 2 e 3).
8 10 6 6 2 6
EtilBenzeno Benzeno
C H C H C H Reação 2
8 10 2 7 8 4
EtilBenzeno Tolueno
C H H C H CH Reação 3
Além disso, a manutenção da temperatura no reator menor que 660°C é importante para minimizar
a formação de coque, polimerização e desgaste do catalisador.
A planta de estireno proposta consiste em duas principais unidades. Na primeira unidade ocorrem a
pré-reação e a reação do etilbenzeno, na segunda unidade, separação e o resfriamento do estireno.
O processo elaborado está resumido nos fluxogramas simplificados que se encontram entre a
Figura 4.2 e a Figura 4.5. A legenda dos dados de processo se encontra na Figura 4.1.
Figura 4.1 Legenda dos dados de processo do fluxograma.
11
4.1 Pré-reação do Etilbenzeno
A pré-reação é responsável pelo recebimento do etilbenzeno, principal reagente do processo,
representado na corrente de processo D1. O etilbenzeno passa por um pré-tratamento antes de ser
descarregado no reator, que incluí sua mistura com a corrente de reciclo D10, proveniente da
unidade de separação do estireno. A essa nova corrente, designada de D2, será misturado vapor
superaquecido a 800°C, na razão 15:1 de mols de vapor em relação ao etilbenzeno alimentado. A
mistura reacional formada será pré-aquecida a 610°C num forno alimentado por gás natural,
formando a corrente D4. Nesse ponto, a reação estará pronta para ser iniciada.
Figura 4.2 Fluxograma resumido da unidade de pré-reação do etilbenzeno.
4.2 Reação do Etilbenzeno
A corrente D4, composta predominantemente de Etilbenzeno e Vapor a 610°C é alimentada ao
sistema de reação. O sistema de reação é composto de dois reatores tubulares catalíticos e
adiabáticos. Como a reação de desidrogenação é uma reação endotérmica, é necessário dividir o
reator e reaquecer a mistura reacional para evitar que o volume de um único reator seja grande
demais. Entre eles, há um forno/queimador alimentado por gás natural responsável por garantir uma
temperatura de entrada alta da mistura reacional no segundo reator.
A mistura reacional deixa o segundo reator composta de Água, Estireno, Etilbenzeno, Hidrogênio e
em menor escala, Benzeno e Tolueno, produtos de reações paralelas no reator e de impurezas na
alimentação de etilbenzeno no processo. Segundo o projeto proposto, a conversão de etilbenzeno
no sistema reacional atinge 55,5%.
12
Figura 4.3 Fluxograma resumido da unidade de reação.
4.3 Separação do Estireno
A mistura efluente do sistema reacional é resfriada até cerca de 75°C, e segue para um vaso
separador trifásico horizontal. Nesta temperatura, todos os componentes condensáveis apresentam-
se nas fases líquidas. Neste equipamento, as três fases provenientes da reação são separadas
segundo suas propriedades físicas e químicas. No topo do vaso saem os gases gerados na reação,
compostos quase totalmente por hidrogênio. No fundo do vaso a água é retirada do processo,
enquanto que os líquidos orgânicos, que apresentam pouca interação com a água, são retirados na
faixa intermediária do vaso.
A corrente de líquidos orgânicos é composta essencialmente de Etilbenzeno e Estireno, e uma
pequena quantidade de Tolueno e Benzeno. Esta corrente segue para um sistema de duas colunas
de destilação à vácuo. No topo da primeira coluna (T-201), separam-se os componentes Tolueno e
Benzeno com 99% de pureza (Corrente D11). A mistura no fundo da T-201 segue para uma
segunda coluna de destilação (T-202) cuja função é separar o Etilbenzeno do Estireno. Esta é uma
coluna relativamente complexa, visto que as substâncias são quimicamente e fisicamente similares.
Para isso, foi necessário dimensionar uma coluna de grandes dimensões e com uma alta razão de
refluxo. A corrente de topo de T-202 (D10), composta de cerca de 95% de Etilbenzeno, retorna a
Unidade de Pré-Reação enquanto a corrente de fundo (D9), com mais de 99% de pureza de
Estireno segue para um sistema de resfriamento, para que o Estireno possa ser devidamente
armazenado.
13
Figura 4.4 Fluxograma resumido da unidade de separação.
4.4 Resfriamento do Estireno
O Estireno efluente da T-202 segue para um sistema de resfriamento composto por dois trocadores
de calor casco-e-tubo em série. O primeiro deles utiliza água de resfriamento, e o segundo água de
refrigeração (chilled-water). O estireno efluente do segundo trocador de calor está a 27,5°C, uma
temperatura adequada para seu armazenamento, amenizando problemas de polimerização do
estireno.
Figura 4.5 Fluxograma resumido da unidade de resfriamento do estireno.
Tabela 4.1 Dados de processo das principais correntes do projetadas.
Composição Molar
Corrente Pressão (bar)
Temperatura (°C)
Vazão (kg/h)
Vazão (kmol/h)
Etilbenzeno Estireno Benzeno Tolueno Hidrogênio Metano Etileno Água Fluxo de
Energia (kW)
D1 2,00 135,0 12.084 113,86 99,80% - 0,10% 0,10% - - - - 333,7
D2 1,00 131,9 22.026 207,59 97,70% 2,10% 0,05% 0,05% - - - - 708,5
D3B 42,00 800,0 51.268 2.845,80 - - - - -
- 100,00% -168.560,0
D4B 1,40 610,0 73.294 3.053,39 6,60% 0,10% 0,00% 0,00% - - - 93,20% -164.870,0
D5B 1,00 75,0 73.294 3.166,10 2,80% 3,70% 0,00% 0,00% 3,60% trace trace 89,90% -216.180,0
D6A 1,00 75,0 21.799 207,60 43,50% 56,40% 0,06% 0,05% - - - - 3.652,7
D7 1,00 75,0 227 112,70 - - - - 100,00% trace trace - 45,3
D8 1,00 75,0 51.268 2.845,80 - - - - - - - 100,00% -224.230,0
D9D 1,44 27,7 11.837 113,64 0,80% 99,20% - - - - - - 3.297,7
D10 0,80 128,0 9.942 93,73 95,20% 4,80% - - - - - - 374,7
D11 0,50 70,0 20 0,23 0,40% 0,04% 49,80% 49,70% - - - - 2,4
4.5 Consumo específico de utilidades
No processo de produção de estireno, conforme descrito no subitem anterior há consumo de vapor
satura a alta e média pressão, água de resfriamento e água de refrigeração, e gás natural.
O gás natural é consumido nos formos (queimadores) a fim de aquecer as correntes de entrada dos
dois reatores a 610 oC e a corrente de alimentação de vapor saturado a 42 bar a 800oC tornando-o
vapor superaquecido.
O vapor de alta pressão é consumido nos refervedores das duas colunas de destilação, e como
alimentação do processo, tornando-se de corrente de utilidade corrente de processo. O vapor de
média pressão é consumido no preaquecimento do etilbenzeno, armazenado a temperatura
ambiente e aquecido a 135 oC para entrar no processo.
Nos trocadores projetados na saída de fundo da segunda coluna, a fim de resfriar a corrente de
produto, há consumo das utilidades frias, água de resfriamento e refrigeração. Água de resfriamento
também é utilizada no trocador de calor após o segundo reator e nos condensadores das duas
colunas de destilação.
Discriminado todo consumo de utilidade, é possível calcular o consumo específico com base nas
vazões mássicas de cada utilidade empregada e na produção total de estireno ao fim do processo.
O parâmetro de consumo específico adotado é definido, assim, como a razão entre a produção de
estireno e o consumo de utilidade.
Os resultados que caracterizam as utilidades empregadas no processo estão na Tabela 4.1.
Tabela 4.1 Consumo específico de utilidades no processo.
Bloco Componente Vazão Mássica (kg/h) Consumo Específico
Global Estireno 11742,3
Global Etilbenzeno 12059,8 0,97
Global Vapor de Alta Pressão 90631 0,13
Global Gás Natural 1683 6,98
Global Água de Resfriamento 4152991 0,0028
Global Água de Refrigeração 8293 1,42
Global Vapor de Média Pressão 1185 9,91
16
5 Equipamentos projetados
No desenvolvimento do projeto químico foram dimensionados e especificados os principais
equipamentos presentes na planta de produção de estireno. Na confluência dos trabalhos
realizados, apresentam-se a seguir os resultados das dimensões básicas de cada um desses
equipamentos.
5.1 Reatores
Os reatores utilizados no processo são do tipo catalítico heterogêneo e adiabáticos. O reator é
alimentado com uma mistura de etilbenzeno e vapor d’água a alta temperatura e baixa pressão no
reator. A reação de desidrogenação é endotérmica, e, portanto, são utilizados dois reatores em
série, com um reaquecimento entre eles.
Os resultados do reator químico são apresentados a seguir. Uma descrição detalhada do
procedimento de cálculo é apresentada no Anexo 2.
Tabela 5.1 Dados de Setup no Aspen.
Parâmetro Reator 1 Reator 2 Unidade
Configuração do reator Multitubular Multitubular -
Tipo de reator Adiabático Adiabático
Número de tubos 50 50
Comprimento do tubo 4 4 m
Diâmetro do tubo 0.8 0.8 m
Pressão de entrada 1.4 1.297 bar
Eq. de queda de pressão Ergun Ergun -
Fração de vazio do leito 0.4 0.4
Densidade da partícula 1282 1282 kg/m³
Diâmetro da partícula 1 1 cm
Esfericidade da partícula 1 1 -
Tabela 5.2 Resultados finais da simulação dos reatores.
Modo de operação Adiabático
Pressão de Operação 1.4
Razão H2O/Etilbenzeno 15
Conversão Global 99.2%
Conversão por passo 56.0%
Temperatura de entrada 610 °C
Temperatura de saída 578,1 °C
Perda de Carga 0,232 bar
5.2 Separador trifásico
Após a reação, a mistura gasosa é resfriada rapidamente à uma temperatura de 75 °C, permitindo
que os componentes condensáveis passem à fase líquida, formando uma fase aquosa e uma
17 orgânica. Para separar essa mistura com duas fases líquidas e uma fase vapor, utiliza-se um
separador trifásico.
O separador projeto é do tipo horizontal, e foi projetado utilizando procedimentos empíricos,
baseados na definição de tempos de hold-up e surge. O vaso opera em pressão atmosférica. Os
resultados do dimensionamento do vaso são apresentados na Tabela 5.3. O procedimento
detalhado de dimensionamento é apresentado no Anexo 3.
Tabela 5.3 Resultados do dimensionamento.
Parâmetro Valor
Diâmetro 2,44 m
Comprimento 5,79 m
Razão Diâmetro por Comprimento 2,38
Espessura 6,35 mm
Massa do Vaso 2360 kg
Material Aço Carbono
Pressão 1 bar
Temperatura 75 oC
5.3 Colunas de Destilação
A separação a jusante do separador trifásico é realizada utilizando duas colunas de destilação. A
primeira coluna, C1, é responsável pela separação do benzeno e tolueno formados nas reações
indesejadas do etilbenzeno não reagido e o estireno. A segunda coluna, C2, procede com a
separação final do estireno e do etilbenzeno não reagido, que é reciclado. Os resultados do projeto
da coluna C1 são apresentados na Tabela 5.4 e na Tabela 5.5. Os resultados do projeto da coluna
C2 são apresentados na Tabela 5.6 e na Tabela 5.7. O procedimento detalhado de
dimensionamento das colunas é apresentado no Anexo 4.
Tabela 5.4 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1
Parâmetro Valor
Componente chave leve (LK) Tolueno
Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno
Recuperação do LK no destilado 0,99999
Recuperação do HK no destilado 0,00001
Pressão no condensador (bar) 0,5
Pressão no refervedor (bar) 1,2
Número de estágios 40
Tabela 5.5 Resultados do projeto simplificado da coluna C1
Parâmetro Valor Unidade
Razão de refluxo mínima 413 -
Razão de refluxo real 2646 -
Número mínimo de estágios 38,18 -
Número de estágios reais 40 -
18
Parâmetro Valor Unidade
Estágio de alimentação 20,36 -
Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -
Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr
Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr
Temperatura do destilado 70 C
Temperatura na corrente de fundo 149 C
Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -
Tabela 5.6 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1
Parâmetro Valor
Componente chave leve (LK) Tolueno
Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno
Recuperação do LK no destilado 0,99999
Recuperação do HK no destilado 0,00001
Pressão no condensador (bar) 0,5
Pressão no refervedor (bar) 1,2
Número de estágios 40
Tabela 5.7 Resultados do projeto simplificado da coluna C1
Parâmetro Valor Unidade
Razão de refluxo mínima 413 -
Razão de refluxo real 2646 -
Número mínimo de estágios 38,18 -
Número de estágios reais 40 -
Estágio de alimentação 20,36 -
Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -
Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr
Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr
Temperatura do destilado 70 C
Temperatura na corrente de fundo 149 C
Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -
5.4 Refervedor da coluna C2.
O refervedor da coluna 2 é do tipo kettle, e opera com uma mistura composta por 99,2% de estireno
e 0,8% de etilbenzeno. Desta forma, dentro do feixe de tubos escoa o fluido quente, selecionado
como vapor de 42 bar (vapor de alta). O refervedor opera a uma pressão ligeiramente superior à
pressão de fundo da coluna. O refervedor foi projetado para operar com um fluxo de calor específico
inferior ao fluxo crítico. Os resultados do projeto do refervedor são apresentados na Tabela 5.8 e
Tabela 5.9. O procedimento detalhado do cálculo do refervedor é apresentado no anexo 5.
Tabela 5.8 Parâmetros utilizados no cálculo do fluxo de calor de segurança.
Variável Unidade Valor
Aceleração da gravidade, g m/s² 9,81 Calor latente de vaporização, λ J/kg 340.917
19
Variável Unidade Valor
Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Fator para o tipo de arranjo, Kb - 0,44 Fluxo atual, q” kW/m2 85,5 Fluxo máximo, q”max kW/m2 108,2 Fluxo de segurança,q”cb kW/m² 154,6 Massa específica do líquido, ρL kg/m³ 767,4 Massa específica do vapor, ρv kg/m³ 4,77 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Passo, pt mm 62,5 Tensão superficial do líquido, σ N/m 0,024
Tabela 5.9 Parâmetros finais de projeto do refervedor tipo Kettle.
Variável Unidade Valor
Área de troca térmica m² 143 Carga térmica kW 12259 Comprimento do feixe m 5 Comprimento do tubo mm 10000 Diâmetro do casco m 2,88 Diâmetro do feixe m 1,11 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Número de passes nos tubos - 2 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Pressão da utilidade bar 42 Temperatura da carga ºC 166,3 Temperatura da utilidade ºC 252,1 Uglobal W/(m².K) 996
5.5 Trocador de calor
Foram projetados dois trocadores de calor para o resfriamento do estireno produzido após a
separação na coluna C2. Como a água de resfriamento é disponível a 30°C, e o estireno deve ser
armazenado a temperatura inferior a 32°C, a carga térmica do resfriamento foi dividida entre dois
trocadores, um operando com água de resfriamento (E-205) e outro operando com água de
refrigeração (E-206), de forma apresentada na Figura 5.1.
Figura 5.1 Arranjo dos trocadores de calor alocados.
O projeto dos trocadores foi realizado inicialmente utilizando o método de Kern, e refinado utilizando
o Aspen. Os resultados dos trocadores são apresentados na Tabela 5.10 e na Tabela 5.11. O
procedimento detalhado de projeto dos trocadores é apresentado no Anexo 6.
20
Tabela 5.10 Inputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.
Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206
Diâmetro do Casco 31 cm 19,5 cm Número de Passes do Casco
1 1
Número de Tubos 86 45 Número de Passes dos Tubos
4 4
Diâmetro dos Tubos 0,75 in 0,75 in Pitch 0,94 in 0,94 in Comprimento dos Tubos 12 ft 14 ft Número de Chicanas 35 40 Corte das Chicanas 0,25 0,25 Vazão Mássica de Utilidade 12,22 kg/s 2,30 kg/s Vazão Mássica de Processo 3,28 kg/s 3,28 kg/s
Tabela 5.11 Outputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.
Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206
Temperatura de Entrada do Fluido Quente 166,3 oC 51,4oC Temperatura de Entrada do Fluido Frio 30 oC 10oC Temperatura de Saída do Fluido Quente 51,4oC 27,7oC Temperatura de Saída do Fluido Frio 43,0 oC 22,3oC Carga Térmica 720,54 kW 128,1 kW Área de Troca Térmica 18,8 m2 11,5 m2 Velocidade de Escoamento no Tubo 1,08 m/s 1,91m/s Velocidade de Escoamento no Casco 1,09 m/s 0,30 m/s Coeficiente Global de Troca Térmica Limpo
1082,0 W m-2 K-1 717,3 W m-2 K-1
Coeficiente Global de Troca Térmica Sujo 724,5 W m-2 K-1 540,2W m-2 K-1 Queda de Pressão do Casco 0,60 bar 0,012 bar Queda de Pressão do Tubo 0,14 bar 0,54 bar
5.6 Tubulação entre as colunas de destilação
O traçado da tubulação (layout) foi realizado levando em conta critérios de operação e manutenção
dos acessórios de tubulação da linha. Na linha entre as colunas C1 e C2, foi alocada uma placa de
orifício, uma válvula de controle e válvulas de bloqueio, dreno e bypass sobre essas. A bomba que
movimento o fluido nesta tubulação possui uma bomba reserva, e um sistema de bloqueio e
intertravamento automático. As bombas também possuem válvulas de retenção no trecho de
descarga. O traçado da linha é apresentado no Anexo 8. Explicação mais detalhada a respeito da
filosofia de síntese da linha é apresentada no Anexo 7.
A válvula de controle presente na linha é do tipo “globo”, com atuador pneumático tipo diafragma. A
característica de vazão é igual percentagem. Para uma queda de pressão definida na válvula de
0.02 bar, pode-se utilizar tipicamente uma válvula globo de 4”.
O material da tubulação é o aço AISI 304L. A linha projetada tem aproximadamente 55 metros de
trecho reto e 4 polegadas de diâmetro. Nesta linha, a maior parte da perda de carga se deve à
necessidade de elevar o fluido até o prato de alimentação na coluna. O procedimento detalhado
21 para o dimensionamento da linha é apresentado no Anexo 7. Os resultados do dimensionamento da
linha são apresentados na Tabela 5.12.
Tabela 5.12 Características do escoamento na tubulação da linha entre as colunas.
Parâmetro Valor Unidade
Diâmetro interno (Di) 4 in
Schedule 40 adimensional
Velocidade (v) 0,973 m/s
N° de Reynolds (Re) 3,38.105 adimensional
Fator de atrito (fD) 0,0069 adimensional
Comprimento de tubulação (L) 53,5 m
Comprimento equivalente acidentes (Leq/D) 394 adimensional
Queda de pressão por atrito (∆Pa) 5757,5 Pa
Queda de pressão estática (∆Pe) 2,030.105 Pa
Queda de pressão total (∆Pt) 2,088.105 Pa
A bomba utilizada na linha foi dimensionada a partir dos resultados de queda de pressão estática e
por atrito. A bomba selecionada é do tipo centrífuga. O procedimento detalhado para o projeto da
bomba é apresentado no anexo 7. Os resultados da bomba projetada são apresentados na Tabela
5.13.
Tabela 5.13 Características da bomba projetada
Parâmetro Valor Unidade
NPSH requerido (NPSHR) Não foi definido m
NPSH disponível (NPSHD) 1,717 m
Pressão na Sucção (Psuc) 1,38 bar
Pressão na Descarga (Pdes) 3,31 bar
Temperatura na sucção (Tsuc) 150 °C
Temperatura na descarga (Tsuc) 150 °C
Vazão (Q) 28,411 m³/h
Tipo de bomba centrífuga -
Potencia (Peixo) 2,14 kW
5.7 Tanque de armazenamento
Foram projetados tanques de armazenamento para o etilbenzeno e estireno. O armazenamento
ocorre a 1 bar e 25 °C. O tempo de armazenamento de todas as correntes é de 3 dias, com os
tanques operando a 75% de suas capacidades máximas. Os tanques são cilíndricos e com teto
vertical. As dimensões dos tanques são apresentadas na Tabela 5.14. O procedimento detalhado
para o dimensionamento dos tanques é apresentado no Anexo 9.
Tabela 5.14 Dimensões dos tanques de armazenamento, em unidade do SI.
Composto Nº de
Tanques Diâmetro Altura Volume
Volume Total
Espessura
Parede e Teto Fundo Etilbenzeno ou Estireno
2 9,14 m 10,94 m 718,2 m3 1436 m3 4,76 mm 6,35 mm
22
6 Análise técnico-econômica
Projetados os principais equipamentos presentes no processo, segue-se a análise técnico-
econômica da planta a fim de estimar os custos referentes ao capital inicial e à produção e a receita
operacional. Detalhados cada um dos fatores que compõe os custos e as receitas do processo,
procede-se à análise de lucratividade do investimento.
A análise técnico-econômica é fundamental ao projeto da planta de estireno, pois traduz em uma
base econômica todo trabalhado técnico desenvolvido, e caracteriza a viabilidade do processo. Sua
apresentação no presente documento está dividida em três itens, apresentados cada qual em um
capítulo a seguir: custo de capital inicial, custo de produção e análise econômica.
23
7 Custo de Capital Inicial
7.1 Custo de capital fixo
Para a estimativa dos custos dos equipamentos, utilizou-se de estimativas com base em algum
parâmetro do equipamento, como área de troca térmica dos trocadores ou a potência no caso das
bombas. Todas as equações utilizadas neste item se encontram listadas no Anexo 11. Aos custos
dos equipamentos são atribuídos um fator de instalação além do fator material e do fator de
pressão. Esses fatores se encontram no mesmo anexo. O custo de instalação de equipamento é
dado pela Equação 7.1.
Custo de instalacao=Custo* 4+fator de material+fator de pressao 7.1
7.1.1 Tubulações
Para se calcular os custos das tubulações, é necessário realizar algumas estimativas sobre o layout
da planta, como distâncias entre tanques de armazenamento e equipamentos, e distância entre os
equipamentos. Os custos da tubulação dependem do comprimento e diâmetros das tubulações.
O trecho de tubulação calculado durante o projeto, entre as duas colunas de destilação, possui
diâmetro de 4 polegadas. Portanto, os diâmetros de todas as linhas de utilidades da planta foram
estimados como possuindo o mesmo diâmetro, de 4 polegadas.
Para se avaliar a validade dessa escolha, foram calculadas as velocidades em cada uma dessas
linhas. Inicialmente, atribuiu-se um sequencial para cada linha, conforme a Tabela 7.1.
Tabela 7.1 Definição de numeração sequencial para as linhas.
Sequencial De Para
1 Tanque de armazenamento EB Ponto de Mistura 1
2 Ponto de mistura 1 Forno
3 Forno Reator 1
4 Reator 1 Forno
5 Forno Reator 2
6 Reator 2 Trocador E-104
7 Trocador E-104 Separador Trifásico
8 Separador Trifásico Est Tratamento Efluentes
9 Separador Trifásico Coluna 1
10 Coluna 1 Coluna 2
11 Coluna 1 Tanque de arm B + T
12 Coluna 2 Trocador E-105
13 Coluna 2 Reciclo
14 Trocador E-105 Trocador E-106
15 Trocador E-106 Tanque de armazenamento S
16 Central de Utilidades E-104
17 Central de Utilidades E-105
24
Sequencial De Para
18 Central de Utilidades E-106
19 Central de Utilidades Condensador 1
20 Central de Utilidades Refervedor 1
21 Central de Utilidades Condensador 2
22 Central de Utilidades Refervedor 2
A vazão volumétrica e a velocidade em cada foram então calculadas, e estão apresentadas na
Tabela 7.2. Observa-se que, enquanto para a maioria das tubulações com vazões de líquido as
velocidades estão dentro de valores aceitáveis (próximas a 1 m/s), nas tubulações em que há a
operação com gás, essa velocidade é extremamente alta. Seria necessário dimensionar linhas de
diâmetro maior. Entretanto, como nosso reator tubular é composto de 50 tubos de 80 cm, o ideal
seria instalar uma tubulação na saída de cada reator, juntando-os em seguida, através de um
manifold, logo antes da entrada do trocador de calor que condensa a mistura, de modo a se
trabalhar com tubulações menores.
Como nessa etapa deseja-se apenas uma estimativa inicial de diâmetro e comprimento, para
calcular o custo, foi utilizado o mesmo diâmetro para as tubulações de processo e utilidades.
Entretanto, numa fase de projeto detalhado, seria necessário calcular cada linha para obter um
diâmetro que apresentasse velocidade de escoamento adequado, e tomar cuidado especial com as
tubulações em que há escoamento gasoso.
Tabela 7.2 Diâmetro, comprimento e velocidade estimados para cada tubulação.
Sequencial Comprimento (m) Diâmetro (in) Vazão (m³/s) Velocidade (m/s)
1 50 4 0,008 0,986
2 10 4 41,300 5094,154
3 10 4 44,447 5482,292
4 10 4 46,726 5763,436
5 10 4 49,054 6050,534
6 20 4 53,245 6567,556
7 20 4 3,908 481,972
8 50 4 0,015 1,860
9 10 4 0,007 0,890
10 20 4 0,008 0,973
11 50 4 0,000007 0,001
12 10 4 0,004 0,531
13 30 4 0,004 0,442
14 10 4 0,004 0,463
15 50 4 0,004 0,453
TOTAL 360
16 50 4 0,8563 105,615
17 50 4 0,0122 1,507
18 50 4 0,0023 0,284
19 50 4 0,0894 11,030
20 50 4 0,1845 22,757
21 50 4 0,1957 24,140
25
Sequencial Comprimento (m) Diâmetro (in) Vazão (m³/s) Velocidade (m/s)
22 50 4 0,3489 43,032
TOTAL 350
Os comprimentos estimados, também apresentados na Tabela 7.2 foram de 50 metros de tubulação
entre tanques e equipamentos e para as linhas de utilidades, já que normalmente os tanques e
central de utilidades se encontram mais afastadas da planta produtiva, e de 10 metros entre
equipamentos, utilizando-se 20 metros entre equipamentos que apresentam bombas entre eles.
Ressalta-se novamente que esses valores são apenas estimativas iniciais, e no projeto detalhado
da planta seria necessário projetar o layout da planta, e todos os encaminhamentos de tubulações,
para se obter um valor exato.
Os custos totais da tubulação, bem como os custos totais da tubulação instalada, estão
apresentados na Tabela 7.3. O material utilizado foi Aço carbono, para as tubulações nas quais não
há presença de estireno, e de Aço Inoxidável nas tubulações em que há a presença de estireno.
Para todas as linhas de processo, opera-se com pressões inferiores a 10 bar, e, portanto, não é
necessário considerar um fator de pressão no custo. Já para as tubulações de vapor de alta, é
necessário considerar esse fator. Como a vazão do vapor de média é baixa, e ele é utilizado em
apenas um trocador de calor, a tubulação dessa utilidade foi desconsiderada, por motivo de
simplificação.
Tabela 7.3 Custos totais das tubulações.
Tipo de serviço Comprimento total
(m)
Custo total
(F$)
Custo total instalado
(F$)
Com estireno, baixa pressão 200 20.320 162.560
Sem estireno, baixa pressão 410 41.656 166.624
Sem estireno, alta pressão 100 10.160 91.440
O custo total das tubulações instaladas, portanto, é de F$ 420.324,00.
7.1.2 Bombas
Como hipótese, sugeriu-se que para cada bomba haja uma bomba redundante para o caso de falha
ou manutenção. Assim, o número de bombas estimado é igual ao dobro do número de postos
necessários.
O número de postos estimados foi de 6. Estimou-se inicialmente uma bomba entre o tanque de
armazenamento de matéria-prima (etilbenzeno) e o primeiro reator, capaz de levar o fluido do inicio
do processo, através dos reatores e até o vaso separador trifásico. Em seguida, estimou-se uma
bomba entre o separador trifásico e a primeira coluna. Depois, uma bomba entre o topo da Coluna 1
e o tanque de armazenamento de Benzeno e Tolueno. Uma quarta bomba entre as duas colunas,
que foi a única bomba calculada nos relatórios anteriores. Por fim, uma bomba na corrente de
reciclo de etilbenzeno, e uma bomba entre os trocadores de calor de resfriamento do estireno, que
26 deve vencer a perda de carga dos reatores e conduzir o fluido até o tanque de armazenamento
desse produto.
Para facilitar as estimativas, considerou-se que as bombas possuem a mesma potência de
operação e, portanto, possuem custos padrões iguais. Porém, algumas bombas são utilizadas para
bombear fluido com estireno e, portanto, são mais caras por terem que ser feitas de material
inoxidável.
Tabela 7.4 Custo das bombas instaladas em relação à potência necessária
Aplicação Número de
bombas Potência das bombas (kW)
Fator de material
Custo unitário (F$)
Bombeamento sem estireno
4 2,24 0 22.091,19
Bombeamento com estireno
8 2,24 4 88.364,78
7.1.3 Válvulas de controle
Como foi feito apenas o PI&D entre as duas colunas de destilação, foram especificadas apenas as
válvulas de controle necessárias para esses dois equipamentos. No total, foram 18 válvulas de
controle para essas colunas, sendo que 14 delas tem o estireno como fluido de processo, duas
delas utilizam utilidade de baixa pressão (água de resfriamento) e duas utilizam utilidade de alta
pressão (vapor de 42 bar).
Para os outros equipamentos, considerou-se que havia duas válvulas de controle sem estireno
ligadas aos seguintes equipamentos: Forno H-101, H-102 e H-103; trocadores E-101, E-102, E-205
e E-206; reatores R-101 e R-102; separador trifásico V-201 e tanque de armazenamento de
estireno. Esse valor considera que uma variável de controle de qualidade e outra para controle de
segurança do processo. O total de válvulas de controle se encontra na Tabela 7.5.
Tabela 7.5 Custo das válvulas de controle instaladas em relação ao diâmetro de escoamento.
Aplicação da válvula
Quantidade Diâmetro de escoamento
(pol)
Fator de material
Fator de pressão
Custo da aplicação
instalada (F$)
Sem estireno, pressão < 10 bar
20 4 0 0 84.880,13
Sem estireno, pressão > 40 bar
2 4 0 5 19.098,03
Com estireno, pressão < 10 bar
14 4 4 0 118.832,18
7.1.4 Válvulas
O número de válvulas necessárias foi estimado a partir do número de bombas. Como se considerou
que são 12 bombas (6 bombas do processos mais as redundantes), multiplicou-se por quatro esse
valor com base no detalhamento realizado na linha de processo feito entre as duas colunas. Esse
valor considera as válvulas de bloqueio, retenção e dreno.
27
Tabela 7.6 Custo das válvulas instaladas em relação ao diâmetro de escoamento.
Aplicação da válvula
Quantidade Diâmetro de escoamento
(pol)
Fator de material
Fator de pressão
Custo da aplicação
instalada (F$)
Sem estireno, pressão < 10 bar
16 4 0 0 33.952,05
Com estireno, pressão < 10 bar
32 4 4 0 135.808,20
7.1.5 Trocadores de calor
Alguns trocadores já haviam sido projetados e, portanto, suas áreas já estavam disponíveis para os
cálculos dos custos. O trocador de calor E-104 não havia sido projetado, portanto, uma área
precisou ser estimada com base na carga térmica. Utilizando a Equação 7.2, essa estimativa se
tornou possível com base nos resultados obtidos pelo simulador do processo. T era a diferença
entre temperaturas entre o fluido de processo, que caiu de 578,1°C para 75 °C. A utilidade, neste
caso, foi a água de resfriamento que variou a temperatura de 30°C para 45°C (a máxima variação
permitida).
A carga térmica do trocador retirada do ASPEN foi 53668 kW. O valor do coeficiente global de troca
térmica foi estimado pela Figura 7.1. Considerando que este trocador condensa os componentes
que saem do reator, considerou-se esse coeficiente como sendo o de um condensador, cujo valor
estimado pelo gráfico foi de, aproximadamente, 650 W/(m².ºC).
No trocador E-101, há a condensação de um vapor saturado. Assim, considerou-se o coeficiente
global igual ao dos refervedores ,1000 W/m².°C. O calor foi obtido pela simulação do aquecimento
da alimentação de estireno de 25ºC para 135ºC, que necessitou de 684,03 kW.
7.2
7.3
28
Figura 7.1 Estimativa do coeficiente global de troca térmica dos trocadores. [3]
As áreas de cada trocador e seus respectivos custos se encontram na Tabela 7.7.
Tabela 7.7 Custos trocadores de calor instalados em relação à área de troca térmica.
Identificação Área (m²) Fator material Fator de pressão Custo de instalação (F$)
E-101 7,3 4 0 52.736,79 E-102 418,2 4 0 598.343,26 E-205 18,8 4 0 93.028,22 E-206 11,5 4 0 69.268,96
7.1.6 Refervedores e Condensadores
O cálculo dos refervedores e condensadores é similar ao cálculo de aos outros tipos de trocadores
de calor com a diferença que a estimativa de custo é acrescida em 30% ao valor calculado pela
equação. A equação geral de trocadores (Equação 7.2) também foi utilizada. Analogamente aos
trocadores, retiraram-se do ASPEN as temperaturas e carga térmica para estimar a área desses
equipamentos.
O refervedor da segunda coluna de destilação já havia sido detalhado e, portanto, não precisou
desta etapa de cálculo. Os coeficientes globais de troca térmica também foram estimados pela
Figura 7.1 levando em consideração os fluidos envolvidos.
Os custos dos refervedores e condensadores podem ser encontrados na Tabela 7.8.
Tabela 7.8 Custos dos refervedores e condensadores instalados em relação à área de troca térmica.
Identificação Tipo Área (m²)
Fator de material
Fator de pressão
Custo de instalação (F$)
E-201 Condensador 270 0 0 299.257,16 E-202 Refervedor 63 4 0 249.843,28 E-203 Condensador 209 4 0 513.039,86 E-204 Refervedor 143 4 0 408.568,57
29 7.1.7 Fornos
Os custos dos fornos são relacionados com a carga térmica necessária. O fluido que fornece
energia é o gás natural que entra em combustão. São três fornos que operam à pressão ambiente.
Apesar de alguns fornos trabalharem com vapores de alta pressão, essas pressões não alteram o
fator de pressão, pois os vapores passam dentro dos tubos e, portanto, considerou-se que a
estrutura não é afetada por isso.
Tabela 7.9 Custo dos fornos instalados em relação à carga térmica.
Identificação Carga Térmica (kW) Eficiência Custo de instalação (F$)
H-101 18026,2323 0,8 14.571.129,52 H-102 2984,31625 0,8 3.456.568,14 H-103 2359,4334 0,8 2.864.279,71
7.1.8 Separador trifásico
A estimativa separador trifásico foi obtida a partir da equação de custo do vaso. Não há correção por
um fator de pressão, pois já é considerada na equação da estimativa dos custos. A pressão de
operação foi considerada como sendo 1 bar (operação à pressão ambiente). Porém, o separador
trifásico opera com estireno e deve ter um fator corretor.
Tabela 7.10 Custo do separador trifásico instalado em relação ao diâmetro e altura.
Identificação Diâmetro
(m) Altura (m) Pressão (bar) Custo de instalação (F$)
V-201 2,22 5,72 1 490.430,50
7.1.9 Colunas de destilação
O cálculo do custo da coluna é dividido em duas partes: o cálculo do custo da estrutura e o cálculo
do custo dos pratos.
No caso da estrutura da coluna, utilizou-se a mesma equação para o cálculo de vasos, ou seja,
dependente da altura e do diâmetro. Para a estrutura da coluna, não se considera o fator de pressão
pois a mesma está inclusa na equação. Como hipótese, considerou-se que ambas as colunas
operam a pressão de 1 bar. Esta é uma estimativa razoável, pois as pressões no refervedor e no
condensador são moderadas (próximas à atmosférica). O fator de material a ser considerado é o do
aço inoxidável, já que o estireno está presente.
A primeira coluna de destilação, a que separa o benzeno e tolueno, não foi detalhada e, portanto,
seu custo teve que ser estimado a partir dos resultados da segunda coluna. O número mínimo de
estágios dessa coluna foi dado pelo Short-Cut da simulação com o valor de 39. Como o simulador
considera o refervedor e o condensador como estágios, o número de pratos considerado foi 37.
30 Tabela 7.11 Custo das colunas de destilação instaladas em função do diâmetro, altura e número
de pratos.
Identificação Diâmetro (m) Altura (m) Número de
pratos Pressão (bar)
Custo de instalação (F$)
T-201 3,6 31,4 37 1 4.994.762,44
T-202 3,6 62,3 78 1 9.614.112,56
7.1.10 Reatores
O custo dos reatores é proporcional apenas à quantidade deles. Nenhuma dimensão está envolvida
na estimativa. Porém, como há estireno, foi necessário utilizar aço inoxidável e, portanto, um maior
fator de material no cálculo do custo de instalação.
Tabela 7.12 Custo unitário de instalação dos reatores.
Quantidade de reatores Fator de material Fator de pressão Custo unitário de instalação (F$)
2 4 0 16.000.000
7.1.11 Tanques de armazenamento
Como já especificado, foram dimensionados os tanques de armazenamento de estireno e
etilbenzeno. Consideraram-se dois tanques de iguais dimensões para cada uma dessas
substâncias. O tanque contendo estireno foi considerado que seria feito de aço carbono revestido,
pois sua estrutura seria mais barata em comparação a um tanque de aço inoxidável, mas mais caro
que o aço carbono por conta da necessidade do material e mão-de-obra para o revestimento. Como
não foi dado um valor para o fator desse tipo de material, considerou-se que esse fator é 1,5 (igual
ao aço com Cr e Mo).
Foi considerada também a existência de um tanque para o armazenamento da mistura de benzeno
e tolueno. Considerou-se que o tanque teria volume de 30m³, equivalente ao volume necessário
para o armazenamento de 52 dias de produção desse subproduto (sua vazão é de 0,024 m³/h). É
um valor superestimado, mas que inclui os valores de suas especificidades e fatores de segurança
não detalhados no projeto. Outro motivo para tal estimativa é que não compensa utilizar um tanque
de baixo volume, pois o custo do transporte iria elevar muito o custo de logística.
Tabela 7.13 Custos dos tanques de armazenamento instalados em função do volume.
Substância armazenada
Volume (m³)
Fator de material Fator de pressão Custo de instalação (F$)
Etilbenzeno 718,2 1,5 0,0 569.036,24
Etilbenzeno 718,2 1,5 0,0 569.036,24
Estireno 718,2 0,0 0,0 413.844,54
Estireno 718,2 0,0 0,0 413.844,54
Benzeno/ Tolueno 30 0,0 0,0 61.569,09
7.1.12 Custo total
31 Somando-se todos os custos dos equipamentos e considerando os fatores de instalação, de
material e de pressão, foi possível obter uma estimativa do custo de instalação da fábrica. Tal valor
se encontra na Tabela 7.14.
Tabela 7.14 Custo total de instalação da planta de estireno a partir da produção desejada.
Equipamento Custo Unitário (F$) Número de equipamentos
Custo total (F$)
Bomba (bombeamento com estireno)
11.045,60 8 88.364,78
Bomba (bombeamento sem estireno)
5.522,80 4 22.091,19
Coluna de destilação T-201 4.994.762,44 - 4.994.762,44
Coluna de destilação T-202 9.614.112,56 - 9.614.112,56
Condensador E-201 299.257,16 - 299.257,16
Condensador E-203 513.039,86 - 513.039,86
Forno H-101 14.571.129,52 - 14.571.129,52
Forno H-102 3.456.568,14 - 3.456.568,14
Forno H-103 2.864.279,71 - 2.864.279,71
Reatores 16.000.000 2 32.000.000
Refervedor E-202 249.843,28 - 249.843,28
Refervedor E-204 408.568,57 - 408.568,57
Separador Trifásico V-201 490.430,50 - 490.430,50
Tanque de armazenamento de benzeno/tolueno
61.569,09 1 61.569,09
Tanque de armazenamento de estireno
569.036,24 2 1.138.072,48
Tanque de armazenamento de etilbenzeno
413.844,54 2 827.689,08
Trocador de calor E-101 52.736,79 - 52.736,79
Trocador de calor E-102 598.343,26 - 598.343,26
Trocador de calor E-205 93.028,22 - 93.028,22
Trocador de calor E-206 69.268,96 - 69.268,96
Tubulação com estireno, pressão<10 bar
- 200 m 162.560
Tubulação sem estireno, pressão<10 bar
- 410 m 166.624
Tubulação sem estireno, pressão>40 bar
- 100 m 91.440
Válvula de controle, com estireno, pressão<10 bar
8.488,01 14 118.832,18
Válvula de controle, sem estireno, pressão<10 bar
4.244,01 20 84.880,13
32
Equipamento Custo Unitário (F$) Número de equipamentos
Custo total (F$)
Válvula de controle, sem estireno, pressão>40 bar
9.549,01 2 19.098,03
Válvula, com estireno, pressão<10 bar
4.244,01 32 135.808,20
Válvula, sem estireno, pressão<10 bar
2.122,00 16 33.952,05
Custo total dos equipamentos - - 73.158.296,24
7.2 Custo de capital de giro
O capital de giro é definido como a quantidade de dinheiro necessária para financiar os meses
iniciais de operação da planta, antes que esta comece a ter receita com a venda do(s) produtos(s)
[1]. Tipicamente, este dinheiro é utilizado para a compra de matéria-prima e suprimentos, para o
pagamento de salários e para eventuais contingências que surjam no início da operação. Inclui
também uma parcela destinada ao armazenamento e manutenção dos produtos em estoque, até
que a cadeia de suprimentos e as vendas estejam estabelecidas [1, 2]. A faixa típica para o custo de
capital de giro é de 10 a 20% do custo de capital fixo. Utilizou-se o fator médio de 15%, adotando
uma postura mais conservadora. Na Equação 7.4 encontra-se calculado o custo de capital de giro.
0,15 0,15 ( $72.891.293,11) $10.923.193,97CCG FCI F F 7.4
7.3 Custo de start-up
Durante a partida (start-up) de uma planta química, todas as unidades que a compõem são testadas
para verificar se estão operando dentro das faixas previstas em seu projeto e se estão adequadas
às normas de segurança previstas. O período de duração de um start-up depende diretamente da
complexidade da planta e pode haver a necessidade de serem feitas modificações nos
equipamentos até que as condições de projeto sejam atingidas [2].
A taxa de produção para o primeiro ano de operação de uma nova planta é geralmente estimada
como sendo uma parcela da capacidade prevista em projeto, devido ao período improdutivo, ou
ainda, de reduzida produtividade durante a partida. Recomenda-se a destinação de 5 a 20% do
custo de capital fixo para as despesas com partida. Adotou-se 10% do custo de capital fixo, uma que
vez que se trata de um valor tipicamente utilizado [2]. O custo de start-up é calculado através da
Equação 7.5.
0,10 0,10 ( $72.891.293,11) $7.282.129,31CS FCI F F 7.5
33
8 Custo de produção
O custo de produção é a soma dos custos de todos os recursos utilizados no processo para produzir
o produto final. Este pode ser divido em três categorias: custos variáveis, custos fixos e custos
gerais. A soma destes três resulta no custo de produção.
Utilizou-se metodologia baseada no custo de manufatura (COM), apresentado na Equação 8.1, que
é um custo estimado utilizado para detalhar os cálculos de todos os custos que compõem o custo
total de produção.
O custo de manufatura (COM) representa uma primeira estimativa do custo de produção, sendo
função do custo de capital fixo, custo com mão de obra, e dos custos com matéria-prima, utilidades
e tratamento de efluentes. A partir dessa estimativa, é possível então calcular cada componente do
custo de produção, como uma porcentagem do custo de manufatura, e por fim calcular o custo total
de produção, de forma mais detalhada.
0,280 2,73 1,23( )OL UT WT RMCOM FCI C C C C 8.1
8.1 Custos variáveis
Os custos variáveis compõem a parcela do custo de produção que varia com a taxa de produção da
planta. Inclui os custos com matéria-prima, utilidades, tratamento de resíduos, mão de obra de
operação, mão de obra de supervisão, manutenção e reparos, suprimentos de operação, despesas
com laboratório além de despesas com patentes e royalties.
8.1.1 Matéria-prima
O custo de matéria-prima é composto pelo custo do etilbenzeno e pelo custo do catalisador. O custo
do etilbenzeno é de F$ 1.000/kg, e representa o maior componente de custo da planta, já que se
utiliza uma vazão mássica grande, de aproximadamente 103.000 toneladas por ano, para que se
possa produzir 100.000 toneladas anuais de estireno. Já o catalisador representa um custo
significativamente menor, de F$ 516.000 para as 258 toneladas necessárias para o reator, devendo
ser trocado a cada 21 meses. Os custos de matéria-prima estão apresentados na Tabela 8.1.
Tabela 8.1 Custos de matéria-prima.
Componente Massa utilizada Custo/massa Custo total
Etilbenzeno 102.953.550 kg/ano 1 F$/kg 102.953.550 F$/ano Catalisador 258.000 kg/(21 meses) 2 F$/kg 516.000 F$/(21 meses)
Como é necessário, entretanto, estimar o custo anual de matérias primas, deve-se multiplicar o
custo de catalisador, a cada 21 meses, por um fator de (12/21) que o transforma num custo
equivalente anual, que é de F$ 295.000. Entretanto, ao se considerar o custo de catalisador no fluxo
de caixa, deve-se utilizar o período de 21 meses para troca de catalisador, de modo a refletir de
forma mais realista os gastos para a substituição de catalisador no reator.
34 Dessa forma, o custo total anual de matéria prima é apresentado na Equação 8.2.
$103.248.407,14RMC F 8.2
8.1.2 Tratamento de rejeitos
O custo de tratamento de efluente é proporcional à vazão gerada. Existem duas correntes efluentes
no processo, ambas provenientes do separador trifásico: uma corrente gasosa, composta
principalmente de hidrogênio, e outra composta de água contaminada com orgânicos, que sai no
fundo do vaso. Como não se deseja utilizar a corrente de hidrogênio, e se trata de um componente
combustível, é possível utilizar um flare.No flare, o hidrogênio será queimado, de forma que a única
emissão para a atmosfera será de gás carbônico e vapor d'água.
O único efluente a ser considerado pra o tratamento, portanto, e a água que sai do separador
trifásico. O custo total do tratamento de efluente é relativamente baixo, e corresponde a F$
43.680/ano, como apresentado na Tabela 8.2.
Tabela 8.2 Custos de tratamento de efluente.
Componente Vazão de efluente (m³/ano) Custo (F$/m³) Custo total - WTC
(F$/ano)
Água 436.803 0,1 43.680
8.1.3 Utilidades
O cálculo do custo total das utilidades foi realizado utilizando os custos fornecidos por massa, ou por
carga térmica de cada utilidade. As cargas térmicas totais fornecidas por cada utilidade, bem como
as vazões totais, estão apresentadas na Tabela 8.3.
Tabela 8.3 Cargas térmicas e vazões utilidades.
Utilidade Carga térmica (kW) Vazão Mássica (kg/h)
Gás Natural 23.369,9 1.683 Vapor de Alta 18.741,9 90.631 Vapor de Média 684,0 1.185 Água de Resfriamento -72.259,9 4.152.992 Água de Refrigeração -128,1 8.293 Energia Elétrica 15,4 -
Os custos específicos de cada utilidade, bem como os custos totais por ano estão apresentados na
Tabela 8.4.
Tabela 8.4 Custos com as utilidades.
Utilidade Custo específico Unidade Custo total (F$/ano)
Gás Natural 3 F$/GJ 2.150.414 Vapor de Alta 0,017 F$/kg 13.126.994 Vapor de Média 0,014 F$/kg 141.371 Água de Resfriamento 0,3 F$/GJ 664.898 Água de Refrigeração 3 F$/GJ 11.787 Energia Elétrica 1 F$/kWh 131.208
35 Observa-se que os maiores custos são referentes ao Vapor de alta pressão e ao Gás Natural,
embora a maior carga térmica para uma utilidade seja a da água de resfriamento. Essa discrepância
pode ser justificada pelo custo mais elevado do gás natural em relação à água, e ao custo mais
elevado do processo geração de vapor em uma caldeira, em relação ao resfriamento da água numa
torre de resfriamento, que é um equipamento mais simples e que necessita de menos insumos para
operar. Enquanto o resfriamento de água em uma torre é realizado utilizando ar, na caldeira é
necessário queimar um combustível, além de ser necessário utilizar água desmineralizada para
gerar vapor, o que eleva os custos.
Já vapor de média, água de refrigeração e energia elétrica são utilizados em quantidades menores,
e por isso representam frações menores do custo total. Deve-se destacar que o custo de energia
elétrica considerado é apenas o utilizado pelas bombas do processo.
Portanto, o custo total com utilidades é calculado através da Equação 8.3.
8.1.4 Mão de obra de operação
A quantidade de operadores pode ser estimada de acordo com o número de equipamentos
presentes na planta química e de acordo com o número de etapas nas quais há manipulação de
partículas sólidas. A planta de estireno projetada contém 11 equipamentos (Equação 8.4) e não há
nenhuma etapa com manejo de partículas sólidas ( 0P ). De acordo com a Equação 8.5 calcula-se
o número de operadores necessários.
Definiu-se no projeto que a planta irá operar 355 dias por ano com três turnos diários. Logo a
quantidade total de turnos é de:
UTC =2.150.414+13.126.994+141.371+664.898+11.787+131.208= F$16.085.302 8.3
11npN Equipamentos 8.4
2 0,5 2(6,29 31,71 0,23 ) (6,29 31,71OL npN P N P 0
0,50,23.11) 2,97operadores 8.5
355 .3 1065dias turnos turnos
ano dia dia 8.6
36 Previu-se um mês de férias (4 semanas) para cada operador e que cada um irá trabalhar 5 turnos
por semana, dessa forma, calcula-se a quantidade total de turnos que cada operador fará por ano
através de:
Levando em conta a carga horária de cada operador e as férias de cada um deles, estima-se que a
quantidade de operadores devem ser contratados para operador necessário é de:
Através da Equação 8.9calcula-se a quantidade total de operadores que deve ser contratada.
Como o custo mensal de cada operador é de F$5.500,00, o custo anual com mão de obra de
operação é calculado na Equação 8.10.
8.1.5 Cálculo do custo de manufatura (COM)
A partir dos custos de capital fixo, de matéria prima, utilidades e de mão de obra de operação,
calculou-se o custo de manufatura a partir da Equação 8.1. O resultado obtido encontra-se
apresentado na Equação 8.11. Deve-se destacar novamente que esse valor é um resultado
intermediário, que não compõe o custo total de produção, mas que será utilizado para estimar
outros custos mais detalhados, que irão compor o custo total de produção.
8.1.6 Mão de obra de supervisão
Supervisores técnicos ou mesmo consultores são, em algumas situações, necessários para
realização de melhorias e de modificações de processo. A quantidade de gastos com essa classe de
mão de obra está diretamente relacionada com a quantidade de mão de obra de operação, com a
complexidade da operação e com o padrão de qualidade do produto [2]. Recomenda-se destinar de
(52 4) 5 240.
turnos turnossemanas
operador semana operador 8.7
1065 .4,4
240 .
op contratados
op necessário 8.8
.2,97 .4,4 13,2 14
.
op contratadosoperadores operadores operadores
op necessário 8.9
F$5.500 12Mão de obra de operação = 14operadores. $924.000,00
. 1
mesesF
operador mês ano 8.10
$169.833.578,02COM F 8.11
37 10 a 25% dos custos com mão de obra de operação para essa finalidade. Utilizou-se o fator médio
de 18% [1]. Na Equação 8.12 calcula-se o custo anual com mão de obra de supervisão.
8.1.7 Manutenção e reparos
Os equipamentos de uma planta química estão expostos a uma gama de condições severas, como
por exemplo fluidos corrosivos, que desgastam suas estruturas continuamente. Manutenção de
bombas, válvulas e juntas, reparos de vazamentos fazem parte do dia a dia de qualquer planta.
Nos processos industriais destina-se para manutenção de 2 a 10% do custo de capital fixo. O fator
médio é de 6%, no entanto, adotou-se 7% como segurança [2]. Na Equação 8.13 calcula-se o custo
anual com manutenção e reparos.
8.1.8 Suprimentos de operação
Os custos com suprimentos de operação incluem os gastos, como por exemplo, filtros, lubrificantes,
produtos químicos de testes, dispositivos de proteção pessoal (EPI’s), uniformes e outros produtos
similares, que não são considerados como matéria prima nem como relativos à manutenção [2].
Sugere-se destinar de 10 a 20% dos gastos com manutenção e reparos para utilizar com
suprimentos de operação. Adotou-se o fator médio de 15% [1]. Os custos com suprimentos de
operação são calculados através da Equação 8.14.
8.1.9 Despesas com laboratório
Todas as plantas químicas possuem laboratórios para realização de análises rotineiras, bem como
análise de qualidade. Destina-se para estas despesas de 10 a 20% do custo com a mão de obra de
operação. Optou-se por adotar o fator médio de 15% para estimar esses custos [1,2]. As despesas
com laboratório encontram-se calculadas na Equação 8.15.
8.1.10 Patentes e royalties
OLMão de obra de supervisão = 0,18C =0,18 (F$924.000,00)= F$166.320,00 8.12
Manutenção e reparos =0,07FCI= 0,07 (F$73.131.676,51)= F$5.119.217,36 8.13
Suprimentos e reparos = 0,15 (0,06 ) 0,009 (F$73.131.676,51)= F$685.185,09FCI 8.14
Despesas com laboratório = 0,15 =0,15 (F$924.000,00)= F$138.600,00OLC 8.15
38 Patentes protegem diversos produtos e rotas de processo, assim, para utilizá-las é necessário que
se pague aos detentores os direitos de patente ou ainda royalties baseados na quantidade
produzida do produto que utiliza a patente. Quando as patentes são obtidas pela empresa que
gerencia a planta, existem custos relacionados à pesquisa envolvida e aos registros legais desta, no
entanto, estes custos geralmente são amortizados durante o período de proteção legal da patente
[2]. Sugere-se considerar estes custos como sendo de até 6% do custo de manufatura. Para o
cálculo das despesas com patentes e royalties trabalhou-se com o fator médio de 3% [1], conforme
a Equação 8.16.
8.2 Custos fixos
Ao contrário dos custos variáveis, os custos fixos não variam com a taxa de produção da planta.
Inclui os custos com taxas locais e seguros e os custos diversos (overhead).
8.2.1 Taxas locais e seguros
As taxas locais dependem da localização da planta química e das leis regionais. Regiões mais
populosas costumam ter taxas mais altas [2].
Todas as plantas industriais possuem seguro, dados os riscos associados aos processos químicos.
O custo com seguro é tão maior quanto mais complexo for o processo e na extensão da infra-
estrutura protegida.
A soma dos custos com taxas e seguro varia de 1,4 a 5% do custo de capital fixo. Utilizou-se o fator
médio de 3,2% e o cálculo dos custos com taxas locais e seguros está apresentado na Equação
8.17.
8.2.2 Custos diversos (overhead)
Os custos diversos incluem aqueles associados com a operação das instalações auxiliares que dão
suporte a produção, que envolvem: serviços de pagamento e contabilidade, proteção contra
incêndio e serviços de segurança, serviços médicos, lanchonetes, instalações recreativos e
benefícios para funcionários. Este custo é estimado como sendo de 50 a 70% da soma dos custos
de mão de obra de operação, de mão de obra de supervisão e de manutenção e reparos, conforme
a Equação 8.18.
Despesas com laboratório = 0,03 =0,03 (F$169.833.578,02)= F$5.095.007,34COM 8.16
Taxas locais e seguros = 0,032 =0,032 (F$73.131.676,51)= F$2.340.213,65FCI 8.17
39
Os custos com mão de obra de operação, de supervisão e com manutenção e reparos foram
calculados nas Equações 8.10,8.12 e 8.13. Adotou-se o fator médio de 60% para o cálculo dos
custos diversos, que se encontra apresentado na Equação 8.19.
8.3 Custos gerais
8.3.1 Custo de administração
Os custos de administração referem-se aos gastos com atividades executivas e administrativas.
Incluem salários para administradores, secretários, economistas, equipe de tecnologia da
informação, engenheiros e advogados, além dos gastos com materiais e equipamentos de
escritório, comunicação externa e com prédios administrativos [2]. Este custo é estimado como
sendo de 15% da soma dos custos com mão de obra de operação, mão de obra de supervisão e
com manutenção e reparos, conforme a Equação 8.20 [1].
Os custos com mão de obra de operação, de supervisão e com manutenção e reparos foram
calculados nas Equações 8.10,8.12 e 8.13. O cálculo dos custos de administração está apresentado
na Equação 8.21.
8.3.2 Distribuição e vendas
Os custos com distribuição e vendas incluem os salários e suprimentos para o escritório comerciais
e seus respectivos funcionários, além de comissões e despesas com viagens dos representantes
comerciais. Inclui despesas com frete, custo de contêineres, propagandas e serviço técnico de
vendas [2].
Como a planta de estireno estará localizada em um complexo industrial de onde receberá a matéria
prima (etilbenzeno) e venderá o estireno diretamente para a produção de poliestireno, os gastos
com distribuição e vendas se reduzirão bastante. Recomenda-se destinar de 2 a 20 % do custo de
manufatura para distribuição vendas [1]. Devido à localização da planta, dentro de um complexo
OL
Manutenção e reparosMão de obra de supervisão
Custos diversos = (0,5-0,7)(C (0,1 0,25) (0,02 0,1) )OLC FCI 8.18
Custos diversos = 0,6 (F$(924.000,00+166.320,00+5.119.217,36))= F$3.286.932,35 8.19
OL
Manutenção e reparosMão de obra de supervisão
Custos de administração = 0,15(C (0,1 0,25) (0,02 0,1) )OLC FCI 8.20
Custos de administração = 0,15(F$(924.000,00+166.320,00+5.119.217,36))= R$821.733,09 8.21
40 industrial, utilizou-se o valor mais baixo dessa faixa (apenas de 2%). O custo anual com distribuição
e vendas é calculado através da Equação 8.22.
8.3.3 Pesquisa & desenvolvimento
Para melhorar a produtividade do processo, criar novos produtos ou modificar o produto de forma a
atender interesses de clientes específicos é crucial investir em pesquisa e desenvolvimento (P&D).
Qualquer empresa que deseja manter-se competitiva frente as suas concorrentes deve investir
constantemente em P&D.
Os custos com P&D incluem os salários com os funcionários envolvidos com estas atividades, os
custos dos equipamentos e aparelhos utilizados, os custos com materiais e suprimentos, além
gastos com consultores técnicos. Sugere-se destinar 5% do custo de manufatura para ser investido
em P&D [2]. Na Equação 8.23 os custos anuais com P&D são calculados.
8.4 Resumo dos custos de produção
Os itens que compõe o custo de produção estão apresentados na Tabela 8.5, juntamente com a
faixa típica de valores encontrados na literatura e os valores adotados.
Tabela 8.5 Detalhamento dos custos de produção. Item do custo de produção Faixa Típica Faixa adotada Valor (F$)
Custos variáveis
Matéria-prima CRM - 103.248.407
Tratamento de resíduos CWT - 43.680
Utilidades CUT - 16.085.302
Mão de obra de operação COL - 924.000
Mão de obra de supervisão (0,1-0,25)COL 0,18COL 166.320
Manutenção e reparo (0,02-0,1)FCI 0,06FCI 5.119.217
Suprimentos de operação (0,1-0,2)(0,02-0,1)FCI 0,009FCI 685.185
Despesas com laboratório (0,1-0,2)COL 0,15COL 138.600
Patentes e royalties (0-0,06)COM 0,03COM 5.095.007
Custos fixos
Taxas locais e seguros (0,014-0,05)FCI 0,032FCI 2.340.214
Custos diversos(Overhead) (0,5-0,7)(COL+(0,1-0,25)COL+(0,02-0,1)FCI) 0,708COL+ 0,036FCI 3.286.932
Custos gerais
Custos de administração 0,15(COL+(0,1-0,25)COL+(0,02-0,1)FCI) 0,177COL+0,009FCI 821.733
Distribuição de vendas (0,02-0,2)COM 0,02COM 3.396.672
Pesquisa e desenvolvimento 0,05COM 0,05COM 8.491.679
Custo total de produção
149.842.948
Distribuição e vendas =0,02COM=0,02(F$169.833.578,02) = F$3.396.671,56 8.22
Pesquisa e Desenvolvimento=0,05COM=0,05 (F$169.833.578,02)= F$8.491.678,90 8.23
41
8.5 Receita
A receita do processo de produção de estireno é toda proveniente dos produtos do processo: o
estireno, com pureza de 99,2%, e a mistura de benzeno e tolueno, com pureza de 99,5%.
Entretanto, a produção de benzeno e tolueno, que entram no processo como contaminantes, e são
produzidos como subprodutos, é muito pequena, representando apenas 0,16%, em massa, da
produção de estireno. Além disso, o preço de venda da mistura benzeno-tolueno é de F$ 500/kg,
enquanto o de estireno é de F$ 1300/kg. Dessa forma, o preço de venda da mistura benzeno-
tolueno representa apenas 0,06% das receitas totais.
A receita total do processo é de F$ 131.194.167 conforme apresentado na Tabela 8.6.
Tabela 8.6 Receitas do processo.
Componente Massa utilizada
(kg/ano) Receita/massa
(F$/kg) Receita total
(F$/ano)
Estireno 100.854.648 1,3 131.111.042 Benzeno + Tolueno 166.251 0,5 83.125
Total 131.194.167
8.6 Lista de custos de produtos , insumos e atividades
Os custos referentes às utilidades, matérias-primas, produtos e tratamento de efluentes do
processo, estão reunidos na Tabela 8.7.
Tabela 8.7 Custos de insumos, utilidades e atividades do processo.
Produtos/Insumos/atividade Custo unitário Unidade Custo total anual (F$)
Etilbenzeno 1 F$/kg 102.953.550,00
Catalisador 2 F$/kg 294.857,14
Vapor de alta 0,017 F$/kg 3.126.994,04
Vapor de média 0,014 F$/kg 141.370,66
Água de resfriamento 0,3 F$/GJ 664.898,41
Água de refrigeração 3 F$/GJ 11.787,25
Gás natural 3 F$/GJ 2.150.413,92
Energia elétrica 1 F$/kWh 131.208,00
Tratamento de efluente 0,1 F$/m³ 43.680,34
Estireno 1,3 F$/kg 131.111.042,40
Benzeno + Tolueno 0,5 F$/kg 83.125,38
42
9 Análise econômica
9.1 Hipóteses
Considerar que não se aplicam as taxas de inflação de mercado sobre os custos de operação e o
lucro líquido do processo ao longo do período de tempo de trabalhado. Tal hipótese se justifica pela
característica do produto e da matéria-prima do processo, cuja natureza é de commoditie e cujos
preços na indústria química oscilam de maneira própria.
Adota-se uma taxa de retorno de 10% ao ano, com base na taxa Selic do ano de 2011, a qual foi de
11,6%, conforme dados da receita federal. A taxa de juros considerada sobre o fluxo de caixa
cumulativo de cada ano é a mesma da taxa de retorno. [4]
Assume-se período de 12 anos para análise da planta de estireno, sendo 2 anos de construção da
planta e 10 anos de sua operação.
9.2 Fluxo de caixa
O fluxo de caixa é construído com base no custo de capital inicial, o qual inclui o custo de capital
fixo, o custo de start-up e o capital de giro, e na receita operacional. É apresentado em base em
discreta, por base anual, e cumulativa, a qual soma o balanço de caixa ano após ano
cumulativamente.
O capita inicial fixo é distribuído nos dois anos de construção da planta, 40% do valor no primeiro
ano, e 60% no segundo, quando efetivamente são adquiridos os principais equipamentos. Também
no segundo ano são incluídos os custos de capital de giro e start-up. Ressalta-se também o custo
de renovação do catalisador utilizados nos reatores do processo, a cada 21 anos, o que acarreta
contabilizá-lo nos fluxos de caixa dos anos 4, 6, 8, 9 e 11.
O fluxo de caixa anual é calculado com base no lucro líquido – receita da venda de produtos, na
despesa operacional – custo de produção, no imposto de renda e na depreciação, conforme a
Equação 9.1.
9.1
Nos cálculos desenvolvidos, o fluxo de caixa discreto apresenta um valor líquido negativo ao longo
dos anos de operação (ano 3 ao ano 12), resultado de custos de produção maiores que a receita
total da produção. Tal fato exerce decisiva influência nos cálculos do fluxo de caixa e na análise do
investimento e de sua lucratividade, os quais são detalhados nos subitens posteriores.
9.2.1 Depreciação e carga tributária
Com base no capital inicial fixo se aplica o conceito de depreciação como um artifício tributário no
cálculo do imposto de renda a ser pago anualmente sobre a produção. A depreciação é descontada
43 do lucro líquido da planta abatendo o lucro tributável e diminuindo o próprio imposto de renda, como
na Equação 9.2.
9.2
Onde o lucro líquido é dado diferença entre a receita operacional e o custo de produção, conforme a
Equação 9.4.
9.3
Esse artifício auxilia financeiramente as empresas em consequência de grande investimento fixo
inicial realizado. Existem vários modelos para se calcular a depreciação ao longo de um
determinado período de tempo, na análise em curso, adota-se o modelo linear de depreciação para
um período de 10 anos, conforme a Equação 9.4. Com base no custo de capital fixo calculado no
valor de , a depreciação será de por ano ao longo dos 10 anos de operação da planta,
equivalente ao período do ano 3 ao ano 12. Os dados assumidos estão na Tabela 9.1.
9.4
Tabela 9.1 Capital inicial fixo, modelo, tempo e valores da depreciação.
Depreciação
Capital Inicial Fixo 73.158.296 F$
Modelo Linear
Tempo 10 anos
Parcela Anual 7.315.829 F$
Há, contudo um problema mais primário referente à análise de fluxo de caixa: o processo em
questão apresenta anualmente ao longo dos anos de operação da planta lucro líquido negativo. O
que significa que não há lucro tributável de imposto de renda e, logo, o artifício tributário da
depreciação não se aplica ao fluxo de caixa.
9.2.2 Fluxo de caixa discreto
O fluxo de caixa discreto correspondente a cada ano de operação individualmente é apresentado na
Tabela 9.2 onde estão os dados dos cálculos realizados, e nos gráficos da Figura 9.1, em forma de
colunas, e Figura 9.2, em forma de linha.
Tabela 9.2 Dados do fluxo de caixa discreto.
Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Discreto
1 0 -29.263.318 -29.263.318 -29.263.318
2 0 -62.184.552 -62.184.552 -62.184.552
3 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
4 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581
5 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
44
Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Discreto
6 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581
7 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
8 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581
9 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
10 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
11 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581
12 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581
Figura 9.1 Fluxo de caixa discreto, em gráfico de colunas.
Figura 9.2 Fluxo de caixa discreto, em gráfico de linhas.
Conforme se pode observar nas figuras apresentas, nos dois primeiros anos se encontram os
custos com capital inicial, sendo estes mais pronunciados no segundo ano, quando se somam
custos de start-up e capital de giro. Nos anos de operação, o fluxo de caixa apresenta pouca
variação, sendo as mudanças consequências dos custos de renovação do catalisador, a cada 21
meses, e no último ano o capital de venda da planta como sucata.
-70
-60
-50
-40
-30
-20
-10
0
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
-70
-60
-50
-40
-30
-20
-10
0
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
45 9.2.3 Fluxo de caixa cumulativo
O fluxo de caixa correspondente ao acúmulo dos fluxos de cada ano de operação é apresentado na
Tabela 9.3, onde estão os dados dos cálculos realizados, e nos gráficos da Figura 9.3, em forma de
colunas, e Figura 9.4, em forma de linha. Considera-se que incide sobre o fluxo cumulativo uma taxa
de juros de 10% ao ano, idêntica à taxa de desconto assumida.
Tabela 9.3 Dados do fluxo de caixa cumulativo.
Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Cumulativo
1 0 -29.263.318 -29.263.318 -29.263.318
2 0 -62.184.552 -62.184.552 -94.374.202
3 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -122.872.203
4 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -153.650.004
5 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -188.075.585
6 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -225.373.725
7 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -266.971.678
8 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -312.159.427
9 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -362.435.950
10 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -417.740.126
11 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -478.004.719
12 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -544.865.772
Figura 9.3 Fluxo de caixa cumulativo, em gráfico de colunas.
-600
-500
-400
-300
-200
-100
0
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
46
Figura 9.4 Fluxo de caixa cumulativo, em gráfico de linhas.
O fluxo de caixa cumulativo revela que há um progressivo aumento negativo do capital acumulado,
resultando em uma dívida expressiva ao final do ano 12 em valor próximo a . Tal fluxo
mostra também que não há tempo de retorno do investimento nas circunstâncias da análise.
9.3 Análise de investimento
A análise do investimento é o meio mais direto de criar parâmetros que permitam a comparação do
investimento proposto com outras aplicações, tornando possível caracteriza a análise técnico-
econômica desenvolvida para a planta de estireno.
Em razão do lucro líquido negativo revelado anualmente pelo fluxo de caixa, restringem-se as
análises do investimento e os métodos para avaliar a lucratividade do processo proposto. A cada
análise requerida apresenta-se sua respectiva descrição.
9.3.1 Tempo de retorno
O tempo de retorno de um determinado investimento se relaciona ao fluxo de caixa cumulativo:
nesse caso, representa o tempo necessário desde o início da construção da planta para que o
investimento se pague e haja retorno econômico. Em outras palavras, para que o fluxo de caixa
cumulativo apresente valor positivo.
Como já ressaltado, nosso processo apresenta lucro líquido negativo, de modo que o fluxo de caixa
correspondente não apresenta valores positivos para as condições de cálculo e as hipóteses
assumidas. Assim, não há um tempo de retorno do investimento, e a análise não se aplica.
9.3.2 Valor presente líquido
-600
-500
-400
-300
-200
-100
0
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 M
ilhõ
es
de
F$
Ano
47 O valor presente líquido representa a somatória dos balanços anuais do fluxo de caixa em valores
da moeda para o ano base considerado – neste caso o ano zero, 2012 – com base em uma taxa de
desconto específica. Na análise em curso, adota-se uma taxa de desconto de .
Ao fluxo de caixa discreto de cada ano se aplica a taxa de desconto para encontrar a
correspondência do valor em valores presentes, conforme a Equação 9.5 para um ano “k”.
9.5
Assim, o valor presente líquido, incluindo todas as parcelas anuais do fluxo de caixa no período de
tempo escolhido, é obtido pela Equação 9.6
9.6
Os valores do fluxo de caixa para cada ano de operação e seus correspondentes em valores
presentes são apresentados na Tabela 9.4.
Tabela 9.4 Fluxo de caixa e correspondente em valor presente.
Ano Fluxo de Caixa Valor Presente
1 -29.263.318 -26.603.017
2 -62.184.552 -51.392.192
3 -19.060.581 -14.320.496
4 -18.490.581 -12.629.315
5 -19.060.581 -11.835.121
6 -18.490.581 -10.437.451
7 -19.060.581 -9.781.092
8 -18.490.581 -8.625.992
9 -19.060.581 -8.083.547
10 -19.060.581 -7.348.679
11 -18.490.581 -6.480.836
12 -19.060.581 -6.073.288
O valor presente líquido verificado nas condições de cálculo adotadas é de
O valor negativo reflete o panorama encontrado no fluxo de caixa, onde em todos os
anos de operação há lucro líquido negativo. O valor presente líquido é consequência da
desvalorização da moeda ao longo dos anos de construção e operação, e recalculam-se os valores
do fluxo de caixa para o valor presente a fim de se obter um valor mais tátil do investimento que é,
em suma, sua equivalência em valores tomados para o ano 0.
9.3.3 Taxa interna de retorno (IRR)
A taxa interna de retorno (IRR) é uma análise subsequente intimamente ligada ao valor presente
líquido anteriormente apresentado. A IRR corresponde à taxa de desconto para a qual o valor
presente líquido do fluxo de caixa seja nulo. Em outras palavras, tal definição significa que o
48 montante do investimento retornaria um rendimento final equivalente caso fosse aplicado à taxa de
juros da IRR. Sua definição está expressa na Equação 9.7.
9.7
Novamente, a análise de investimento se limita nesse ponto: como não há lucro líquido positivo no
processo, não há uma taxa de desconto que retorne um valor presente líquido nulo, haja vista que
no fluxo de caixa há apenas valores negativos, anulando a aplicabilidade da análise da taxa interna
de retorno.
9.4 Análise de sensibilidade
A análise de sensibilidade se aplica sobre o levantamento econômico do processo a fim de
identificar as principais relações entre as variáveis que definem os custos de produção, a receita
operacional e o lucro líquido da planta. Na análise em questão, frente ao resultado negativo obtido
para o valor presente líquido, a análise de sensibilidade permite predizer quais variáveis trariam ao
processo um melhor desempenho econômico.
Escrutinizando os custos de operação, observa-se que a matéria-prima representa a maior parcela
dos gastos, cerca de 70% do custo total de produção, de modo que o preço do etilbenzeno é a
variável de maior representatividade e influência no fluxo de caixa. Analogamente, a análise das
receitas do processo revelam, obviamente, que o preço de venda do produto também é a variável
de impacto direto no lucro bruto do processo.
Assim, a análise de sensibilidade mais inerente se dá em torno dos preços de matéria-prima e
produto do processo, com base nas flutuações da cotação das duas commodities. Tal abordagem se
justifica pelo fato proeminente da influência dos preços de mercado no balanço econômico de
maneira direta. Na prática, tal análise se mostra insuficiente, uma vez que o preço das commodities
são inerentes aos custos de produção e sofrem as flutuações de mercado características de cada
produto/matéria-prima.
Constroem-se assim duas abordagens: uma variando-se o preço de compra de etilbenzeno, e outra
o preço de venda de estireno. A variável correspondente que se adota para estabelecer o vínculo da
análise é o valor presente líquido, que sumariza o fluxo de caixa anual com base em uma taxa de
desconto constante de 10% ao ano. Desse modo, criam-se funções para o valor presente líquido
como variável dependente com o preço de venda de estireno e o preço de compra de etilbenzeno
como variáveis independentes.
A representação dessas funções se dá graficamente pelo gráfico da Figura 9.5 para o preço de
compra do etilbenzeno como variável independente, e pelo gráfico da Figura 9.6 para o preço de
venda de estireno como variável independente.
49
Figura 9.5 Valor presente líquido em função do preço de compra do etilbenzeno.
Figura 9.6 Valor presente líquido em função do preço de venda do estireno.
Como se pode observar, em ambos os casos há um valor mínimo sobre o qual o valor presente
líquido se torna nulo passando de um valor negativo para um positivo.
Para o caso do preço de compra de etilbenzeno, o impacto se dá sobre os custos de produção,
reduzindo-os, de modo que quanto menor o custo de compra de matéria-prima, mais positivo será o
valor presente líquido. O limiar verificado, com um preço de venda da tonelada de estireno fixo
mantido em F$ 1.300 por tonelada gira em torno de F$ 650.
Para o caso do preço de venda do produto, a relação é inversa, o impacto está sobre a receita do
processo, quanto maior o preço de venda do estireno, maior a receita do processo e mais positivo o
valor presente líquido. Mantido fixo em F$ 1.000 o preço de compra da tonelada de estilbenzeno, o
limiar que conduz ao valor nulo do valor presente líquido para o preço do produto de venda é de F$
1650.
-200
-150
-100
-50
0
50
1000 950 900 850 800 750 700 650 600 V
alo
r P
rese
nte
(M
ilhõ
es
de
F$)
Preço Matéria-Prima F$/ton
-200
-150
-100
-50
0
50
1300 1350 1400 1450 1500 1550 1600 1650 1700
Val
or
Pre
sen
te (
Milh
õe
s d
e F$
)
Preço Produto F$/ton
50 Em outras palavras, flutuações exclusivas e individualmente sobre os preços de matéria-prima e
produtos resultam em um valor presente líquido não-nulo somente caso sofram variações
expressivas e não condizentes com o esperado do mercado. Para ambos se requer uma variação
de 350 F$ por tonelada ou 35% do preço atual para matéria-prima e 27% para produto.
9.5 Análise da planta de estireno
Como bem salientado ao longo do texto a planta de estireno projeta e sobre a qual se fez a análise
técnico-econômica apresentou um resultado econômico negativo, operando sem retorno financeiro
– com lucro líquido negativo. A priori, a constatação inicial é refutar qualquer futuro desenvolvimento
técnico sobre o tema e rejeitar sua proposta de implementação, uma análise mais detalhada,
contudo, é necessária a fim de conceituar a unidade de produção proposta.
O produto do processo é em sua definição uma commoditie química, a qual possui baixo valor
agregado, cuja principal aplicação se dá como monômero da produção de poliestireno, o qual
possui diversas e distintas aplicações. Na grande maioria dos casos, a produção de estireno está
diretamente ligada à produção de seu polímero, poliestireno, e em adjacência à produção de sua
matéria-prima, etilbenzeno. Os três compostos são comumente produzidos em série dentro de um
mesmo processo industrial, como forma de agregar valor ao produto final, poliestireno, e, então,
encaminhá-lo a outras destinações finais.
A inviabilidade do processo de produção de estireno operando isoladamente sem se integrar às
plantas de etilbenzeno e poliestireno é ressaltada pela análise de sensibilidade anterior. Como
verificado, tornando o valor presente líquido como variável apenas do preço de matéria-prima e
produto individualmente, um por vez na análise, é necessário variações de 35% sobre os preços
atuais para que haja um valor presente líquido não-nulo.
De modo que a análise técnico-econômica e o projeto da planta de estireno são melhores situados
se se define como mercado de destinação complexos industriais que incluam a produção de
etilbenzeno e poliestireno. É essa a principal distinção do processo e que merece ser ressaltada
neste ponto.
Deve-se, contudo, levantar ainda possíveis medidas a serem implementadas no processo de
produção de estireno as quais trariam melhoras ao processo e otimização dos resultados
econômicos. Dentre as possíveis medidas, destacam-se duas:
(i) Integração energética nas correntes de processo: há grandes variações energéticas ao
longo do processo que incluem variações de calor sensível e latente, e as quais
demandam um setor de utilidades bem ambienta a servir ao processo. A integração
energética entre as distintas correntes ao longo da planta possibilitaria uma economia
nos custos de utilidades.
51
(ii) Eliminação da primeira coluna de destilação: a primeira coluna de destilação presente no
processo elimina em sua corrente de topo uma mistura de benzeno e tolueno a uma
vazão de 20 kg/h, e origina em sua corrente de fundo a corrente de processo rica em
estireno, a uma vazão 21.780 kg/h. Eliminar a coluna é uma proposta que se baseia na
expressiva diferença entre as vazões de fundo e de topo (cerca de 1:1000) de modo que
é possível obter uma corrente de produto final com pureza de estireno maior que 99%
mesmo com apenas uma coluna de destilação. Um equipamento a menos corresponde a
uma redução no custo de capital fixo e no custo de operação da planta.
9.6 Análise de cenário
A fim de não exumar as análises de investimento do corpo do relatório e aplicar a análise de
sensibilidade apresentada – sobretudo do ponto de vista didático e elucidativo do trabalho realizado,
sugere-se um cenário econômico hipotético à planta em questão que conjugue um aumento de
preço de venda de estireno e uma diminuição no preço de compra de etilbenzeno. Sobre tal cenário
proposto, aplicam-se novamente as análises do fluxo de caixa e de lucratividade. As novas
condições estipuladas estão na Tabela 9.5.
Tabela 9.5 Novas condições de preço estipuladas para análise de cenário.
Cenário Hipotético
Preço Matéria-Prima 800 F$
Preço Produto 1500 F$
O cenário assim pensando se firma na hipótese de uma planta de estireno integrada ao complexo
de produção químico que englobe tanto o fornecimento de matéria-prima, etilbenzeno, quanto a
continuidade do processo e de seus derivados, principalmente o poliestireno. Ou seja, pensa-se na
planta de estireno como parte de um processo maior da planta de produção. Ao assumir tal fato,
pode-se predispor que o custo de matéria-prima diminua e se estipula um valor maior ao preço de
venda do estireno, uma vez que se visa retorno financeiro no processo global como um todo.
Nesse novo cenário considerado, calculam-se os fluxos de caixa de maneira diferente: considera-se
agora o imposto de renda, uma vez que o processo passa a ter lucro líquido positivo e um lucro
tributável não-nulo, aplicando-se as considerações da depreciação sobre a tributação.
O novo resultado conduz também a um valor positivo do valor líquido presente, e possibilita a
análise do tempo de retorno e da IRR.
Os valores empregados na construção do fluxo de caixa (lucros bruto, líquido e tributável,
depreciação e imposto de renda) para o cenário econômico hipotético se encontram na Tabela 9.6.
Tabela 9.6 Dados empregados no cálculo do fluxo de caixa, cenário hipotético.
Ano Lucro Bruto
Custo de Operação
Lucro Líquido
Depreciação Lucro
Tributável Imposto
1 0 -29.263.318 -29.263.318 - - -
2 0 -62.184.552 -62.184.552 - - -
52
Ano Lucro Bruto
Custo de Operação
Lucro Líquido
Depreciação Lucro
Tributável Imposto
3 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
4 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522
5 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
6 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522
7 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
8 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522
9 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
10 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
11 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522
12 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022
Os valores dos fluxos de caixa discreto e cumulativo são apresentados na Tabela 9.7. Novamente,
na construção do fluxo de caixa cumulativo, considerou-se uma taxa de juros incidente igual à taxa
de desconto, no valor de 10%.
Tabela 9.7 Valores do fluxo de caixa discreto e cumulativo, cenário hipotético.
Ano Fluxo de Caixa Fluxo de Caixa Acumulativo
1 -29.263.318 -29.263.318
2 -62.184.552 -94.374.202
3 18.325.894 -85.485.728
4 18.753.394 -75.280.906
5 18.325.894 -64.483.103
6 18.753.394 -52.178.019
7 18.325.894 -39.069.926
8 18.753.394 -24.223.524
9 18.325.894 -8.319.982
10 18.325.894 9.173.914
11 18.753.394 28.844.699
12 18.325.894 50.055.064
Nas Figura 9.7 e Figura 9.8 é apresentado o fluxo de caixa discreto, enquanto o fluxo em base
cumulativa está representado nas Figura 9.9 e Figura 9.10.
Figura 9.7 Fluxo de caixa discreto para cenário suposto, em gráfico em colunas.
-70
-60
-50
-40
-30
-20
-10
0
10
20
30
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
53
Figura 9.8 Fluxo de caixa discreto para cenário suposto, em gráfico de linha.
Figura 9.9 Fluxo de caixa cumulativo para cenário suposto, em gráfico de linha.
-70
-60
-50
-40
-30
-20
-10
0
10
20
30
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
-120
-100
-80
-60
-40
-20
0
20
40
60
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Milh
õe
s d
e F$
Ano
54
Figura 9.10 Fluxo de caixa cumulativo para cenário suposto, em gráfico de linha.
Nota-se que há um fluxo de caixa anual positivo em cerca de F$ 18mi durante os anos de operação.
Como se pode observar pelo fluxo de caixa cumulativo, o tempo de retorno do investimento é de 10
anos.
O valor presente líquido também pode ser calculado para o cenário pensado, com base na mesma
taxa de desconto de 10%. Os valores das parcelas do fluxo de caixa correspondidas ao valor
presente são apresentadas na Tabela 9.8. O valor presente líquido verificado gira em torno de F$
68mi.
Tabela 9.8 Fluxo de caixa e correspondente em valor presente.
Ano Fluxo de Caixa Valor Presente
1 -29.263.318 -29.263.318
2 -62.184.552 -60.667.855
3 18.325.894 17.442.850
4 18.753.394 17.414.391
5 18.325.894 16.602.356
6 18.753.394 16.575.268
7 18.325.894 15.802.361
8 18.753.394 15.776.579
9 18.325.894 15.040.915
10 18.325.894 14.674.063
11 18.753.394 14.650.122
12 18.325.894 13.966.985
Segue-se então para construção do gráfico que identifica a IRR, o qual relaciona a taxa de desconto
com o valor presente líquido, a representação dessa função está na Figura 9.11.
-120
-100
-80
-60
-40
-20
0
20
40
60
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 M
ilhõ
es
de
F$
Ano
55
Figura 9.11 Valor presente líquido em função da taxa de desconto, cálculo de IRR.
A relação gráfica apresenta um ponto onde há mudança de inclinação, tal ponto correspondente à
taxa de desconto para qual o lucro tributável (lucro líquido descontado da depreciação) deixa de ser
nulo e passa a incidir o imposto de renda na análise. Na prática, mesmo que haja um lucro líquido
positivo, o valor presente líquido pode ser negativo, revelando que no período de tempo
considerado, o investimento de capital inicial não se paga. A taxa verificada para IRR gira em torno
de 15%, o que ressalta que nesse cenário hipotético de cunho representativo há um retorno
financeiro.
-20
-10
0
10
20
30
40
50
60
70
80
2,5 5 7,5 10 15 20
Val
or
Pre
sen
te L
íqu
ido
Milh
õe
s d
e F$
Taxa de Desconto (%)
56
10 Conclusões
O levantamento dos custos de capital fixo revela que os equipamentos projetados no processo
somam um valor próximo a F$ 73 milhões, inferindo em um custo de capital inicial em torno de F$
100 milhões, onde custo de start-up é próximo de F$ 7 milhões e o custo de capital de giro F$ 10
milhões. Por outro lado, o custo de produção verificado se apresentou maior que o capital inicial em
F$ 103 milhões, do qual cerca de 70% equivalem aos custos de compra de matéria-prima,
etilbenzeno.
Ao analisar o fluxo de caixa do investimento proposto para um período de 10 anos de operação e 2
anos de construção da planta, verifica-se que há um lucro líquido negativo do processo durante o
período de operação, o qual não retorna o investimento inicial. Ao fim do ano 12 há um balanço de
projeto negativo em torno de F$ 540 milhões sobre uma condição de juros de 10% ao ano, e o valor
presente líquido verificado a uma taxa de desconto de 10% ao ano está próximo a F$ 170 milhões.
Analisando-se todo balanço econômico de projeto através do valor presente líquido em função do
preço de venda de estireno e de compra de etilbenzeno, observa-se que só há uma condição não-
nula caso haja uma variação de F$ 350 nos preços de produto (aumento) e matéria-prima
(diminuição). De que se infere que tal variação é incompatível com as flutuações típicas do preço
dessas commodities no mercado químico, revelando que visto individualmente e de forma isolada a
produção de estireno não é viável economicamente.
De modo que se pode concluir que o processo proposto só pode ser compreendido com viabilidade
econômica caso se insira em um contexto de integração de sua produção a de seus derivados a de
sua matéria-prima. Como verificado no âmbito industrial brasileiro, a produção de estireno
geralmente ocorre em série em continuidade à produção de etilbenzeno e servindo de insumo a
produção de derivados, como, o principal, poliestireno.
57
11 Referências Bibliográficas
[1]TURTON, R.. Analysis, synthesis, and design of chemical processes. 3rd ed. Upper Saddle
River, N.J.: Prentice-Hall, c2009. 1068p. ISBN 0135129664 (enc.).
[2]PETERS, M. S.; TIMMERHAUS, K. D.; WEST, R. Plant design and economics for chemical
engineers. 5th ed. New York, N.Y.: McGraw-Hill, 2003. 988p., il. ISBN 0071198725 (enc.).
[3]SINNOT, R. K., Chemical engineering design (Coulson and Richardson's chemical
engineering series - Volume 6), 4th ed., Oxford, England: Elsevier, c2005, p. 634-655, ISBN 978-0-
08049-255-1.
[4]RECEITA FEDERAL. Juros Selic. Disponível em:
http://www.receita.fazenda.gov.br/pagamentos/jrselic.htm#Taxa de Juros Selic – Acumulados.
Acesso em 24/06/2012
[5]WALAS, S. M.; Chemical process equipment selection and design, 1st ed., Newton, M. A.:
Butterworth-Heinemann, 1990, 755 p., ISBN 9780750693851.
[6]MONNERY, D. W., SVRCEK, W. Y., Successfully specify three-phase separators,
ChemicalEngineering Progress,1994. Setembro, 29 p.
[7]AMERICAN PETROLEUM INSTITUTE. Design and construction of large welded, low-
pressure storage tanks. API Standard 620, 10ª edição, Fevereiro de 2002.
[8]AMERICAN PETROLEUM INSTITUTE. Welded steel tanks for oil storage. API Standard 650,
10ª edição, Novembro de 1998.
[9]CHEVRON. Safe handling and storage of styrene monomer. Disponível
em:www.cpchem.com/bl/aromatics/en-us/Documents/Safe_Handling_and_Storage_of_Styrene_
Monomer .pdf. Acesso em: 27/05/2012.
[10]SHERWIN WILLIANS. Protective coatings: Etil silicato de zinco. Disponível em:
http://www.tintassumare.com.br/segmentos/linha-interna.php?idDivisao=11&idSegmento=1. Acesso
em: 28/05/2012
[9]EMERSON PROCESS. Control Valve Sizing Handbook, 2008. Disponível em:
http://www2.emersonprocess.com/en-US/Pages/Home.aspx. Acesso em: 29/05/2012.
[10]WAHRRING, R.H., Pumps: Selection, Systems and Applications. 2nd edition, Gulf
Publishing, 1984.
[11] API RP-14E - Offshore Production Platform Systems (5ª ed, Out 1991)
[12] Jakob, M., Kezios, S.P., Heat Transfer, ed. John Wiley & Sons, 1957.
[13] Stephanopoulos, G., Chemical Process Control: An Introduction to Theory and Practice, New
Jersey, Prentice-Hall International, 1984.
58 [14] Douglas, J.M., Conceptual Design of Chemical Processes, ed. McGrawHill, 1st ed., 1988. ,
disponível para consulta em :
[15] Silva Telles, P. C., Tubulações industriais: materiais, projeto e montagem, Ed. LTC, 10ª
edição, 2001.
[16] TREYBAL, R. E.. Mass-transfer operations. 3. ed. Auckland: McGraw-Hill, 1982.
[17] Dickenson, T. C., Pumping Manual, 9th Edition, Oxford Elsevier Advanced Technology, 1995.
59
12 Anexo 1 Fluxograma do processo
Figura 12.1: Fluxograma do processo implementado no Aspen.
60
13 Anexo 2 Reator
O reator químico utilizado é do tipo PBR, ou seja, consiste de um reator tubular recheado com
partículas de catalisador. Por ser um reator heterogêneo, trata-se de um sistema de parâmetros
distribuídos (há variação de temperatura, concentração, ao longo do comprimento e raio). Porém,
existem relações que exprimem condições em que tais variações são desprezíveis, e o reator real
aproxima-se de um modelo pseudo-homogêneo.
A cinética química adotada foi fornecida na proposta do projeto. Não foram consideradas as reações
de polimerização e formação de coque (cinética desconhecida).
Todo o cálculo do reator foi realizado utilizando o Aspen. Para garantir a satisfação das condições
de pseudo-homogêneo, é necessário:
Garantir que não há limitação de transferência de massa nos poros do catalisador.
Garantir que não há dispersão axial.
Garantir que não há transferência de calor radial por condução.
Garantir uma queda de pressão inferior a 10% da pressão de entrada
A utilização de um reator em regime pseudo-homogêneo é interessante pois toda seção radial
conterá catalisadores com “atividade” máxima, minimizando a quantidade de catalisador e volume
de reator necessário.
Para que não haja transferência de calor radial deve-se maximizar o coeficiente de transferência de
calor da equação de Colburn (Jakob, 1957). Isso leva a uma relação diâmetro da partícula e
diâmetro interno do tubo apresentada abaixo. Com isso, definiu-se o diâmetro interno do reator.
0.0125p
T
D
D 13.1
Para que a queda de pressão fosse inferior a 10% da pressão de entrada, ajustou-se o número de
tubos até que a queda calculada pelo Aspen fosse inferior a 10%.
Para garantir que não há dispersão axial, o comprimento do reator deve ser maior que:
100p
L
D 13.2
Para que não haja limitações de transferência de massa, deve-se ter o número de Reynolds
modificado superior a 40.
40PRe
D GN
7.1
61 Como a reação é endotérmica, decidiu-se separar o reator quando a temperatura de saída fosse
inferior a 610 °C. Com isso, para atingir a conversão desejada, definida no balanço de massa, foi
necessário apenas um reaquecimento.
Com estas restrições, foram iterativamente selecionados os diâmetros da tubulação, número de
tubos e comprimento do reator, com os cálculos realizados utilizando o Aspen, até que todas as
restrições fossem satisfeitas, e a conversão fosse satisfatória. Os dados de input (setup) finais do
Aspen são apresentados na Tabela 13.1.
O cálculo da massa de catalisador utilizada é realizada por meio da equação:
2
4tubos ap
DW N L
13.3
Onde W é a massa de catalisador, L o comprimento do reator, D o diâmetro do tubo, N o
diâmetro dos tubos, ap a densidade aparente do catalisador.
Tabela 13.1: Dados de Setup no Aspen.
Parâmetro Reator 1 Reator 2 Unidade
Configuração do reator Multitubular Multitubular -
Tipo de reator Adiabático Adiabático
Número de tubos 50 50
Comprimento do tubo 4 4 m
Diametro do tubo 0.8 0.8 m
Pressão de entrada 1.4 1.297 bar
Eq. de queda de pressão Ergun Ergun -
Fração de vazio do leito 0.4 0.4
Densidade da partícula 1282 1282 kg/m³
Diâmetro da partícula 1 1 cm
Esfericidade da partícula 1 1 -
Tabela 13.2: Resultados finais da simulação dos reatores.
Modo de operação Adiabático
Pressão de Operação 1.4
Razão H2O/Etilbenzeno 15
Conversão Global 99.2%
Conversão por passo 56.0%
Temperatura de entrada 610 °C
Temperatura de saída 578,1 °C
Perda de Carga 0,232 bar
De maneira simplificada, o projeto dos reatores seguiu o diagrama da Figura 13.1.
62
Figura 13.1: Fluxograma simplificado das etapas de projeto do reator
Levantar dados
Físicos e
TermodinâmicosLevantar
Balanço de Massa
Preliminar
Levantar dados
cinéticos
Verificação das condições
de aproximação por reator
Pseudo-Homogêneo
Determinação das
dimensões do reator
(satisfazendo Pseudo-
Homogêneo)
Obtenção dos perfis de
temperatura, composição e
pressão pelo ASPEN
Queda de
pressão
Satisfatória?
Não
Conversão
Satisfatória?
Sim
Sim
Fim
Separar o reator
em reatores em
série e reaquecer
o efluente
Não
n
63
14 Anexo 3 Separador trifásico
O dimensionamento do vaso separador trifásico se baseou em um procedimento empírico
encontrado na literatura [6] e comumente utilizado na indústria. Adota-se um vaso separador
trifásico na horizontal de formato cilíndrico com extremidades abauladas, cuja aplicação é mais
frequente em separações LLV, contendo duas fases líquidas e uma gasosa.
O procedimento tomou por base as vazões volumétricas das fases líquidas e gasosa a serem
separadas, tempos de surge e de hold-up referentes aos processos de separação física dentro do
equipamento, e nas alturas de cada fase verticalmente no vaso.
As vazões volumétricas da fase líquida (líquido pesado e líquido leve) e da fase gasosa são obtidas
a partir das correntes simuladas no processo. Os valores são para fase gasosa de
, para fase líquida leve de e para fase líquida pesada de
o que revela uma fração volumétrica de 0,98 da fase gasosa, em contraste com
a fração mássica de 0,75 da fase líquida pesada e 0,24 da fase líquida leve.
As condições de operação do vaso separador trifásico foram estabelecidas em e , as
quais foram definidas com base na separação desejada e nas pressões de vapor dos componentes
presentes na corrente de alimentação, em específico, a temperatura de ebulição de benzeno de
a .
Estimam-se os tempos de hold-up e de surge de acordo com valores típicos da literatura,
necessários a completa separação física entre as fases, por diferenças de viscosidade e massa
específica. O tempo de surge estimado é dado pela Equação 14.1, o tempo de hold-up pela
Equação 14.2.
14.1
14.2
O procedimento empírico consiste em estimar uma razão para diâmetro e comprimento do vaso
separador
e as alturas de cada fase verticalmente no vaso, as quais foram assumidas em
para o líquido leve (fase orgânica) e para líquido pesado (água) e fase gasosa.
Os cálculos levam a valores do diâmetro do vaso (altura), dada pela Equação 14.3, e a seu
comprimento, dada pela Equação 14.4. As equações tem por base a razão estimada de diâmetro
por comprimento, os volumes de hold-up e de surge – calculado a partir das vazões volumétricas e
dos tempos e de hold-up e surge – e as áreas de cada fase – calculadas por correlações empíricas
proporcionais às alturas estimadas para cada fase.
64
14.3
14.4
O material empregado na construção do vaso é o aço carbono, viável devido as condições
relativamente brandas de operação. A espessura e a massa do equipamento são estimadas com
base em valores típicos para vasos de processo [5]. Os resultados finais para o equipamento são
apresentados na Tabela 14.1.
Tabela 14.1 Resultados do dimensionamento.
Parâmetro Valor
Diâmetro 2,44 m
Comprimento 5,79 m
Razão Diâmetro por Comprimento 2,38
Espessura 6,35 mm
Massa do Vaso 2360 kg
Material Aço Carbono
Pressão 1 bar
Temperatura 75 oC
65
15 Anexo 4 Coluna de destilação
No processo, existem duas colunas de destilação, C1 e C2, cujo papel é remover o benzeno e o
tolueno formados nas reações paralelas e separar o etilbenzeno não reagido do estireno,
respectivamente. Apenas a coluna C2 foi calculada de forma detalhada, enquanto a coluna C1 foi
calculada apenas utilizando método simplificado (shortcut).
As colunas de destilação foram calculadas utilizando os módulos DSTWU e RadFrac do Aspen. O
módulo DSTWU realiza o método shortcut de Fenske-Gilliland-Underwood, que fornece o número
mínimo de pratos (Eq. de Fenske), refluxo mínimo (Eq. De Underwood) e uma estimativa da razão
de refluxo ou número de pratos necessários para obter a separação desejada (Gilliland). O módulo
RadFrac realiza o cálculo rigoroso da coluna de destilação, baseando-se nos pacotes
termodinâmicos definidos na configuração da simulação e nas propriedades de físico-químicas e de
transporte da mistura. O módulo RadFrac realiza e resolve os balanços de massa e energia prato a
prato da coluna, além de realizar cálculos de perda de carga e inundação (Flooding) entre os
estágios.
A seguir são apresentados separadamente os procedimentos de cálculo das colunas.
15.1.1 Procedimento de projeto da coluna C1
Para utiizar o método shortcut, é necessário fornecer ao DSTWU as seguintes informações:
Componentes chave leve e chave pesado.
Recuperação das chaves no destilado e no fundo
Pressão no condensador e pressão no refervedor
Número de estágios ou razão de refluxo (Gilliland)
Como se deseja que a coluna atue fracionando uma mistura benzeno-tolueno de uma mistura
etilbenzeno-estireno, os componentes chave leve e chave pesado foram definidos como tolueno e
etilbenzeno.
Segundo Douglas (1988) o grau de recuperação ótimo em colunas de destilação geralmente situa-
se entre 98 e 99.9%. Assim, definimos as recuperações como 99.9% de chave leve no topo e 0.1%
de chave leve no fundo. Estimou-se inicialmente um número de estágios de 40.
Tabela 15.1 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1.
Parâmetro Valor
Componente chave leve (LK) Tolueno
Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno
Recuperação do LK no destilado 0,99999
Recuperação do HK no destilado 0,00001
Pressão no condensador (bar) 0,5
Pressão no refervedor (bar) 1,2
66
Parâmetro Valor
Número de estágios 40
Tabela 15.2 Resultados do projeto simplificado da coluna C1.
Parâmetro Valor Unidade
Razão de refluxo mínima 413 -
Razão de refluxo real 2646 -
Número mínimo de estágios 38,18 -
Número de estágios reais 40 -
Estágio de alimentação 20,36 -
Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -
Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr
Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr
Temperatura do destilado 70 C
Temperatura na corrente de fundo 149 C
Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -
15.1.2 Procedimento de projeto da coluna C2
O procedimento shortcut fornece as duas principais informações para iniciar o projeto de uma
coluna de destilação: o refluxo mínimo e o número mínimo de estágios.
Desta forma, para o projeto rigoroso da coluna C2, foi realizado procedimento idêntico ao
apresentado na seção 15.1.1 para a coluna C1. Com os valores obtidos neste, foi possível dar inicio
à simulação da coluna utilizando o RadFrac.
Para o projeto desta coluna, atentou-se às seguintes restrições:
Altura máxima de 64,7 metros
Fator de inundação inferior a 0,8
Pureza no fundo de 99% em estireno.
Para a simulação rigorosa, é possível utilizar um fator de eficiência para a separação nos pratos,
para expressar o desvio do caso ideal, em que se considera que cada estágio está em equilíbrio
termodinâmico. Esta eficiência foi calculada por meio da equação de O’Connel:
0 51 32.5log( )m aE 15.1
Onde E0 é a efetividade global da coluna, m é a viscosidade média da corrente líquida que
alimenta a segunda coluna, e αa a volatilidade relativa, entre o componente ‘light-key’ e o
componente ‘heavy-key’, a volatilidade relativa, considerando mistura ideal (Lei de Raoult) é dada
por:
67
vap
lka vap
hk
P
P 15.2
Uma vez que se utiliza a eficiência em cada prato, deve-se definir no RadFrac um número real de
estágios. O número de estágios reais a ser utilizado, a partir dos resultados shortcut são:
0
idealreal
NN
E 15.3
Com estes parâmetros, é possível prosseguir com a solução do RadFrac. Para que o projeto da
coluna seja aceito, é necessário satisfazer as restrições apresentadas no início da seção 15.1.2.
Para satisfazer estes parâmetros, deve-se variar a razão de refluxo, as recuperações da carga no
destilado, o número de estágios reais e o diâmetro da coluna.
O cálculo da altura é dado pela Equação 15.4, onde a altura HT é dada pela Equação 15.5.
BTP HHHH 15.4
TH ( 1)N espaçamento N espessurado prato 15.5
Usualmente, HT é geralmente 1,22m, para remoção do líquido carregado. O valor de HB é 3,05m,
para conter o líquido. Para a coluna de 80 estágios, espaçamento de 61cm e espessura para prato
de aço inox é 1,5mm (Treybal, 1982).
Tabela 15.3 Dados de setup do projeto da coluna 2.
Parâmetro Especificação
Número de estágios 80 Tipo de condensador total Tipo de refervedor total Razão de refluxo 12 Recuperação do destilado no topo 0,452 Prato de alimentação 33 Pressão no condensador 0,8 bar Tipo de prato bubble cap Espaçamento de pratos 0.75 m Diâmetro da coluna 3.6 m
Tabela 15.4 Resultados finais do projeto da coluna.
Parâmetro Valor
Número de estágios ideais 54
Eficiência Global 0.688
Número de estágios reais 79
Material do prato Aço Inox
Espessura do prato (mm) 3.5
Espaçamento entre pratos (m) 0.75
68
Parâmetro Valor
Material da coluna Aço Inox
Altura total da coluna (m) 62.3
Diâmetro da coluna (m) 3.6
Máximo diâmetro da coluna (m) 3.55
Prato real correspondente 1
Prato real de alimentação 32
Em resumo, o procedimento de projeto da coluna C2 foi realizado de acordo com o diagrama da
Figura 15.1.
Simulação
Shortcut da
coluna
Determinação do
Refluxo mínimo e
número mínimo
de estágios
Chute inicial do
número de
estágios
Decisão do
critério de pureza
Simulação
Rigorosa
(RadFrac)
Separação
satisfatória ?
Mudar estagios/
refluxo
Determinar o
diâmetro da
coluna
Não Sim
Verificar o fator
de inundação
Fator de
inundação dentro
dos limites ?
Não
Fim
Figura 15.1: Procedimento de projeto da coluna C2
16 Anexo 5 Refervedor
O refervedor foi projetado para a coluna C2, sendo o fluido do processo, a corrente do fundo da
coluna, composta por 99,2% de estireno (em mol). Para promover a vaporização parcial da corrente
de estireno, utilizou-se vapor a 42 bar. Nos tubos (em U) escoa o vapor de alta pressão, enquanto
no casco alimenta-se a corrente de estireno, ambos os lados isotérmicos. Estimou-se um coeficiente
de troca térmica para o par de fluidos trabalhados. Com a carga térmica e as temperaturas das
correntes previamente conhecidas, estimou-se a área de troca térmica do refervedor a partir da
Equação 16.1.
69
m
mTU
qATUAq
16.1
Selecionou-se então o diâmetro externo e o comprimento dos tubos para calcular o número de
tubos do feixe, de acordo com a Equação 16.2.
Ld
AN
o
t
16.2
Definiu-se o arranjo dos tubos como sendo quadrado e calculou-se o passo para esse arranjo
através da Equação 16.3.
A partir da área estimada calculou-se o fluxo de calor através da Equação 16.4.
Calculou-se então a partir do fluxo de calor o coeficiente de transferência do lado do casco, através
da Equação 16.5 (Equação de Motinski).
Através de coeficientes típicos para vapor em condensação, para as resistências de incrustação nos
tubos e no casco e da condutividade térmica do aço inoxidável, recalculou-se o coeficiente global de
troca térmica a partira da Equação 16.6 [3].
O coeficiente global calculado através da Equação 16.6, foi então comparado ao estimado
inicialmente. Realizou-se processo iterativo até que estes valores convergissem.
Foi calculado então o fluxo de calor de segurança para a ebulição no casco, de acordo com a
Equação 16.7.
ot dp 5,1 16.3
A
qq " 16.4
102,117,0
7,069,0 1048,1)"()(104,0ccc
conbP
P
P
P
P
PqPhh 16.5
ii
o
idi
o
w
i
o
o
odo hd
d
hd
d
k
d
dd
hhU
11
2
ln111
16.6
70
4/12)(" vvL
to
t
bcb gNd
pKq
16.7
Para respeitar critérios de segurança, o fluxo máximo de calor foi estabelecido como sendo 70%
daquele calculado através da Equação 16.7.
"7,0"max cbqq 16.8
Se o fluxo de calor no refervedor estivesse superior ao máximo cálculo através da Equação 16.8,
número e diâmetro dos tubos eram alterados, até que esta condição fosse respeitada.
Calculou-se, por fim, o diâmetro do feixe de tubos, de acordo com a Equação 16.9.
1/1 n
t
obK
NdD
16.9
Em que os parâmetros K e 1n são função do tipo de arranjo escolhido.
O diâmetro do casco foi estimado inicialmente através da Equação 16.10 [3].
bc DD 2 16.10
A partir do diâmetro do casco e da vazão volumétrica de vapor gerada na ebulição dentro do casco,
calculou-se a velocidade do vapor ascendente de acordo com a Equação 16.11.
)(2
)²2/( sen
D
V
S
Vu
CC
v
16.11
Para que este vapor não arraste líquido em seu movimento ascendente, este deve respeitar a
condição apresentada na Equação 16.12.
Modificou-se a relação entre o diâmetro do casco e o diâmetro do feixe de forma a respeitar a
Equação 16.12.
Os parâmetros utilizados para calcular o fluxo de segurança, bem como os parâmetros do
refervedor projetado encontram-se apresentados na Tabela 16.1 e na Tabela 16.2.
2/1
2,0
v
vL
vu
16.12
71
Tabela 16.1 Parâmetros utilizados no cálculo do fluxo de calor de segurança.
Variável Unidade Valor
Aceleração da gravidade, g m/s² 9,81 Calor latente de vaporização, λ J/kg 340.917 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Fator para o tipo de arranjo, Kb - 0,44 Fluxo atual, q” kW/m2 85,5 Fluxo máximo, q”max kW/m2 108,2 Massa específica do líquido, ρL kg/m³ 767,4 Massa específica do vapor, ρv kg/m³ 4,77 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Passo, pt mm 62,5 Tensão superficial do líquido, σ N/m 0,024
Tabela 16.2 Parâmetros finais de projeto do refervedor tipo Kettle.
Variável Unidade Valor
Área de troca térmica m² 143 Carga térmica kW 12259 Comprimento do feixe m 5 Comprimento do tubo mm 10000 Diâmetro do casco m 2,88 Diâmetro do feixe m 1,11 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Número de passes nos tubos - 2 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Pressão da utilidade bar 42 Temperatura da carga ºC 166,3 Temperatura da utilidade ºC 252,1 Uglobal W/(m².K) 996
72
17 Anexo 6 Trocador de calor
Conforme os resultados apresentados no corpo do texto, foram alocados dois trocadores de calor à
saída de fundo da segunda coluna de destilação, um empregando água de resfriamento como
utilidade, e outro, água de refrigeração. A alocação segue o desenho daFigura 17.1.
Figura 17.1 Arranjo dos trocadores de calor alocados.
O projeto dos trocadores de calor se baseia em primeiro dimensioná-los segundo o método de Kern
e então simulá-los no Aspen.
Os inputs da simulação dos mesmos no Aspen se encontram naTabela 17.1.
Tabela 17.1 Inputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.
Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206
Diâmetro do Casco 31 cm 19,5 cm Número de Passes do Casco 1 1
Número de Tubos 86 45 Número de Passes dos Tubos 4 4
Diâmetro dos Tubos 0,75 in 0,75 in Pitch 0,94 in 0,94 in
Comprimento dos Tubos 12 ft 14 ft Número de Chicanas 35 40 Corte das Chicanas 0,25 0,25
Vazão Mássica de Utilidade 12,22 kg/s 2,30 kg/s Vazão Mássica de Processo 3,28 kg/s 3,28 kg/s
Os resultados da simulação se encontram na Tabela 17.2.
Tabela 17.2 Outputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.
Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206
Temperatura de Entrada do Fluido Quente 166,3 oC 51,4oC Temperatura de Entrada do Fluido Frio 30 oC 10oC
Temperatura de Saída do Fluido Quente 51,4oC 27,7oC Temperatura de Saída do Fluido Frio 43,0 oC 22,3oC
Carga Térmica 720,54 kW 128,1 kW Área de Troca Térmica 18,8 m2 11,5 m2
Velocidade de Escoamento no Tubo 1,08 m/s 1,91m/s Velocidade de Escoamento no Casco 1,09 m/s 0,30 m/s Coeficiente Global de Troca Térmica
Limpo 1082,0 W m-2 K-1 717,3 W m-2 K-1
Coeficiente Global de Troca Térmica Sujo 724,5 W m-2 K-1 540,2W m-2 K-1 Queda de Pressão do Casco 0,60 bar 0,012 bar Queda de Pressão do Tubo 0,14 bar 0,54 bar
Os dados de input da simulação do Aspen foram resultados da resolução do problema térmico pelo
método de Kern.
73 Inicialmente, uma simulação preliminar pelo Aspen com o bloco simplificado HEATER fornece os
calores trocados em cada trocador de calor o que permite calcular o consumo mínimo de utilidades,
os dados estão presentes na Tabela 17.3.
Tabela 17.3 Orientação recomendada a vasos de separação para diferentes aplicações.
Trocador Utilidade Consumo de Utilidades Balanço de Energia
TC1 Água de Resfriamento 12,2 kg/s 677,48 kW TC2 Água de Refrigeração 2,30 kg/s 97,36 kW
Adota-se um trocador operando com 1 passe no casco e 4 passes nos tubos. Estima-se um
coeficiente global de transferência de calor, típico para os fluidos quente e frio se operação, o qual,
inicialmente foi de
. Com as temperaturas de entrada e saída de cada fluido, calcula-se
então a área de troca térmica com base na Equação 17.1.
17.1
Onde a média logarítmica das temperaturas é dada pela Equação 17.2.
17.2
Os parâmetros R e S são calculados para pelas Equações 17.3 e 17.4.
17.3
17.4
E o fator de correção da temperatura é dado pela Equação 17.5.
17.5
Adotam-se então diâmetros e comprimentos nominais para tubulações dos trocadores de modo que
o arranjo de tubos confira a área de troca térmica mínima anteriormente obtida. Valores típicos para
diâmetro são ¾ in e 1 in, adota-se ¾ in. Valores típicos de comprimento são 8, 12, 14, 16 ft, adotam-
se 12 ft para primeiro trocador e 14 ft para o segundo. A área de troca térmica é dada pela
Equação17.6.
17.6
74 O diâmetro do casco é estimado com base no diâmetro dos tubos e em uma folga de casco
, pela Equação17.7.
17.7
Com base nas propriedades físicas médias dos fluidos e nas velocidades de escoamento para os
lados de casco e tubos, calculam-se os números de Reynolds e de Prandt pelas Equações 17.8,
17.9, respectivamente.
17.8
17.9
E os coeficientes de transferência de calor do casco são estimados por correlações como as da
Equação17.10.
17.10
Assim, o coeficiente global limpo será dado pelas Equação17.11.
17.11
E o coeficiente sujo é encontrado na Equação 17.12 com base em um fator de incrustação típico de
.
17.12
As estimativas das quedas de pressão são dadas pelas Equações 17.13 (casco) e17.14 (tubo).
17.13
17.14
O método se repete interativamente até que haja concordância entre o valor estimado e o calculado
para o coeficiente de transferência de calor. Os resultados referentes aos dados geométricos após a
75 convergência são os inputs da simulação do Aspen, os coeficientes de transferência de calor e as
quedas de pressão servem como parâmetros de comparação à simulação.
76
18 Anexo 7 Tubulação entre as colunas de destilação
18.1 Definição do traçado da tubulação (layout)
A definição do traçado da bomba foi realizado de acordo com critérios de operação e manutenção.
Para uma operação adequada, é necessária a medição da vazão de fundo da primeira coluna. Foi
alocada uma placa de orifício para a medição desta vazão.
Como a placa de orifício é um acessório passível de manutenção e substituição, foi alocado um
bypass na tubulação. Para a manutenção, foram alocados bloqueios a jusante e montante para a
placa, e drenos para a remoção do fluido na tubulação. A representação sistemática do sistema é
apresentado na Figura 18.1.
Figura 18.1: Representação esquemática dos acessórios de tubulação na região da placa de
orifício.
A mesma filosofia foi adotado nos outros equipamentos passíveis de manutenção durante operação
(fora de paradas gerais), como por exemplo: válvulas de controle, válvulas de bloqueio automáticas
e bombas.
Além disso, foram alocadas duas bombas em paralelo, sendo uma delas sobressalente, operando
em regime 1x100 (1 bomba, 100% de vazão). A jusante de cada uma das bombas foi alocada uma
válvula de retenção para a proteção da bomba nas etapas de desligamento. A montante das
bombas foram alocadas válvulas de bloqueio automáticas, que devem ser acionadas pelo SDCD em
caso de falha ou parada de uma das bombas.
O traçado final da linha é apresentado no Anexo 8.
18.2 Seleção da válvula de controle
A informação básica para a seleção de uma válvula de controle é o cálculo do Cv requerido. O Cv
requerido depende apenas da definição de uma queda de pressão admitida na válvula e na vazão.
O Cv nominal basicamente funciona como o inverso do “fator K” de acidentes. A medida que o Cv
nominal aumenta, maior fica a válvula, e menor a sua resistência.
Para a seleção da válvula, deve-se selecionar um corpo (tipo, característica de vazão e diâmetro)
com Cv nominal MAIOR que o Cv requerido. Além disso, deve-se selecionar o tipo de atuador
(diafragma pneumático, pistão pneumático, motor elétrico) e, se presente, o tipo do posicionador.
77 Selecionou-se uma válvula com característica de igual percentagem, pois esta apresenta boas
propriedades para a sintonia da malha de controle (Stephanopoulos, 1984). Como o atuador tipo
diafragma pneumático é o mais utilizado em serviços gerais, este foi selecionado para a nossa
válvula. Não foram definidas as características de falha da válvula (falha abre/falha fecha, fluxo
tende a abrir/fechar), pois estas estão intimamente relacionadas às análises de risco e
considerações específicas de operação e instrumentação, que fogem do escopo do projeto de
processo.
A válvula globo é o tipo mais utilizado em controle, pois possui boa característica de vazão (definida
pelo formato do par obturador/sede), e por isso, foi selecionada para a nossa aplicação. O diâmetro
da válvula foi selecionado de acordo com os valores típicos de Cv apresentados em Emerson
(2008).
O Cv requerido da válvula é dada pela Equação 18.1.
1 20.0865req
qCv
P P
18.1
A escolha de uma válvula deve ter um Cv superior ao Cv requerido. Isso significa que a válvula irá
operar com abertura menor que a abertura total. A quantidade exata da abertura é dependente da
característica da válvula. Admitindo uma queda de pressão de 0.02 bar na válvula, o Cv requerido é
dado pela Equação 18.2.
0.007892 3600 0.7666203
0.865 0.02reqCv
18.2
Conforme informações da literatura, uma válvula globo de 4” polegadas tem um Cv de 236. [9]
Conforme informações da literatura, o tipo mais comum de atuador para válvula de controle é o tipo
pneumático com diafragma, portanto, será o tipo adotado neste projeto preliminar Emerson Process
(2008).
18.3 Linha entre as colunas C1 e C2
Em geral, a maior parte das tubulações industriais são confeccionadas em aço carbono. Segundo
Silva Telles (2006), o aço carbono deve sempre ser utilizado quando não há restrições de
resistência e corrosão, pois é um material barato e muito fácil de se trabalhar. Infelizmente, o
estireno provoca corrosão no aço carbono. Desta forma, selecionou-se como material para a
tubulação entre as colunas C1 e C2 o aço AISI 304L, um aço inoxidável de baixo carbono, que não
apresenta interação com o estireno.
78 Para o dimensionamento de tubulações simples, deve-se satisfazer o critério de velocidade
econômica, e não promover uma perda de carga excessiva.
Segundo a norma API RP-14E [1], do American Petroleum Institute, que normatiza o projeto e
instalação de tubulações, a velocidade de escoamento deve ser inferior a 15 ft/s (4,5 m/s), e, caso
seja aplicável, deve ser superior a 3 ft/s (0,9 m/s), para que não haja deposição de sólidos na linha.
A mesma norma sugere que para tubulações a baixa pressão (Pressão menor que 140 psig) o uso
de Schedule 40.
Para o dimensionamento da linha, são seguidos os seguintes passos:
1. Definição de uma velocidade desejada para o escoamento
2. Em posse da vazão volumétrica, calcular o diâmetro da linha para a velocidade desejada.
2
4
/ 4
Q Q Qv D
A vD 18.3
3. Geralmente o diâmetro calculado não é um diâmetro de tubo disponível comercialmente. Assim,
seleciona-se um diâmetro nominal comercial (1, 2, 4 polegadas, etc.) e recalcula-se a velocidade
com a 18.3.
4. Com o diâmetro, velocidade, material e o traçado da linha, calcula-se a perda de carga por atrito
utilizando a equação de Darcy-Weisbash, em conjunto com as perdas nos acidentes (Equação
18.4). Para o cálculo do fator de atrito, pode-se utilizar o diagrama de Moody ou alguma correlação,
como por exemplo, Colebrook simplificada (Equação 18.5).
,
1
²
2
neq i
L D atrito L
i
LL vh f P g h
D D g
18.4
2
.
0064865,0.log25,0
iDf
18.5
5. Verificar se a queda de pressão por comprimento de tubo é aceitável. Caso a queda de pressão
supere um valor aceitável, deve ser aumentado o diâmetro, e repetido o procedimento.
Os resultados finais do projeto da linha são apresentados na Tabela 18.1 e no Anexo 8.
Tabela 18.1 Características do escoamento na tubulação da linha entre as colunas.
Parâmetro Valor Unidade
Diâmetro interno (Di) 4 in
Schedule 40 adimensional
Velocidade (v) 0,973 m/s
N° de Reynolds (Re) 3,38.105 adimensional
Fator de atrito (fD) 0,0069 adimensional
Comprimento de tubulação (L) 53,5 m
Comprimento equivalente acidentes (Leq/D) 394 adimensional
79
Queda de pressão por atrito (∆Pa) 5757,5 Pa
Queda de pressão estática (∆Pe) 2,030.105 Pa
Queda de pressão total (∆Pt) 2,088.105 Pa
18.4 Bomba
Após determinar a queda de pressão total por atrito utilizando o procedimento da seção 18.3, é
possível prosseguir com o dimensionamento da bomba. Em primeiro momento, é necessário
selecionar o tipo de bomba a ser utilizado, uma vez que diferentes bombas deverão ser
dimensionadas de diferentes formas.
Segundo Wahring (1984), as bombas centrífugas são as bombas mais versáteis, econômicas, e de
fácil manutenção, e por isso, as mais utilizadas na indústria. Wahring sugere que as bombas
centrífugas devem sempre ser utilizadas, exceto em ocasiões com fluidos extremamente viscosos,
altíssimas cargas manométricas, com alto teor de sólidos em suspensão ou quando os fluidos são
extremamente tóxicos (colocando em risco a saúde). Como no nosso sistema as variações de altura
manométrica e pressão são pequenos (menores que 10 bar ou 100m de coluna d’água), não há
solidos em suspensão, e o fluido não é extremamente viscoso, as bombas centrífugas podem ser
utilizadas.
Para uma bomba centrífuga, é necessário determinar as seguintes características: Carga da bomba,
NPSH disponível, altura manométrica total e potência. Para o cálculo da carga da bomba, tomando
como base a são necessárias as seguintes informações:
Pressão no inicio do trecho de recalque (Pressão no ponto 1)
Pressão no final do trecho de descarga (Pressão no ponto 4)
Diferença de altura entre o final dos trechos de recalque e sucção (Diferença de altura entre
1 e 4)
Queda de pressão total por atrito (Perda por atrito entre 1 e 4).
Figura 18.2 Representação esquemática dos pontos para o cálculo da bomba.
A carga da bomba é dada pela Equação 18.6.
80
4 1 ,B L totalH z z h 18.6
Para determinar o NPSH disponível, aplica-se a Equação 18.4 entre os pontos 1 e 2 da Figura 18.2.
Com o valor da pressão ou carga, calcula-se o NPSH utilizando a pressão de vapor do fluído nas
condições da sucção (ponto 2).
2 2
1vap
d vap
PNPSH h P P
g g 18.7
Para calcular a pressão de descarga da bomba utiliza-se Equação 18.8.
2desc BP g H P 18.8
Por fim, para se calcular a potência a ser fornecida pela bomba devemos encontrar a altura
manométrica total e a eficiência mecânica. A altura manométrica total é dada pela Equação 18.9.
3 2
4 1.
P PAMT z z
g
18.9
A eficiência mecânica pode ser calculada pela correlação da Equação 18.10. (Dickenson, 1995).
0,32
0,94 3,67 Q
18.10
Por fim, a potência a ser fornecida no eixo da bomba deve estar de acordo com a Equação 18.11.
. . .eixo
g Q AMTP
18.11
Os resultados encontrados para a bomba estão apresentados na Tabela 18.2.
Tabela 18.2 Características da bomba projetada.
Parâmetro Valor Unidade
NPSH requerido (NPSHR) Não foi definido m
NPSH disponível (NPSHD) 1,717 m
Pressão na Sucção (Psuc) 1,38 bar
Pressão na Descarga (Pdes) 3,31 bar
Temperatura na sucção (Tsuc) 150 °C
Temperatura na descarga (Tsuc) 150 °C
Vazão (Q) 28,411 m³/h
Tipo de bomba centrífuga -
Potencia (Peixo) 2,14 kW
Segundo Wahring (1984), o NPSH requerido de uma bomba deve ser fornecido pelo fabricante, e é
encontrado experimentalmente. Existem correlações disponíveis na literatura para determinar o
NPSH requerido, porém, estas dependem da rotação da bomba, e do diâmetro do impelidor. Para
ter estas informações, seria necessário selecionar uma bomba.
81 Como o objetivo deste projeto é gerar estimativas iniciais, e a seleção de uma bomba é tarefa
diretamente atrelada ao processo de compra e a disponibilidade de modelos junto aos fabricantes.
Desta forma, não foram especificadas as características como NPSH requerido, diâmetro do
impelidor, tipo de acionamento da bomba, etc. Julga-se que a “determinação” destas informações
neste momento, além de não fazerem parte do escopo do projeto de processo, não seriam úteis
posteriormente, uma vez que devem ser completamente substituídos por dados de fabricante.
19 Anexo 8 Layout da linha entre as colunas
O isométrico da linha de operação entre as colunas de destilação está impresso em formato A3 e se
encontram incluído em anexo ao corpo deste relatório.
82
20 Anexo 9 Tanque de armazenamento
Os tanques de armazenamento foram projetados para armazenar a matéria-prima do processo,
corrente de etilbenzeno, e o produto, corrente de estireno.
As propriedades físicas das correntes nas condições de armazenamento, e são dadas
na Tabela 20.1.
Tabela 20.1 Condições de armazenamento da matéria-prima e do produto.
Natureza Composto Principal Estado Físico Massa Específica
Matéria-Prima Etilbenzeno (99,8%) Líquido 863,6 kg/m³ Produto Estireno (99,2%) Líquido 896,1 kg/m³
Os materiais de construção dos tanques de armazenamento são apresentados na Tabela 20.2, os
mesmos levam em consideração as interações com os compostos armazenados e possíveis
problemas de corrosão.
Tabela 20.2 Materiais de construção dos tanques de armazenamento.
Corrente Natureza Material de construção
D1 Matéria-Prima Aço carbono ASME SA515 D9 Produto Aço carbono ASME SA515 revestido
O tempo estimado de armazenamento para ambas correntes é de três dias operando a 75% da
capacidade de armazenamento dos tanques.
O volume requerido ao armazenamento é calculado com base na produção/consumo de cada
corrente a ser armazenada e nos tempos de armazenamento estimados. A vazão volumétrica de
etilbenzeno é de o que requer um volume de armazenamento de ,a vazão
de estireno é de o que requer um volume de armazenamento de .
O cálculo do volume requerido segue a Equação 20.1.
20.1
Adotam-se tanques de armazenamento do tipo cilíndrico vertical com teto móvel, os quais são
alocados em duas unidades de armazenamento. As dimensões dos tanques seguem valores
nominais encontrados na literatura e em conformidade com o padrão de tanques de
armazenamento da API [11]. Para ambas correntes adota-se uma mesma configuração com dois
tanques de armazenamento, as dimensões do tanque são dadas na Tabela 20.3.
Tabela 20.3 Dimensões dos tanques de armazenamento, em unidade do SI.
Composto Nº de
Tanques Diâmetro
(m) Altura (m)
Volume (m³)
Volume Total (m³)
Espessura (mm)
Parede e Teto Fundo
Etilbenzeno ou Estireno
2 9,14 10,94 718,2 1436 4,76 6,35
83
21 Anexo 10 Diagrama de engenharia
Os diagramas PFD e PI&D estão impressos em formato A3 e se encontram incluído em anexo ao
corpo deste relatório.
84
22 Anexo 11 Custo unitários dos equipamentos
Neste item se encontram as equações dos custos dos equipamentos. São equações simples, mas
que podem oferecer uma boa ordem de grandeza. Os dados estão na Tabela 22.1, Tabela 22.2 e
Tabela 22.3.
Tabela 22.1 Equações para os cálculos de custo de equipamento.
Equipamento Custo
Tubulação F$/m=10*(diâmetro em cm)
Válvulas de Controle F$350*(diâmetro de escoamento em pol)0,8 Para válvulas, divida o valor acima por 2.
Bombas F$1000*(potência em kW)0,4
Trocadores de calor F$2000*(área em m²)0,6 Adicionar 30% para refervedores e evaporadores.
Compressores F$1200*(potência em MW)0,96+F$800*(potência em kW)0,6
Assuma eficiência de 75%
Turbinas F$4x105*(potência de saída em MW)0,6
Assuma eficiência de 70%
Forno F$ 1.200*(carga térmica, kW)0,8 Assuma 80% de eficiência térmica
Vasos
F$[3*(0,959+0,04P-8,3 x 10-6)] x 10z
Z=(3,17+0,2D+0,5 log L+0,21logL2) D=Diâmetro,m0,3m ≤D≤4 m L=altura, m 3≤L/D≤20 P=Pressão absoluta, bar
Colunas Preço dos vasos acrescido do preço dos pratos
Pratos F$ (250+40D+120D²) Onde D é o diâmetro do vaso
Reator Assuma F$2.000.000,00/reator
Tanque armazenagem F$2.000*V0,6
Tabela 22.2 Fatores de pressão para diferentes faixas de operação.
Faixa de pressão (pressão absoluta) Fator de pressão
< 10 bar 0,0 10-20 bar 0,6 20-40 bar 3,0 40-50 bar 5,0
Tabela 22.3 Fatores de material para diferentes tipos de material de construção dos equipamentos.
Material Fator de material
Aço carbono 0,0 Aço carbono contendo Cr (1,5%) e Mo (0,5%) 1,5
Aço inoxidável 4,0