Recuperação de Co2 Dioxido de Carbono Industria de Bebidas

UNIVERSIDADE REGIONAL DE BLUMENAU CENTRO DE CINCIAS TECNOLGICAS

DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUMICA

LUCIELLE VASSOLER

RECUPERAO DE DIXIDO DE CARBONO NA INDSTRIA CERVEJEIRA

BLUMENAU 2009

LUCIELLE VASSOLER


Trabalho de Concluso de Curso apresentado disciplina de Planejamento e Projeto II, como requisito para concluso do Curso de Engenharia Qumica, da Universidade Regional de Blumenau.

Orientador: Prof. Dr. Svio Leandro Bertoli

BLUMENAU 2009


Por

LUCIELLE VASSOLER

Trabalho de Concluso de Curso apresentado para a disciplina de Planejamento e Projeto II como requisito para concluso do curso de Engenharia Qumica da Universidade Regional de Blumenau, pela banca examinadora formada por:

.

Prof. Dr. Svio Leandro Bertoli - Orientador

.

Prof. Dr. Dirceu Noriler

Blumenau, 01 de julho de 2009

Dedico aos meus pais Vicente e Lucia, ao grande irmo Lucius, ao namorado Giulianno, a madrinha Olivia, aos avs, e aos grandes amigos. Em especial dedico ao meu precioso irmo Vicky que me protege e me guia de onde est.

Estaro eternamente em meu corao.

Primeiramente agradeo a meus pais Vicente Luiz Vassoler e Maria Lucia C. Vassoler por fazer tudo isso possvel, tambm pelo amor e cuidado dirio.

Agradeo ao querido irmo Lucius Vassoler pela grande amizade e amor que nos une a cada dia mais, essencial em minha vida.

Agradeo ao namorado e amigo Giulianno Vaz sempre presente, amvel e paciente, agradeo por suas horas de esforo de complementao do trabalho.

Agradeo a toda famlia, aos avs carinhosos, a madrinha Olivia pelo apoio fundamental.

Agradeo as grandes e velhas amigas Naiana, Nency, Lilian e Andressa, pela saudade, carinho, compreenso e dedicao a nossa amizade, sempre perto de mim de alguma forma.

Agradeo de corao a Larissa, ao Jonathan, a Caroline, a Merily e Camila, amigos fiis por suas amizades sempre essenciais.

Agradeo as companheiras de ap, aos companheiros de faculdade, aqueles que comigo conviveram tanto tempo, aqueles que em tantos momentos me guiaram, aqueles que estiveram ao meu lado, e tornaram a vida acadmica muito feliz, enfim um muito obrigado a todos que de alguma forma participaram da minha vida, estaro sempre em meu corao.

Agradeo a universidade por tamanha competncia, em especial ao Departamento de Engenharia Qumica por inteiro pelo apoio e sabedoria durante todo o curso.

Agradeo em especial ao orientador Svio Leandro Bertoli pela assistncia e dedicao diante diversos questionamentos.

Agradeo ao professor Atilano Antonio Vegini por fazer-se sempre presente aos complementos necessrios para finalizao deste trabalho. E a todos os demais que compartilharam as angstias e/ou conquistas ao decorrer deste.

Um muito obrigado por toda a torcida, pela pacincia e compreenso de todos.

" melhor tentar e falhar, que preocupar-se e ver a vida passar;

melhor tentar, ainda que em vo, que sentar-se fazendo nada at o final.

Eu prefiro na chuva caminhar, que em dias tristes em casa me esconder.

Prefiro ser feliz, embora louco, que em conformidade viver ..."

Martin Luther King

LISTA DE ILUSTRAES

FIGURA 1 - Fases da fermentao ............................................................................ 16 FIGURA 2 - Efeito estufa .......................................................................................... 19 FIGURA 3 - Variao da concentrao mdia de dixido de carbono na atmosfera 20 FIGURA 4 - Diagrama de blocos. .............................................................................. 22

QUADRO 1 - Cronograma TCC ................................................................................ 23

SIMBOLOGIA E NOMENCLATURA

o

m Taxa mssica (Kg h-1)

Q Vazo volumtrica (m3 h-1) Vs Velocidade de slidos (m s-1) A rea (m2) L Vazo da corrente lquida de entrada (Kg h-1)

i Frao molar (fase lquida) Yi Frao molar (fase gasosa)

i Gama (frao lquida do componente mais voltil) VapP

Presso de vapor (Pa) xi Frao mssica (fase lquida) yi Frao mssica (fase gasosa) P

Presso (Pa) ETANOL_Ey Frao mssica de etanol na corrente gasosa da entrada da coluna ETANOL_Sy Frao mssica de etanol na corrente gasosa da sada da coluna

*x Frao mssica de etanol na fase lquida, no equilbrio OPERAO_Sx Concentrao de etanol na corrente de sada da fase lquida

OPERAO_Ex Concentrao de etanol na corrente de entrada da fase lquida

GUA_Sx Umidade absoluta de saturao da corrente gasosa da sada da coluna

MINL Vazo mnima necessria para a corrente lquida remover o etanol da

corrente gasosa

Massa especfica (kg/m3) 2COH Constante de Henry para o CO2 em gua (Pa)

iCp Capacidade calorfica (kcal/kg Co ) H Entalpia (kcal/kg) U Coeficiente global de transferncia de calor (kcal/h*m2* Co )

FF Vazo volumtrica do fluido (m3/h) HP Potncia (KW)

OGN Nmero de elementos de transferncia OGH Nmero de elementos de altura (m)

Z Altura de recheio (m)

DL Difusividade (cm2/s) as rea volumtrica do recheio (m2/m3) Viscosidade (kg/ms) G Vazo de gs (kg/m2/s) W G/L

MLT rea de troca trmica ( Co ) P Perda de carga (mbar)

Re Reynolds f Fator de atrito

Cv Velocidade da corrente (m/s)

RESUMO

Trata-se de um assunto de grande importncia nos dias de hoje, o gs CO2, que em sua grande quantidade na atmosfera extremamente prejudicial ao planeta ocasionando o efeito estufa, e consequentemente o aquecimento global, tal usado comercialmente em bebidas carbonatadas para dar-lhes efervescncia, em extintores de incndio entre outras grandes atividades industriais, a planta trata do uso e recuperao do dixido de carbono obtido da fermentao alcolica de uma indstria cervejeira de alta capacidade, projeto o qual tem como objetivo armazenar CO2 liquefeito a 64bar de presso e temperatura ambiente para posterior utilizao em quaisquer finalidades industriais, equipamentos como trocadores de calor, compressor de trs estgios e coluna de absoro fazem parte de uma completa recuperao deste gs, o projeto exige tubulaes de diversos dimetros e equipamentos resistentes a altas temperaturas e presso variada, o material de maior utilidade ser ao inox 304, e a maior tubulao de 102 mm, projeto minucioso em cuidados termodinmicos e perdas de presso, trata de um grande empreendimento na rea de recuperao industrial, sendo de prioridade mundial a questo: meio ambiente.

Palavras-chave: CO2; Liquefeito; Efeito estufa.

SUMRIO

1 INTRODUO ........................................................................................................ 12 2 REVISO BIBLIOGRFICA ................................................................................ 13 2.1 Histria mundial cervejeira ..................................................................................... 13 2.1.1 Histria Brasileira Cervejeira ........................................................................................ 14 2.2 Cerveja, condio de processo ................................................................................ 15 2.2.1 Fermentao da Cerveja ................................................................................................. 15 2.3 CERVEJA, PRODUO E CONSUMO ............................................................... 17 2.4 DIXIDO DE CARBONO E SUAS PROPRIEDADES........................................ 18 2.4.1 Efeito estufa ..................................................................................................................... 18 2.5 ABSORO DE GASES ....................................................................................... 20 3 DESCRIO DO PROCESSO............................................................................... 21 3.1 Diagrama de blocos ................................................................................................. 22 4 CRONOGRAMA ...................................................................................................... 23 5 CONCLUSO ........................................................................................................... 24 REFERNCIAS BIBLIOGRFICAS ...................................................................... 25 BIBLIOGRAFIA COMPLEMENTAR ..................................................................... 26 APNDICES ................................................................................................................ 27 ANEXOS..................................................................................................................... 108

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1 INTRODUO

O dixido de carbono, em estudo no caso, um dos maiores causadores do efeito estufa, levar cem mil anos para que a qumica ocenica recupere maior parte do seu excesso presente hoje na atmosfera.

A recuperao exige um tempo demasiado, entretanto o mundo globalizado tem como grande objetivo diminuir a emisso deste gs, e com as indstrias sendo capazes da recuperao do dixido de carbono, se encontram em concordncia com o meio ambiente e tambm com sua prpria produo reduzindo significativamente seus custos.

Processos de fermentao alcolica como j explcito, conduz formao de lcool etlico (etanol) e libertao de dixido de carbono no processo de transformao da glicose via microorganismos, tanto os processos aerbios como os anaerbios produzem CO2 como um dos produtos da reao, em porcentagem significativa, sendo importante recuper-lo.

Esta planta recupera o dixido de carbono da fermentao alcolica de uma indstria cervejeira e especifica todos os cuidados internos industriais, e especificaes necessrias para conduzir o gs e liquidificar o mesmo.

A planta atua na capacidade de 915 kg/h de CO2, o processo realizado com o funcionamento de uma coluna de absoro de volteis para a lavagem do gs, ser usado um compressor com 3 estgios para a compresso do gs, e posteriormente este gs (CO2) j purificado e liquefeito ser armazenado na presso de 64bar abs.

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2 REVISO BIBLIOGRFICA

Cerveja a bebida no destilada obtida de fermentao alcolica de mosto de cereal maltado, geralmente de malte de cevada. facultativa a adio de outra matria prima amilcea ou de lpulo, e em geral o teor alcolico baixo, de 3% a 8%. Sob esta designao podem-se encontrar os mais diversos tipos de cerveja, obtidos por processo que vo da fabricao caseira cerveja de processamento industrial (BORZANI et al., 2001).

O campo de aplicao de CO2 em cervejarias absolutamente grande, de maneira geral, e com ele a preocupao de se obter lucro com sua recuperao e preocupaes para com o meio ambiente, em questionamento atualmente.

2.1 Histria mundial cervejeira

As origens da cerveja esto perdidas nas razes da pr-histria. Possivelmente algum nmade descobriu por acidente cerca de 10.000 anos

que a cevada selvagem quando embebida de gua transformava-se numa espcie de mofo.

No perodo em que as cidades da mesopotmia estavam sendo edificadas, a fabricao da cerveja era uma atividade bem estabelecida e j dispunha de algumas leis (SLEMER, Octavio Augusto, 1995, p. 24 ).

A cerveja era feita por padeiros devido natureza das matrias-primas utilizadas como gros de cereais e leveduras, sendo uma produo caseira.

Em todas as civilizaes produtoras de cereais da antiguidade, em especial no Egipto e na Mesopotmia a cerveja tornou-se essencial.

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O Cdigo Babilnico de Hamurabi, rei da Babilnia entre os anos de 1792 e 1750 a.C., j inclua diversas leis de comercializao, fabricao e at mesmo consumo da cerveja.

2.1.1 Histria Brasileira Cervejeira

Muito foi escrito sobre a cerveja, origem, histria, porm pouca coisa tem sido divulgada sobre a cerveja no Brasil e sua histria neste pas. Nossos colonizadores portugueses no eram consumidores de cerveja, nem sequer a conheciam.

A bebida chegou ao pas, possvel e provavelmente no sculo XVII, com a colonizao holandesa em 1634, pela Companhia das ndias Ocidentais e com a sada destes em 1654 a cerveja deixou o pas por um sculo e meio, s reaparecendo no final do sculo XVIII e incio do seguinte. Em 27 de outubro de 1836 aparece no jornal do Comrcio do Rio de Janeiro, um anncio oferecendo cerveja brasileira, constado como primeiro documento sobre a produo de cerveja no pas.

Nos anos 1860 e 1870 houve um aumento da produo que se manteve at a primeira guerra mundial, onde no se pde mais obter cevada e lpulo de procedncia alem ou austraca e ento a tentativa de recorrer a outros cereais como arroz, milho, etc.

No Rio Grande do Sul, final do sculo XIX, imigrantes de origem alem e italiana produziam sua cerveja domstica. As primeiras cervejarias industrializadas do pas surgiram nas dcadas de 1870 e 1880. Tendo como pioneira a de Friederich Christoffel, em Porto Alegre. Em 1880 no Rio de Janeiro instalaram-se as duas grandes cervejarias que viriam a dominar o mercado nacional, a Companhia Cervejaria Brahma e a Companhia Antartica Paulista. Sua fuso foi em 1999, onde resultou a Ambev (American Beverage Company), considerada agora como segunda maior produtora mundial de cerveja, com 64,8 milhes de hectolitros, atrs apenas da Anheuser Bush, americana, com 113,4 milhes de hectolitros (SANTOS, Sergio de Paula, 1998).

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2.2 Cerveja, condio de processo

A condio de processo o que leva a cerveja a ser uma diferente da outra, seus ingredientes bsicos so os mesmos: a cevada maltada (ou seja, a cevada germinada), as leveduras (os fermentos que realizam o processo de transformao do malte em bebida alcolica), o lpulo (responsvel pelo sabor amargo da cerveja), e a gua. Porm o cereal de base pode ser outro substituinte da cevada ou se adicionam a ela, o processo de malteao pode ser conduzido de diferentes formas, as leveduras ento, podem ser diversas, o lpulo de diferentes origens, e a gua mais ou menos pura e mineralizada, e trazer diferentes sabores.

2.2.1 Fermentao da Cerveja

Fermentao o processo de transformao de acares para alcois, CO2, cidos orgnicos, cetonas, steres e calor atravs da ao de leveduras. O metabolismo celular pode ser compreendido como um conjunto de reaes altamente coordenadas de forma que o produto de uma primeira reao e assim sucessivamente.

O processo fermentativo realizado neste trabalho realizado em fermentao contnua, ou seja, a matria-prima adicionada com uma vazo constante e o meio fermentado retirado com a mesma vazo de alimentao (BORZANI et al., 2001).

2.2.1.1 Fermentao Alcolica

O processo da fermentao alcolica caracteriza-se como uma via catablica, na qual h a degradao de molculas de acar (glicose ou frutose), no interior da clula de microorganismos (levedura), at a formao de etanol e CO2, havendo liberao de energia qumica e trmica.

A equao geral da fermentao alcolica define-se como: C6H12O6 (glicose) 2C2H5OH (etanol) + 2CO2 (gs carbnico) + CALOR (01)

A composio exata do acar foi determinada por Gay-Lussac: C6H12O6 = 2C2H5OH + 2CO2 (02)

As reaes incluem transferncia de fosfato, oxidao-reduo,

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descarboxilao e isomerizao alm de outras. As leveduras mais utilizadas no processo de fermentao alcolica so

espcies originadas do gnero Saccharomyces sendo uma das principais a Saccharomyces cerevisae.

O objetivo primordial da levedura, ao metabolizar anaerobicamente o acar, gerar uma forma de energia (ATP, adenosina trifosfato) que ser empregada na realizao dos diversos trabalhos fisiolgicos (absoro, excreo e outros) e biossnteses, necessrios na manuteno da vida, crescimento e multiplicao. O etanol de CO2 resultantes se constitui, to somente, de produtos de excreo, sem utilidade metablica para a clula (BORZANI et al., p. 12, 2001).

Com o objetivo de obter cerveja com as caractersticas organolpticas, qumicas e fsico-qumicas desejadas, fatores so necessrios para uma boa fermentao, como temperatura, gesto do fermento, dosagem de fermento e nutrientes adequados (acares, aminocidos, vitaminas e metais).

O fornecimento de oxignio suficiente para a fase inicial de fermentao, que consiste na adaptao da levedura ao meio e sua propagao, proporciona taxas de multiplicao de fermento e obteno balanceada de componentes sensoriais de flavour e paladar. Uma correta presso na fase fermentativa possibilita maior reteno do O2 dissolvido no mosto durante incio da fermentao, a obteno de compostos de aroma e paladar tambm influenciada pela presso do tanque (AMBEV, 2006).

FIGURA 1 - Fases da fermentao. (fonte: CD-room AmBev,2006)

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A fermentao certamente a fase mais importante para o paladar da cerveja, visto que, paralelamente transformao de acar em lcool e gs carbnico, o fermento produz outras substncias, em pequenas quantidades e com baixa presso de vapor, responsveis pelo aroma, sabor do produto, e contaminaes na corrente gasosa de gs-carbnico.

Segundo KUNZE, (1999), a concentrao ideal de gs carbnico na cerveja de 0,5%.

Preservar a qualidade da cerveja requer um controle regular dos nveis de contagens microbianas em diversos pontos do sistema de processamento (BORZANI et. al., 2001).

Considerando o fato de que 1 kg de maltose produz teoricamente durante a fermentao 0,514 kg de CO2, a cervejaria do presente trabalho consta com 14,0P de mosto bsico e um grau de fermentao de 60%, formando 8,4P, produz teoricamente 4,32 Kg de CO2/hl de mosto.

Certa quantidade de CO2 fica retida na cerveja (cerca de 0,450g/ml), outra quantidade mistura-se ao ar no incio da fermentao e perde-se tambm certa quantidade durante sua purificao. Como resultado temos que 1 hl de cerveja pode fornecer de 2,4 a 2,7 kg de CO2/hl de mosto (AMBEV, 2006).

O valor encontrado na literatura para a razo kg de CO2/hl de mosto de 2 kg (KUNZE, 1999).

2.3 CERVEJA, PRODUO E CONSUMO

A indstria cervejeira gera 120 mil empregos diretos e indiretos, e o setor fechou o ano de 98 com faturamento bruto de R$ 9 bilhes. Em relao ao consumo per capita, o Brasil se encontra no 26 lugar, com 50 litros por habitante por ano em 98. Sempre segundo o Sindicerv s no maior porque a cerveja brasileira um produto caro, em funo de o baixo poder aquisitivo de parte importante dos consumidores brasileiros. A cerveja brasileira a mais barata do mundo na porta de fbrica (R$ 0,50 por litro), mas encarece muito at chegar ao consumidor,

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principalmente em funo da grande carga tributria que pesa sobre o setor (os impostos representam cerca de 40% do preo final ao consumidor) (MELO, 2000).

interessante saber que a cervejaria caseira Eisenbahn tem capacidade de produo de 400.000 litros/ms. E atualmente, a fbrica de Lages (Ambev) produz 280 milhes de litros de cerveja por ano, equivalente 24.000.000 litros/ms incluindo as marcas Brahma, Skol e Antarctica.

2.4 DIXIDO DE CARBONO E SUAS PROPRIEDADES

O dixido de carbono, solvel em gua, um gs ligeiramente txico, inodoro, incolor e de sabor cido. No combustvel nem alimenta a combusto. 1.4 vezes mais pesado que o ar e encontra-se na fase gasosa em presso atmosfrica. O dixido de carbono pode interagir de forma violenta com bases fortes, especialmente em altas temperaturas.

obtido como subproduto de algumas combustes. Entretanto, deve passar por um processo de purificao no qual so extrados os restos de gua, oxignio, nitrognio, argnio, metano e etileno, entre outros. Demais informaes encontram-se

na ficha de segurana do dixido de carbono em anexo. Com o processo de recuperao do gs CO2 usado gua como solvente e

este solubilizado em gua, forma o cido carbnico que, mesmo sendo um cido fraco, ocasiona uma diminuio do pH, podendo tornar a gua agressiva, e acelerando o processo corrosivo devido a ao desse cido sobre o metal, exigindo assim uma tubulao anti-corrosiva (GENTIL, 1987).

2.4.1 Efeito estufa

Os poluentes atmosfricos advindos das atividades de transformao incorporam material microbiolgico, material slido particulado e gases orgnicos e inorgnicos que modificam, percentualmente, a composio do ar ambiente. Estes contaminantes distribuem-se principalmente pelos mecanismos de difuso e conveco aliados aos fenmenos de transferncia de massa, calor e quantidade de movimento,

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que proporcionam a sua recirculao (LEITE et al, 2004). O efeito estufa baseia-se na ao recproca fsica de energia solar e gases

concentrados na atmosfera terrestre. A energia solar penetra a camada de gs da atmosfera, cai sobre a superfcie terrestre e de l refletida. Parte da radiao refletida absorvida pelos gases e com isso evitada a perda de calor no universo terrestre. Isto contribui para um aumento significativo de calor na superfcie terrestre, que tanto maior quanto maior for concentrao de gases (KOHLHEPP, 2001).

FIGURA 2 - Efeito estufa. (fonte:http://www.geocities.com/RainForest/Jungle/3434/problemas/estufa.htm)

O dixido de carbono o principal gs da atmosfera que tem a capacidade de absorver a radiao infravermelha do sol, encontra-se em torno 60% de participao no efeito estufa adicional, atravs da combusto de condutores energticos como o carvo, petrleo, gs natural e madeira na indstria, e tambm atravs de queimadas de florestas tropicais (KOHLHEPP, 2001).

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O grfico a seguir mostra a variao da concentrao de dixido de carbono na atmosfera desde 1958 a 1991, obtida segundo dados fornecidos pela estao de monitoramento de Mauna Loa, no Havai:

FIGURA 3 - Variao da concentrao mdia de dixido de carbono na atmosfera. (fonte:http://wwwp.fc.unesp.br/~lavarda/procie/dez14/luciana/index.htm)

2.5 ABSORO DE GASES

A globalizao da economia proporciona mudanas conceituais na organizao da estrutura das indstrias de transformao que definem novas estratgias de otimizao de processos como forma de reutilizao de resduo, atravs de processos de reciclo e de minimizao da sua disposio (LEITE et al, 2004).

Nos ltimos anos, os altos ndices de emisso de poluentes atmosfricos, tanto de unidades industriais, quanto de veculos automotores, tm preocupado os rgos de proteo ambiental. Para minimizar o teor de tais poluentes, emitidos para a atmosfera, principalmente em ambientes industriais confinados, os processos e equipamentos industriais utilizados na indstria qumica so constantemente testados. Destacam-se as operaes e colunas de absoro como primordiais na recuperao ou remoo de gases como NH3, NOX, CO2, CO, entre outros (LEITE et al., 2004).

A absoro consiste na atrao exercida por uma substncia sobre outra, atravs de potenciais qumicos e fsicos. A absoro de um gs ocorre mediante a dissoluo de um ou mais componentes de uma mistura gasosa num lquido absorvente (LEITE et al, 2004).

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3 DESCRIO DO PROCESSO

Este projeto tem como finalidade dimensionar uma unidade de recuperao de gs carbnico (CO2), a partir da fermentao alcolica gerada numa indstria cervejeira. A capacidade de produo desta planta ser de 915 kg de CO2 por hora, sendo o processo essencialmente contnuo.

Com a anlise de R$4,00/kg de CO2 pode-se obter um faturamento grosseiro de R$ 2.631.675,00/ms, ou R$ 31.580.102,00/ano.

O projeto composto por 5 trocadores de calor do tipo casco-tubo, compressor de trs estgios, e uma coluna de absoro de gases com o intuito de que ser possvel recuperar todo o CO2 gerado.

Para efeito produtivo na recuperao de CO2 ser usado neste projeto uma capacidade de produo de 320.000.000 litros/ano.

O custo de operao da planta em questo neste projeto no foi realizada, mas deve ser menor que o custo do gs, visando lucro, alm da questo ambiental.

O projeto tem como objetivo armazenar CO2 liquefeito a 64bar de presso e temperatura ambiente para posterior utilizao em quaisquer finalidades industriais.

O equipamento usado no processo de absoro realizado uma coluna de recheio, com a funo de aumentar a rea de contato lquido-gs. O gs e o lquido escoam em contracorrente com o propsito de obter maior transferncia de massa.

TABELA 1 - Condies de operao do processo de absoro.

Correntes

Componentes Frao

alimentao Temperatura

Alimentao (C)

Vazo (kg/h) Gs Etanol

gua Dixido de Carbono

0,00601 0,0267 0,9673

30

944,9297

Solvente gua 1 30 731,3387

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3.1 Diagrama de blocos

O processo realizado de acordo com as etapas representadas no diagrama a seguir:

FIGURA 4 - Diagrama de blocos.

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4 CRONOGRAMA

QUADRO 1 - Cronograma TCC

2008 2009 ETAPAS TCC AGO SET OUT NOV DEZ JAN FEV MAR ABR MAI JUN 1 Escolha do tema X X 2 Reviso bibliogrfica

X X X X X X X X 3 Pr-projeto

3.1 Definio do diagrama de blocos X X

3.2 Determinao das capacidades X

3.3 Balano de massa X X

4 Projeto bsico

4.1 Elaborao do fluxograma do processo

4.1.1 Balano de massa X X

4.1.2 Balano de energia X X X X X X

4.2 Elaborao do diagrama T+I X X X

4.3 Elaborao do diagrama Lay-Out X X

5 Entrega do projeto bsico X

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5 CONCLUSO

O dixido de carbono utilizado nos processos de fermentao alcolica e devido aos inmeros tanques em uma fbrica cervejeira de alto desempenho o CO2 de extrema importncia e necessidade.

Como resultado tem-se que 1 hl de cerveja pode fornecer 2,5 kg de CO2/hl de mosto, obtendo uma produo de 8.000.000 kg de CO2/ano de uma fermentao alcolica em uma fbrica cervejeira que produz 3.200.000 hl de mosto/ano.

O presente trabalho visou recuperar a produo horria de CO2 e armazenar em condio pressurizada a 64bar e temperatura ambiente.

O processo consistiu em determinar os equipamentos e tubulaes necessrias para operar em regime permanente e evitando que a perda de carga no

ultrapasse os limites, numa capacidade nominal de 630.614.7 kg de CO2/ano. A recuperao do CO2 envolve questes econmicas e ambientais, reduzindo

custos industriais e na tentativa de no contribuir com o efeito estufa, evitando maiores alteraes climticas e desequilbrios ecolgicos.

Como proposta de melhoria no processo seria possvel armazenar o gs em um balo e ser sustentado para amortecer as flutuaes de fluxo e reduzir as paradas e partidas do compressor.

Para retornar ao processo o CO2 deve ser evaporado e aquecido, porm o trabalho no foi calculado para estes processos, e o CO2 liquefeito pode ser usado para enchimento de cilindros por meio de bombas.

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REFERNCIAS BIBLIOGRFICAS

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VAN NESS, H. C.; SMITH, J. M.; ABBOTT, M. M.; Introduo Termodinmica da Engenharia Qumica. Rio de Janeiro: LTC, 2000, 5 ed.

APNDICES

APNDICE A FLUXOGRAMAS DE PROCESSO ............................................. 29 APNDICE B DIAGRAMAS DE TUBULAO E INSTRUMENTAO..... 33 APNDICE C LAYOUT ......................................................................................... 34 APNDICE D LISTA DE EQUIPAMENTOS E ACESSRIOS ....................... 38 APNDICE E LISTA DE UTILIDADES .............................................................. 42 APNDICE F MEMORIAL DE CLCULOS ...................................................... 44 CAPACIDADES ........................................................................................................... 45 APNDICE G BALANO DE MASSA DA PLANTA ........................................ 46 PURIFICAO DO DIXIDO DE CARBONO ......................................................... 47 RELAES DE EQUILBRIO .................................................................................... 48 DETERMINAO DA COMPOSIO DA ENTRADA DA COLUNA (CORRENTE 10) .......................................................................................................... 52 DETERMINAO DA SADA DA FASE GASOSA (CORRENTE 20) ................... 53 DETERMINAO DA ENTRADA DA FASE LQUIDA DA COLUNA (CORRENTE 12) .......................................................................................................... 54 DETERMINAO DA SADA DA FASE GASOSA ASSUMINDO PERDAS (CORRENTE 20) .......................................................................................................... 55 DETERMINAO DA SADA DA FASE LQUIDA (CORRENTE 13) .................. 56 DETERMINAO DA SADA DE CONDENSADO NO TROCADOR (CORRENTE 25) .......................................................................................................... 57 DETERMINAO DA SADA DE DIXIDO DE CARBONO PURO DO TROCADOR (CORRENTE 30) ................................................................................... 58 APNDICE H BALANO DE ENERGIA DA PLANTA.................................... 59 TROCADOR W100 ...................................................................................................... 60 ETAPA DE COMPRESSO ........................................................................................ 63 COMPRESSOR I .......................................................................................................... 66 TROCADOR W200 ...................................................................................................... 67 COMPRESSOR II ......................................................................................................... 68 TROCADOR W300 ...................................................................................................... 69 COMPRESSOR III ........................................................................................................ 70 TROCADOR W400 ...................................................................................................... 71 TROCADOR W500 ...................................................................................................... 72 APNDICE I DIMENSIONAMENTO DE EQUIPAMENTOS ......................... 75 COLUNA K100 ............................................................................................................. 76 COMPRESSOR ............................................................................................................. 79 TANQUE B100 ............................................................................................................. 80

APNDICE J PERDA DE CARGA ....................................................................... 81 COLUNA K100 ............................................................................................................. 82 TROCADORES DE CALOR ........................................................................................ 84 TUBULAES DAS CORRENTES ........................................................................... 84 CORRENTE 20 ............................................................................................................. 84 CORRENTE 30 ............................................................................................................. 86 CORRENTE 80 ............................................................................................................. 89 CORRENTE 90 ............................................................................................................. 91 CORRENTE 100 ........................................................................................................... 94 CORRENTE 12 ............................................................................................................. 96 CORRENTE 13 ............................................................................................................. 97 CORRENTE FLUIDO TROCADOR W100 ................................................................ 98 CORRENTE 25 ............................................................................................................. 98 CORRENTE 40 ............................................................................................................. 99 CORRENTE 50 ........................................................................................................... 100 CORRENTE 60 ........................................................................................................... 101 CORRENTE 70 ........................................................................................................... 102 CORRENTE FLUIDO TROCADOR W200 .............................................................. 103 CORRENTE FLUIDO TROCADOR W300 .............................................................. 103 CORRENTE FLUIDO TROCADOR W400 .............................................................. 104 CORRENTE FLUIDO TROCADOR W500 .............................................................. 105 CORRENTE 10 ........................................................................................................... 106 PERDA DE CARGA TOTAL ..................................................................................... 107

APNDICE A FLUXOGRAMAS DE PROCESSO

APNDICE B DIAGRAMAS DE TUBULAO E INSTRUMENTAO

APNDICE C LAYOUT

APNDICE D LISTA DE EQUIPAMENTOS E ACESSRIOS

So apresentadas as listas de equipamentos e acessrios utilizados na planta de recuperao do CO2.

TABELA 2 - Lista de equipamentos

TAG

Quantidade

Descrio

B100

01 Tanque de armazenamento do CO2 liquefeito V= 11 m3 Material: Ao Inox 304 Presso de Operao= 64 bar

K100

01

Coluna de absoro D= 0,64 m Z= 1,12 m Material: Ao Inox 304 Presso de Operao= 0,5 bar Selas de Berl 13mm (cermica)

V100

01 Compressor 3 estgios 341 m3/h Modelo: H5450 Material: Ao Carbono

W100

01 Trocador/Condensador umidade A= 5,44 m2 Material= Ao Inox 304 Presso de projeto= 0,5 bar

W200

01

Trocador de calor inter-estgio do compressor A= 3,80 m2 Q= 20 KW Material= Ao Carbono Presso de projeto= 5 bar

W300

01

Trocador de calor inter-estgio do compressor A= 4,92 m2 Q= 37 KW Material= Ao Carbono Presso de projeto= 21 bar

W400

01 Trocador de calor A= 5,34 m2 Material= Ao Inox 304 Presso de projeto= 64 bar

W500

01 Trocador de calor A= 5,48 m2 Material= Ao Inox 304 Presso de projeto= 64 bar

TABELA 3 - Lista de acessrios

Corrente

Acessrio

Vlvula gaveta Curva longa Vlvula esfera Te 10 1 12 1 13 1 20 1 3 25 1 30 1 4 1 80 3 90 2 100 1 2

APNDICE E LISTA DE UTILIDADES

So apresentadas as utilidades necessrias para a planta.

TABELA 4 - Utilidades gua tratada gua de refrigerao Chiller Capacidade (kg/h) 732 7360 - Capacidade (KW) - - 45 Presso (bar) 0,5 - -

APNDICE F MEMORIAL DE CLCULOS

CAPACIDADES

No clculo do balano de massa, ser adotada uma concentrao inicial de extrato no mosto bsico de 14,0P (% massa).

A razo de dixido de carbono gerado em relao ao volume de fermentado de 2,5 kg CO2/hl, obtendo uma produo de 8.000.000 kg de CO2/ano.

Este projeto consta com 915 kg de CO2/h da produo de uma fermentao alcolica em uma fbrica cervejeira que produz 3.200.000 hl de mosto/ano.

Regime de trabalho:

8760y = horas/ano

Considerando 5% destas horas para limpeza de equipamentos e eventuais problemas.

8322y = horas

Capacidade Nominal = ( ) ( )ano

COkg630.614.7ano

horas8322horaCOkg915 22 =

Capacidade Mensal = ( ) ( )msCOkg800.658

horaCOkg915

diahoras24

msdias30 22 =

Capacidade Diria = ( ) ( )diaCOkg960.21

horaCOkg915

diahoras24 22 =

24 horas 1 dia

x 365 dias

8760 horas/ano 100%

y 95%

APNDICE G BALANO DE MASSA DA PLANTA

PURIFICAO DO DIXIDO DE CARBONO

FIGURA 5 - Fluxograma bsico para balano de massa da planta.

feita a anlise conceitual para o balano de massa considerando que a corrente gasosa a qual deixa a fermentao se encontra em equilbrio com o lquido fermentado. de extrema importncia purificar a mistura etanol-dixido de carbono, onde o etanol contamina significativamente a corrente, por sua composio ser de 5 a 6% em massa, na cerveja fermentada (ANNAN, et al. 2002).

O funcionamento de uma coluna de absoro e a composio das correntes, lquida e gasosa, analisado a partir do diagrama de equilbrio lquido-vapor apresentado em forma de grfico desenvolvido atravs de diversas equaes posteriormente exibidas.

RELAES DE EQUILBRIO

Para uma soluo etanol-gua com 5% em massa de etanol, em atmosfera pressurizada, as fraes da fase vapor em equilbrio com o lquido, na condio de saturao so obtidas pela relao de Raoult-Dalton modificada para baixas presses, determinando assim as fraes de etanol, gua e CO2 no equilbrio (SANDLER, 2006).

As equaes so calculadas exclusivamente em fraes molares das substncias e j transformadas em fraes mssicas para demais balanos.

Py)T(P)x,T,P( oltaneVap oltaneoltaneoltane = (03)

Py)T(P)x,T,P( guaVapguaguagua = (04) Num processo fermentativo sob presso, utiliza-se uma presso efetiva de

0,4 - 0,6 bar (REINOLD, 1997). A coluna ir operar a uma temperatura de C30o e presso de 1,5 bar abs. Ser usado a Equao de Van Laar para a determinao dos coeficientes de

atividade, esta equao admite uma soluo binria com componentes semelhantes em natureza qumica, mas com diferentes tamanhos de molcula. Esta equao capaz de representar os coeficientes de atividade de misturas complexas, atendem a sistemas imiscveis, sendo este fato a justificativa de seu uso.

Para mistura binria etanol-gua (1 bar e 25C), 54,1= e 97,0= (SANDLER, 2006). Onde =1 etanol e =2 gua.

2

2

1

1

1

)ln(

+

=

(05)

2

1

2

2

1

)ln(

+

=

(06)

Pela equao de Antoine calculam-se as presses de vapor:

7600135,1

)G]K[T(BAexp]bar[PVap

+= (07)

TABELA 5 - Constantes de Antoine. (CREMASCO, 2002) Etanol gua A 18,0119 18,3036 B 3803,98 3816,44 G -41,68 -46,13

Com a utilizao das equaes 03 a 07 consegue-se obter os seguintes grficos.

FIGURA 6 - Curva de equilbrio lquido-vapor de uma soluo etanol-gua.

FIGURA 7 - Curva de Equilbrio etanol-gua com CO2 como inerte.

Frao mssica de etanol na corrente gasosa da entrada da coluna, em [kg etanol/kg gua+ kg CO2]

GUACO

oltaneETANOL_E yy

yy

2+

= (08)

0267,096729,000601,0y ETANOL_E +

=

006,0y ETANOL_E =

O valor da frao mssica de etanol na fase lquida, no equilbrio (x*), tem o valor de:

0496,0*x = [kg etanol/kg gua] Pelo motivo de que a linha de operao em uma coluna de absoro no deve

tocar a linha de equibrio para obter potencial de transferncia entre as fases deve-se procurar trabalhar com uma linha de operao paralela com a linha de equilbrio, para um regime em contra-corrente (CREMASCO, 2002).

Como estimativa considera-se que a concentrao do etanol na sada da fase lquida 20% menor que o valor de x*, escolhido um valor pouco menor devido ao

conceito acima, obtendo assim as condies mnimas de operao, obtm-se:

0392,0x OPERAO_S = [Kg etanol/Kg gua]

E a concentrao de etanol na corrente de entrada da fase lquida:

0x OPERAO_E = [Kg etanol/Kg gua]

Atravs das equaes 09, 10 e 11, clculos de equilbrio do sistema gs-lquido dado pelo pela Lei de Henry, pode-se determinar as fraes mssicas absoluta de gua e CO2, nas correntes gasosa e lquida, respectivamente.

PYH222 COCOCO = (09)

PYP GUAVAPGUAOH2 = (10)

PYP GUAVAPGUAOH2 = (11)

TABELA 6 - Constantes de Henry para o CO2 em gua; (CREMASCO,2002) T [C] H [P-atm] 0 728 10 1040 20 1420 30 1860

DETERMINAO DA COMPOSIO DA ENTRADA DA COLUNA (CORRENTE 10)

FIGURA 8 - Fluxograma de produo. Etapa: corrente de entrada de gases na coluna.

Taxa horria de gerao de CO2:

915m 2CO =o

kg de CO2/h

Esta corrente definida como a corrente de entrada da coluna da absoro, onde o objetivo est em purificar dixido de carbono ao extrair cerca de 95% do principal composto contaminante (etanol).

Os componentes desta corrente so determinados pelo equilbrio lquido-vapor representados nos grficos.

Hipteses:

O gs na sada sai saturado em gua;

A gua da sada sai saturada em CO2;

O processo isotrmico;

Despreza-se a solubilidade do CO2 em gua, por no influenciar no equilbrio etanol-gua, considerado como inerte, servindo apenas para elevar a presso do sistema, similar ao uso do ar.

A partir do grfico 1 possvel determinar a fraes mssicas na corrente gasosa da entrada da coluna:

0,00601y oltane =

0,0267y gua =

0,96729y2CO

=

Os valores de entrada na coluna se identificam pelas seguintes taxas mssicas:

915m2CO = kg de CO2/h

4992,5m oltane = kg de C2H5OH/h

4305,24m gua = kg de H2O/h

9297,944mTOTAL = kg/h

DETERMINAO DA SADA DA FASE GASOSA (CORRENTE 20)

Corrente analisada para determinao das composies de sada da coluna.

FIGURA 9 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a sada dos gases da coluna.

Atravs das equaes dos clculos de equilbrio vide equaes 09,10 e 11 foi determinado as fraes mssicas absoluta de gua e CO2, na corrente gasosa, onde

0145,0y GUA_S = [kg gua/kg CO2] e assumindo que no se perde massa em CO2, pois

a quantidade de gua mnima no equilbrio:

2675,139150145,0m gua == Kg de H2O/h

915m2CO = Kg de CO2/h

2675,928mTOTAL = Kg/h

DETERMINAO DA ENTRADA DA FASE LQUIDA DA COLUNA (CORRENTE 12)

Etapa identificada pela quantidade de gua necessria no topo da coluna para remoo do etanol no gs.

FIGURA 10 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a entrada de gua na coluna.

O etanol sa cerca de 5% na corrente gasosa, valor o qual se estima para tornar possvel os clculos de dimensionamento e vazo lquida necessria na coluna de absoro.

O valor da frao absoluta de etanol na corrente consiste em:

0003,02675,928

4992,505,0y ETANOL_S =

=

Para calcular a vazo mnima necessria para a corrente lquida remover o etanol da corrente gasosa, usa-se a equao (CREMASCO, 2002):

OPERAO_EOPERAO_S

ETANOL_SETANOL_E

MIN yyyy

GL

=

(12)

5936,9362

2575,9289297,944m MDIO_GS =

+=

o

Kg/h

1454,000392,0

0003,0006,0GL

MIN

=

=

1807,1365936,9361454,0LMIN == kg/h

Aplicando um limite prtico para qualquer tipo de recheio calcula-se a vazo

mnima de gua em uma coluna (LUDWIG,1979): hm

kg7300 2

Tendo que 1VS = m/s e 944,9297 kg/h [CO2 + etanol + gua]

hm6602,360

m

kg62,2h

kg9297,944mQ

3

3

s === (13)

AVQ ss = (14)

2

3

m1002,0

hs3600

s

m1

hm6602,360

A =

=

hkg3387,731m1002,0

hmkg7300L 22 =

= OHTOTAL 2mm ==

DETERMINAO DA SADA DA FASE GASOSA ASSUMINDO PERDAS (CORRENTE 20)

FIGURA 11 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a sada de gases na coluna.

Esta etapa prope-se a analisar a taxa mssica de gs existente purificado na sada da coluna, assumindo as perdas de compostos no calculadas em etapas antecedentes.

Considerando que a Corrente 20 sai saturada em CO2, a massa perdida por

solubilizao em massa no equilbrio faz-se o clculo pela equao 07 ( )C30_CO2x o . Em frao mssica:

0016,0x C30_CO2 =o

1701,13387,7310016,0xmm C30_COENTRADA_GUAASEPERDIDONAB_CO 22 === o kg CO2/h

8299,9131701,1915m2CO == kg CO2/h

Lembrando que 0145,0y GUA_S = [kg gua/kg CO2]

2754,9279855,08299,913

mTOTAL == kg/h

4455,130145,02754,927mGUA == kg de H2O/h

DETERMINAO DA SADA DA FASE LQUIDA (CORRENTE 13)

FIGURA 12 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a sada de lquidos na coluna.

Sendo a corrente lquida de sada da base da coluna, sua composio dada

por trs componentes: etanol, gua e dixido de carbono. Como justificativa dos clculos e pela quantidade de gua de entrada na corrente 12 em comparao a quantidade necessria para remover o etanol considera-se que a corrente arrasta 100% do etanol que entrou como arraste, pois a necessidade de gua para remover 95% do componente muito inferior a utilizada no processo, a corrente ganha toda a gua da entrada e perde 13,4455 kg de H2O/h para a corrente gasosa de sada e absorve uma pequena massa por solubilizao:

20_oHASEPERDIDONAB_CO10_oltane10_gua12TOTAL 22 mmmmmm +++=

9930,7484455,131701,14992,54305,243387,731m TOTAL =+++= kg/h

3237,7424455,134305,243387,731m OH2 =+= kg de H2O/h

1701,1m2CO = kg de CO2/h

4992,5mETANOL = kg de C2H5OH/h

DETERMINAO DA SADA DE CONDENSADO NO TROCADOR (CORRENTE 25)

FIGURA 13 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a sada de condensado no trocador.

Tal etapa constitui-se de sua maior quantidade em gua, como efluente de processo, podendo ser ento reutilizada aps tratamento, contendo ainda em menor quantidade CO2 perdido por solubilizao, porm a massa muito menor que a massa

de CO2 processada, poderia ento desprez-la. A solubilidade do CO2 em gua a 0 graus Celsius e a mesma presso mdia

de trabalho usado nas etapas anteriores de 004,0x C0_CO2 =o [kg CO2/kg H2O].

0538,04455,13004,0m2CO == kg de CO2/h

4455,13m OH2 = kg de H2O/h

4993,134455,130538,0mTOTAL =+= kg/h

DETERMINAO DA SADA DE DIXIDO DE CARBONO PURO DO TROCADOR (CORRENTE 30)

FIGURA 14 - Fluxograma de produo. Etapa: Corrente relativa a sada de gases no trocador, (dixido de carbono purificado).

Para que a gua seja removida da corrente gasosa necessrio o uso de condensadores, onde numa temperatura negativa de C5o toda a gua ser removida.

Ento, como resultado encontra-se o CO2 puro em sua totalidade a partir desta etapa, onde a taxa mssica continuar a mesma em etapas posteriores de compresso, resfriamento e armazenamento.

7761,9130538,08299,913purom2CO == kg de CO2/h

7761,913mTOTAL = kg de CO2/h

APNDICE H BALANO DE ENERGIA DA PLANTA

Ser considerado uma margem de segurana para cada equipamento de 20%. Os trocadores de calor operam contra-corrente para melhor eficincia no

processo.

Detalhes especficos das correntes encontram-se exclusivamente em cada equipamento.

TROCADOR W100

FIGURA 15 - Fluxograma de produo. Etapa: Trocador de calor W100.

Trocador responsvel pela remoo da umidade ainda presente no CO2, onde se encontra na temperatura de 30C, e para completa remoo da gua proveniente dever sair a 5C negativo.

(-5C) (12,5C) (30C) Cp Dixido de Carbono (CO2) [kcal/kgC] 0,19 0,2 0,2 Cp Vapor d'gua [kcal/kgC] 0,44 0,44 0,45 hcond (Entalpia Condensao da gua) kcal/kg 598,47 590,55 580,7

Considerado no estado de gs ideal, as propriedades da mistura CO2 + vapor de gua, so estimadas na temperatura mdia de resfriamento de 12,5C.

O calor necessrio a ser removido da corrente gasosa obtido pela equao 16.

OHOHCOCO20_CORRENTE 2222 CpyCpyCp += (15)

44,00145,02,09855,0Cp 20_CORRENTE +=

2035,0Cp 20_CORRENTE = kcal/kg C

( ) ( )[ ]30COCOCONDOH202020100_W T-C0CpyHy C0TCpmQ 222 ++= (16) ( ) ( )[ ](-5)C-C02,09855,055,5900145,0 C0C302035,08299,913Q 100_W ++=

6135,14304Q 100_W = kcal/h

6092,16Q 100_W = kW

Ser usado uma soluo de gua + etileno-glicol proveniente de Chiller para a remoo do calor na corrente, foi calculado o Q total porm no ser necessrio calcular diversas reas para o mesmo trocador pois a quantidade de gua a ser condensada mnima, no influenciando assim na rea total.

A variao de temperatura de projeto para Chiller de 5C. Utiliza-se fluido na temperatura C15T o= .

A partir da anlise da curva de congelamento do Etileno-glicol vide (PERRY et al., 1980) ser possvel determinar a porcentagem de gua necessria para tal soluo.

( ) ( ) OHOHOHHCOHHCSOLUO 22242242 CpyCpyCp += (17) 8,001,155,055,045,0CpSOLUO =+= kcal/kgC

( ) ( ) OHOHOHHCOHHCSOLUO 22242242 yy += kg/m3 (18)

86,1058100055,08,113045,0SOLUO =+= kg/m3

Onde:

( )CHILLERSOLUO100W

SOLUO TCpQ

m

=

(17)

58,06135,14304

mSOLUO

=

1534,3576mSOLUO = kg/h

Vazo volumtrica do fluido:

SOLUO

SOLUOF

mF

= (19)

3774,386,1058

1534,3576FF == m3/h

Coeficiente global mdio de transferncia de calor para o sistema ar atmosfrico-salmoura (PERRY, et al.1999).

U = (10+50)/2= 30 BTU/(h*ft2*F) = 146 kcal/(h*m2*C) Temperatura mdia logartmica para os trocadores W100: Considera-se trocador de calor contra-corrente por melhor eficincia no

processo.

( ) ( )[ ]( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA

F_ENTRADAQ_SADAF_SADAQ_ENTRADAML

TTTT

ln

TTTTT (20)

( )( ) ( )[ ]( )( )

( )C64,21

1551030ln

1551030TML o=

+

+=

Determinao da rea do trocador:

2

ML

100W100W m53,464,21146

6135,14304TU

QA =

=

= (21)

2100W m44,5%2053,4A =+=

ETAPA DE COMPRESSO

FIGURA 16 - Fluxograma de produo. Etapa: compresso do dixido de carbono.

De acordo com VAN NESS, a hiptese de gs ideal leva as equaes de relativa simplicidade. Pela equao (15) para um gs ideal:

( )1

2

1

2S P

PlnRTTlnCpS = (22)

Para uma compresso isentrpica 0S = , e esta equao se torna:

S'pC/R'

1

212 P

PT'T

=

(23)

Onde 2'T a temperatura resultante se a compresso de T1 e P1 at P2 for

isentrpica e S

'pC for a capacidade calorfica mdia na faixa de temperatura de T1 a

2'T . A variao da entalpia numa compresso isentrpica dada pela equao (23). ( ) ( )12H'S T'TpCH = (24) Temos ento:

( ) ( )12H'S T'TpCoisentrpicW = (25) Esta equao pode ser combinada com a eficincia do compressor para

fornecer:

( )

=

oisentrpicWW SS (26)

A temperatura real na descarga T2 resultante da compresso tambm encontrada atravs da equao (20), agora escrita na forma:

( )12H TTCpH = (27) Donde;

H12 Cp

HTT += (28)

Onde SWH = . Aqui, HCp a capacidade calorfica mdia n faixa de

temperatura de T1 a T2. Para o caso particular de um gs ideal com capacidades calorficas constantes:

Cpp'CCpp'C SHH ===

Consequentemente as equaes (22) e (25) se tornam: Cp/R

1

212 P

PT'T

=

( ) ( )12S T'TCpoisentrpicW = A combinao destas equaes fornece:

( )

= 1

PPCpToisentrpicW

Cp/R

1

21S (29)

Para gases diatmicos como o ar a temperaturas moderadas, um valor

aproximado 2857,07/2Cp/R == . Pode-se mostrar facilmente que a hiptese de

capacidades calorficas constantes tambm leva o resultado:

+= 1212T'TTT

(30)

FIGURA 17 - Diagrama de fases do Dixido de Carbono. (fonte:http://www.freewebs.com/ultrachemistry/diagrama%20fase%20CO2.gif)

Para realizar os clculos ser proposto uma eficincia de 80%, e uma presso final (P2) de 70 bar, a fim de garantir que o dixido de carbono se encontre liquefeito, a temperatura de entrada (T1) encontra-se em temperatura ambiente de -5 C .

C8409,538K9909,8113450,16515,268'T

2857,0

2 ==

=

SANDLER prope a equao que determina a capacidade calorfica do dixido de carbono no estado de gs ideal, com T em K.

Realizada na temperatura de 5C- :

( ) 3925CO T10097,4T10338,1T017545,0728,4TCp 2 ++= (31) ( ) 3925CO 15,26810097,415,26810338,115,268017545,0728,4TCp 2 ++=

( ) 5483,8TCp2CO = cal/mol K

( ) 9156,464813450,16515,2685483,8oisentrpicW

2857,0

S =

= cal/mol

( ) 1445,58118,09156,4648oisentrpicWW SS ==

= cal/mol

Devido a tamanha temperatura de descarga nessa compresso e necessidade estgios para tal diferena de presso ser considerada uma razo de estgio de por

estgio de compresso, e utilizado 3 estgios e resfriamento entre eles, e com uma presso final de 65 bar:

38,53450,14PRP 30C40 === bar abs.

52,2138,54PRP 40C60 === bar abs.

09,8652,214PRP 60C80 === bar abs.

No terceiro estgio de compresso a presso final de operao ser de 65 bar abs e no de 86 bar abs de acordo com o grfico do diagrama de fases do CO2 para gs liquefeito.

COMPRESSOR I

Na sada do primeiro compressor a temperatura ser de:

32,125K47,39850,134

53815,268PPT)I_compressor(T 4,1

14,1k

1k

1

212 ==

=

=

C

TROCADOR W200

FIGURA 18 - Fluxograma de produo. Etapa: Trocador W200

Para remover o calor nesta corrente ser usado um trocador de calor do tipo placas em contra-corrente para melhor eficincia, com o propsito de baixar a

temperatura de 125,32 C para 40 C :

TCpmQ 4040200W =o

(32)

( ) C4032,125Ckg

kJ9196,0hkg7761,913Q 200W oo =

( )9153,19

s3600

C4032,125Ckg

kJ9196,0hkg7761,913

Q 200W =

=

o

o

KW

9429,17151Q 200W = kcal/h Vazo volumtrica de gua de refrigerao necessria no W200:

TORREOHOH

200W200W TCp

QF

22

= (33)

( ) 7152,1C2535110009429,17151F 200W =

=o

m3/h

Coeficiente global mdio de transferncia de calor para o sistema ar-gua (PERRY, et al.1999).

U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft2*F) = 129 kcal/(h*m2*C)

Temperatura mdia-logartmica para o trocador W200: ( ) ( )[ ]

( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA


TTTT

ln

TTTTT

( ) ( )[ ]( )

( )C95,41

25403532,125ln

25403532,125TML o=

=


2

ML

200W200W m17,395,41129

9429,17151TU

QA =

=

=

22200W m8,3%20m17,3A =+=

COMPRESSOR II

Na sada do segundo compressor a temperatura ser de:

C19,192K34,465538215215,313

PPT)II_compressor(T 4,1

14,1k

1k

1

212

o==

=

=

TROCADOR W300



temperatura de 192,19 C para 40 C :

TCpmQ 6060300W =o

(34)

( ) C4019,192Ckg

kJ9614,0hkg7761,913Q 300W oo =

( )1388,37

s3600

C4019,192Ckg

kJ9614,0hkg7761,913

Q 300W =

=

o

o

KW


TORREOHOH

300W300W TCp

QF

22

=

( ) 20,3C2535110005445,31985F 300W =

=o

m3/h (35)


U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft2*F) = 129 kcal/(h*m2*C) Temperatura mdia-logartmica para o trocador W300:

( ) ( )[ ]( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA


TTTT

ln

TTTTT

( ) ( )[ ]( )

( )C52,60

25403519,192ln

25403519,192TML o=

=


2

ML

300W300W m10,452,60129

5445,31985TU

QA =

=

=

22300W m92,4%20m10,4A =+=

COMPRESSOR III

Na sada do terceiro compressor a temperatura ser de:

C30,156K45,4292152650015,313

PP

T)III_compressor(T 4,114,1

k1k

2

322

o==

=

=

TROCADOR W400



temperatura de 156,30 C para 40 C .

TCpmQ 8080400W =o

(36)

( ) C4030,156Ckg

kJ9614,0hkg7761,913Q 400W oo =

( )3806,28

s3600

C4030,156Ckg

kJ9614,0hkg7761,913

Q 400W =

=

o

o

KW


TORREOHOH

400W400W TCp

QF

22

=

( ) 44,2C2535110005969,24442F 400W =

=o

m3/h


U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft2*F) = 129 kcal/(h*m2*C)

Temperatura mdia-logartmica para o trocador W400: ( ) ( )[ ]

( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA


TTTT

ln

TTTTT

( ) ( )[ ]( )

( )C59,42

25403530,156ln

25403530,156TML o=

=


2

ML

400W400W m45,459,42129

5969,24442TU

QA =

=

=

22400W m34,5%20m45,4A =+=

TROCADOR W500


Ser usado uma soluo de gua + Etileno-glicol proveniente de Chiller para a remoo do calor na corrente, foi calculado o Q1 e Q2, logo o trocador dividido em duas reas pela influncia maior da condensao do dixido de carbono.

A temperatura de entrada da soluo ser de -15C como j utilizada no trocador W100.

Onde:

8,0CpSOLUO = kcal/kgC

86,1058SOLUO = kg/m3

21500W QQQ += (37)

60VAP6060500W mHTCpmQoo

+= (38)

( )3600

hkg7761,913

kgkJ90

3600

C2540Ckg

kJ8778,0h

kg7761,913Q 500W

+

=

o

o

KW1865,268440,223421,3QQQ 21500W =+=+= 9997,225526050,196743947,2878QQQ 21500W =+=+= kcal/h

( ) C1510 Ckg

kcal8,0mh

kcal9997,22552 CHILLER +=

2499,5638mCHILLER = kg/h

FIGURA 22 - Clculo da temperatura mdia. Clculo da temperatura mdia:

( ) CTTCpmQ FRIO_SmSOLUOCHILLER2 o= (39) ( )( ) C15T

Ckgkcal8,0

hkg2499,5638

hkcal6050,19674 m

o

o=

C63,10Tm o=


U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft2*F) = 129 kcal/(h*m2*C) Temperatura mdia logartmica: Considera-se trocador de calor contra-corrente por melhor eficincia no

processo.

Clculo da primeira rea de troca trmica: ( ) ( )[ ]

( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA


TTTT

ln

TTTTT

( )( ) ( )( )[ ]( )( )

( )( )C41,42

63,10251040ln

63,10251040TML o=

=


2

1_ML

1500W m53,041,42129

3947,2878TU

Q1A =

=

=

Clculo da segunda rea de troca trmica: ( ) ( )[ ]

( )( )

=

F_ENTRADAQ_SADA

F_SADAQ_ENTRADA


TTTT

ln

TTTTT

( )( ) ( )( )[ ]( )( )

( )( )C77,37

152563,1025ln

152563,1025TML o=

=


2

2_ML

2500W m04,477,37129

6050,19674TU

Q1A =

=

=

2222500W m48,5%20m57,4m04,4m53,0AT =+=+=

O dixido de carbono est pronto para ser armazenado a uma temperatura

ambiente de 25 Co e presso de 64,72 bar, onde o gs se encontra liquefeito.

APNDICE I DIMENSIONAMENTO DE EQUIPAMENTOS

COLUNA K100

A coluna K100 tem por objetivo purificar o dixido de carbono contendo ainda em sua composio etanol e gua, com a ajuda de gua pura como solvente.

Clculo do dimetro da coluna: Ser utilizado o recheio selas de Berl, por apresentar uma boa redistribuio

de lquido e menor queda de presso, produzidas em cermica, com sua faixa de operao de identificada por 0,2 1,4 kg/m2/s, seu maior dimetro igual Dr=13mm, e rea volumtrica igual aS=465 m2/m3 (LUDWIG, 1979).

G e L se referem aos fluxos mssicos na corrente gasosa e lquida, respectivamente.

O dimetro da coluna obtido a partir desta faixa de operao. O fluxo gasoso da coluna denominado G (kg/m2/s).

( ) 8,02/4,12,0G =+= kg/m2/s (40)

Gm4D MDIO_GS

pi

=

o

(41)

64,036008,05936,9364D =

pi

= m

Foi considerado um valor mdio para o fluxo mssico lquido da coluna, L=3,3 kg/m2/s, na faixa de operao de 0,6 6 kg/m2/s para o fluxo de gua em colunas de absoro (LUDWIG, 1979).

O nmero de elementos de transferncia para a fase gasosa foi calculado com a seguinte equao:

=

ETANOL_S

ETANOL_E

y

y*OG VVdVN (42)

As variveis dependentes das fraes de entrada e sada do etanol j foram calculadas no balano de massa da planta.

A varivel *V representa a frao absoluta de etanol na corrente gasosa em equilbrio com a frao absoluta com a corrente lquida, equao obtida pelo ajuste linear do grfico 2.

WmV* = (43) W082,0V* =

O valor da frao absoluta de etanol na fase lquida obtido a partir de um balano de massa na parte superior da coluna.

[ ] [ ]ETANOL_SETANOL_E yGWLVGxLSE +=+== (44) Sendo 0x ETANOL_E =

( )ETANOL_SyVLGW = (45)

Devido quantidade mssica de gua excessiva na coluna de absoro

ETANOL_Sy torna-se nulo, porm para fins de clculo necessrio expressar um valor de

ETANOL_Sy , logo ser um valor prximo de zero.

( )55,13

V00000001,0V3,38,0082,0

dVN00000001,0

006,0OG =

=

Altura de recheio na coluna de absoro: feita uma correlao do coeficiente individual de transferncia de

massa para a fase lquida, com a correlao proposta por MOHUNTA et. al., e fornecida por CREMASCO, (2000).

Tal modelo exigi alguns requisitos para sua validao, como: 0,015 < G < 1,22 [kg/m2s] 0,1 < L < 42 [kg/m2s] 142 < ScL < 1025 [kg/m2s] 6 < Dc < 150 [cm] 0,6 < Dr < 15,1 [cm]

( )36/5

2L

3/2sL4/3

sL5,0

L

Lx g

v

gav

auScPM

0025,0ak

=

(46)

A difusividade do etanol em gua, 25C e 1 atm tem o valor de

DL=0,00001132 cm2/s. Para corrigir essa difusividade e estar de acordo com a temperatura e presso de trabalho feita a seguinte correlao:

75,1

OPOPLOP T

TPPDD

= (47)

s

m1077,7100

115,29815,303

5,1100001132,0D

210

2

75,1

OP

=

=

Viscosidade gua 30C = 0,76cP = 0,00076 kg/ms

= 997 kg/m3

7L 1062,7997

00076,0v == m

2/s (48)

9161013,81062,7

DvSc 10

7

L

L=

==

(49)

00331,0997

3,3Lu

LL ==

= m/s (50)

( ) 4481,9

1062,781,9

4651062,746500331,0916189970025,0ak

36/5

2

73/274/35,0

x

=

= ak x 19,08 kg etanol/m3/s

Resistncia global, referenciado a fase gasosa:

akm

ak1

ak1

xyy +

=

(51)

A fase gasosa responsvel por 95% da resistncia global, sendo ela a maior responsvel no controle de processo de transferncia de massa.

Ento:

akm

ak95,0

ak1

xyy +

=

63,11082,0

08,1905,0m

ak05,0ak xy =

=

= kg etanol/m3/s

O nmero de elementos para a fase gasosa calculado a seguir:

069,063,118,0

akGHy

OG ==

= m (52)

Altura de recheio:

OGOG NHZ = (53) Ser usado 20% de folga na altura para melhor controle na operao e

confiabilidade da coluna.

93,055,13069,0Z == m + 20% = 1,12 m

COMPRESSOR

Consumo de energia (Potncia), considerando compresso adiabtica, onde para ar atmosfrico k = 1,4.

h/m96,340m/kg68,2

h/kg7761,913mQ 3330

3030_CO2 ==

=

o

h/m41,100m/kg10,9

h/kg7761,913mQ 3350

5050_CO2 ==

=

o

h/m10,25m/kg40,36

h/kg7761,913mQ 3370

7070_CO2 ==

=

o

( ) ( ) ( )

+

+

=

k1k

i

3ii

k1k

i

2ii

k1k

1

i11

4

AD

PPPQ

PPPQ

PPPQ

1kk1078,2

HP

(54) ( ) ( ) ( )

8,0

21516500215110,25

538215153841,100

50,13453850,13496,340

14,14,11078,2

HP

4,114,1

4,114,1

4,114,1

4

AD

+

+

=

68,324%20KW57,270HPAD =+= KW

TANQUE B100

O tanque B100 ser usado para armazenar CO2 lquido, numa produo diria de 24 horas, e aps este ser um caminho o transporte deste CO2 venda para outras indstrias.

33

100

100100_CO m63,10

m/kg1032h12h/kg7761,913mQ

2=

=

=

o

APNDICE J PERDA DE CARGA

As perdas de carga em tubulaes devem seguir a ordem de que para gases de processo, o limite de perda de carga em 100m se encontra na proporo mxima de 100mbar, numa faixa de velocidade recomendada de 10-30 m/s (PERRY et al., 1986).

Para gua de processo a tolerncia na perda de carga em 100m de 500mbar, numa faixa de velocidade recomendada de 0,5-1,5 m/s (PERRY et al., 1986).

Para CO2 lquido, o limite de perda de carga em 100m se encontra tambm na proporo mxima de 100mbar, porm com faixa de velocidade recomendada de 0,6-1,2 m/s (PERRY et al., 1986).

As tubulaes da planta, onde percorrem gases devero ser de ao inox 304, e as demais tubulaes de ao carbono. A rugosidade do ao comercial 0,0457mm (PERRY et al., 1986).

Para estimar a perda de carga em 100m necessrio o conhecimento de variveis termodinmicas como massa especfica do gs e viscosidade em diversos pontos da planta decorrente ao valor das diferentes presses exercidas nas tubulaes.

Os dimetros das tubulaes so calculados ao decorrer do clculo da perda de carga em cada tubulao e visando sempre no ultrapassar e perda de carga permitida.

Os dimetros so determinados pela norma Schedule e fornecidos por PERRY et al. (1986).

O menor dimetro usado ser de 25mm (1in) devido a custos industriais.

COLUNA K100

Determinaes da perda de carga da coluna: A perda de carga na coluna foi determinada por um mtodo grfico usando

correlaes entre o fluxo gasoso e lquido da coluna (dados de Tillson, tese de Mestrado, M.I.T., 1939), os dados mssimos para selas de Berl de 12,7mm e taxas de lquido L=6,78 kg/m2s so de Mach (Dechema Monograph, 6, 38 (1933); Z. Ver. Deut. Ing., 375, 1935), fornecidas por PERRY, (1980).

Unidades do grfico: =P queda de presso (in gua/ft)

=G lb/h*ft2

=L lb/h*ft2

( ) 2/1075,0/= = lb/ ft3

Dados nas unidades do grfico:

=G 0,8 kg/m2s = 589,92 lb/ft2h =L 3,3 kg/m2s =2433,43 lb/ft2h

= 2,62 kg/m3 = 0,16356 lb/ ft3

5,1075,0

16356,0075,0

2/12/1

=

=

= (55)

Pelo grfico =P 0,32 in H2O/ft = 2,61 mbar/m

33,212,161,2P 100K == mbar

TROCADORES DE CALOR

Para trocadores do tipo casco-tubo a perda de presso aceitvel para gases de 138 mbar, ento W100=W200=W300=W400=W500=138 mbar (KERN, 1982).

TUBULAES DAS CORRENTES

CORRENTE 20

Perda de carga no tubo do sistema: A corrente 20 a corrente de sada de gases da coluna, onde o dixido de

carbono se encontra purificado, porm mido.

2754,927m =o

kg/h

61,2= kg/m3

00001501,0CP 0,01501C == kg/ms

20vC = m/s

Vazo volumtrica da corrente:

28,355m/kgh/kg

61,22754,927mQ 3V ===

o

m3/h = 0,098 m3/s

Clculo da rea da tubulao:

AvQV =

4DA

2N

TUBOpi

=

078,020

098,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 3,07 in

De acordo com a norma Schedule 40 Dimetro interno: 4,026 in Dimetro externo: 4,5 in Dimetro nominal: 4 in

Usando o dimetro real da tubulao, calcula-se a nova velocidade crtica:

0082,041023,0A

2

TUBO =pi

= m2

83,11 0082,0

0,097A

Qv

TUBO

VC === m/s

Com a nova velocidade crtica calcula-se o nmero de Reynolds:

ms/kg00001501,0m1023,0s/m1183,0m/kg61,2DvRe

3RC

=

=

400036,2104Re

Pa100mbar1

vD

L2fP 2CN

100

=

( ) 26,90100

1s/m83,1161,2

m1023,0m100201264,0P 2100 =

= mbar

Perda de carga em acessrios: Acessrios Fator K

3 curvas longas

0,75

1 vlvula gaveta

0,17

Pa100mbar1

2vKP

2C

100

=

+

=

Pa100mbar1

2vK

Pa100mbar1

2vK3P

2C

VG

2C

CL100

+

=Pa100

mbar12

83,1161,217,0Pa100

mbar12

83,1161,275,03P22

100

+

=Pa100

mbar12

7,116512,217,0Pa100

mbar12

7,116512,275,03P22

100

39,4P100 = mbar

CORRENTE 30

Perda de carga no tubo do sistema: A corrente 30 a corrente de sada de dixido de carbono do trocador de

calor W100, onde o dixido de carbono se encontra purificado.

7761,913m =o

kg/h

68,2= kg/m3

00001501,0CP 0,01501C == kg/ms

20vC = m/s


96,340m/kgh/kg

68,27761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,095 m3/s


AvQV =

4DA

2N

TUBOpi

=

08,020

095,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 3,15 in



0082,041023,0A

2

TUBO =pi

= m2

58,11 0082,0

0,095A

Qv

TUBO

VC === m/s


ms/kg00001501,0m1023,0s/m1158,0m/kg68,2DvRe

3RC

=

=

40001360,2115Re

+

=

9,0

R Re7

DRug27,0log4

f1

+

=

9,0

06,21637

m1023,0m0000457,027,0log4

f1

01254,0f =

Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.

Pa100mbar1

vD

L2fP 2CR

100

=

( ) 11,88100

1s/m58,1168,2

m1023,0m100201254,0P 2100 =

= mbar


4 curvas longas

0,75

1 Te

1

1 vlvula gaveta

0,17

Pa100mbar1

2vKP

2C

100

=

+

+

=

Pa100mbar1

2vK

Pa100mbar1

2vK

Pa100mbar1

2vK4P

2C

VG

2C

Te

2C

CL100

+

+

=

Pa100mbar1

27,117103,217,0

Pa100mbar1

27,117103,21

Pa100mbar1

27,117103,275,04

222

73,7P100 = mbar

CORRENTE 80

Perda de carga no tubo do sistema: A corrente 80 a corrente de sada de dixido de carbono da etapa de

compresso, onde o dixido de carbono se encontra purificado e a 65 bar abs.

7761,913m =o

kg/h

17,80= kg/m3

Para obter a viscosidade para diferentes presses usou-se o mtodo encontrado no BIRD, 2004:

( ) ( ) ( ) 66/13/22/1C 1059,1082,3048,7240,470,7 == Poise= 71059,108 kg/ms 40,1

2,30415,2733,156TR =

+=

88,08,72

15,64PR ==

Obtm-se CR / = .

( ) 71,0/ CR == Ento o valor previsto para a viscosidade :

( ) ( ) 00008,071,01059,081/ 6CC === Poise = 0,000008 kg/ms AvQV =

=

o

mQV

20vC = m/s


40,11m/kgh/kg

17,807761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,0032 m3/s


AvQV =

4DA

2N

TUBOpi

=

014,020

0032,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 0,55 in

De acordo com a norma Schedule 160 Dimetro interno: 2,125 in Dimetro externo: 2,875 in Dimetro nominal: 2,5 in


00229,04

05398,0A2

TUBO =pi

= m2

3974,1 00229,0

0,0032A

Qv

TUBO

VC === m/s


ms/kg000008,0m05398,0s/m013974,0m/kg17,80DvRe

3RC

=

=

400019,7559Re >= (REGIME TURBULENTO) Equao de Churchill para calcular o fator de atrito:

+

=

9,0

R Re7

DRug27,0log4

f1

+

=

9,0

19,75597

m05398,0m0000457,027,0log4

f1

0087,0f =


Pa100mbar1

vD

L2fP 2CR

100

=

( ) 46,50100

1s/m3974,117,80

m05398,0m10020087,0P 2100 =

= mbar


3 curvas longas

0,75

Pa100mbar1

2vKP

2C

100

=

=

Pa100mbar1

2vK3P

2C

longa_curva100

=Pa100

mbar12

3974,117,8075,03P2

100

76,1P100 = mbar

CORRENTE 90

Perda de carga no tubo do sistema: A corrente 90 a corrente de sada de dixido de carbono do trocador de

calor W400, onde o dixido de carbono se encontra purificado e a 64,86 bar abs.

7761,913m =o

kg/h

71,109= kg/m3

( ) ( ) ( ) 66/13/22/1C 1059,1082,3048,7240,470,7 == Poise= 71059,108 kg/ms 03,1

2,30415,27340TR =

+=

88,08,7201,64PR ==

Para obter a viscosidade para diferentes presses usou-se o mtodo encontrado no BIRD, 2004:

Obtm-se CR / = .

( ) 8,0/ CR == Ento o valor previsto para a viscosidade :

( ) ( ) 00009,08,01059,081/ 6CC === Poise = 0,000009 kg/ms AvQV =

=

o

mQV

20vC = m/s


33,8m/kgh/kg

71,1097761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,0023 m3/s


AvQV =

4DA

2N

TUBOpi

=

012,020

0023,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 0,47 in



00229,04

05398,0A2

TUBO =pi

= m2

3974,1 00229,0

0,0032A

Qv

TUBO

VC === m/s


ms/kg000009,0m05398,0s/m013974,0m/kg71,109DvRe

3RC

=

=


+

=

9,0

R Re7

DRug27,0log4

f1

+

=

9,0

49,91927

m05398,0m0000457,027,0log4

f1

0083,0f =


Pa100mbar1

vD

L2fP 2CR

100

=

( ) 10,66100

1s/m3974,171,109

m05398,0m10020083,0P 2100 =

= mbar


2 curvas longas

0,75

Pa100mbar1

2vKP

2C

100

=

=

Pa100mbar1

2vK2P

2C

longa_curva100

=Pa100

mbar12

3974,171,10975,02P2

100

61,1P100 = mbar

CORRENTE 100

Perda de carga no tubo do sistema:

A corrente 100 a corrente de entrada de dixido de carbono do tanque B100, onde o dixido de carbono se encontra purificado e a 64,72 bar abs.

7761,913m =o

kg/h

1032= kg/m3

Clculo da viscosidade do dixido de carbono liquido (REID, 1988):

( )( ) ( )

=

24,1851

KT108,578cPlog L

( ) ( )

+=

24,1851

15,27325108,578log L

01047,0L = cP = 0,00001047kg/ms

=

o

mQV

9,0vC = m/s


88,0m/kgh/kg

10326,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,00025 m3/s


AvQV =

4DA

2N

TUBOpi

=

0039,020

00025,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 0,1535 in



00068,04

02946,0A2

TUBO =pi

= m2

37,0 00068,0

0,00025A

Qv

TUBO

VC === m/s


ms/kg00001047,0m02946,0s/m0037,0m/kg1032DvRe

3RC

=

=


+

=

9,0

R Re7

DRug27,0log4

f1

+

=

9,0

04,107447

m02946,0m0000457,027,0log4

f1

0083,0f =


Pa100mbar1

vD

L2fP 2CR

100

=

( ) 61,79100

1s/m37,01032

m02946,0m10020083,0P 2100 =

= mbar


2 curvas longas

0,75

1 vlvula gaveta 0,17

Pa100mbar1

2vKP

2C

100

=

+

=

Pa100mbar1

2vK1

Pa100mbar1

2vK4P

2C

VG

2C

CL100

+

=Pa100

mbar12

37,0103217,01Pa100

mbar12

37,0103275,04P22

100

2393,2P100 = mbar

CORRENTE 12

A corrente 12 a corrente de entrada de gua na coluna K100.

3387,731m =o

kg/h

1000= kg/m3

5,1vC = m/s


73,0m/kgh/kg

10003387,731mQ 3V ===

o

m3/h = 0,0002 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

013,05,10002,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 0,51 in

De acordo com a norma Schedule 40 Dimetro interno: 0,622 in

Dimetro externo: 0,840 in

Dimetro nominal: 0,5 in

CORRENTE 13

A corrente 13 a corrente de sada de gua + etanol na coluna K100.

9930,748m =o

kg/h

1000= kg/m3

5,1vC = m/s


75,0m/kgh/kg

10009930,748mQ 3V ===

o

m3/h = 0,00021 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

013,05,100021,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 0,51 in

De acordo com a norma Schedule 40 Dimetro interno: 0,622 in Dimetro externo: 0,840 in

Dimetro nominal: 0,5 in

CORRENTE FLUIDO TROCADOR W100

5,1vC = m/s


38,386,1058

1534,3576FF == m3/h = 0,00094 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

028,05,100094,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 1,10 in


Dimetro externo: 1,660 in Dimetro nominal: 1,25 in

CORRENTE 25

A corrente 25 a corrente de sada de condensado do trocador W100.

4993,13m =o

kg/h

1000= kg/m3

5,1vC = m/s


0135,0m/kgh/kg

10004993,13mQ 3V ===

o

m3/h = 0,0000038 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

0018,05,1

0000038,04v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 0,071 in


CORRENTE 40

A corrente 40 a corrente de sada de dixido de carbono do primeiro estgio do compressor.

7761,913m =o

kg/h

15,7= kg/m3

20vC = m/s


80,127m/kgh/kg

15,77761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,035 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

047,020

035,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 1,85 in


CORRENTE 50

A corrente 50 a corrente de sada de dixido de carbono do trocador W200.

7761,913m =o

kg/h

10,9= kg/m3

20vC = m/s


41,100m/kgh/kg

10,97761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,028 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

042,020

028,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 1,65 in

De acordo com a norma Schedule 40

Dimetro interno: 2,067 in Dimetro externo: 2,375 in Dimetro nominal: 2 in

CORRENTE 60

A corrente 60 a corrente de sada de dixido de carbono do segundo estgio de compresso.

7761,913m =o

kg/h

49,24= kg/m3

20vC = m/s


31,37m/kgh/kg

49,247761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,010 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

025,020

010,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 0,98 in


Dimetro externo: 1,660 in Dimetro nominal: 1,25 in

CORRENTE 70

A corrente 70 a corrente de sada de dixido de carbono do W300.

7761,913m =o

kg/h

4,36= kg/m3

20vC = m/s


10,25m/kgh/kg

4,367761,913mQ 3V ===

o

m3/h = 0,0069 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

021,020

0069,04v

Q4D V =

pi

=

pi

= m = 0,83 in

De acordo com a norma Schedule 80 Dimetro interno: 0,957 in Dimetro externo: 1,315 in Dimetro nominal: 1in


5,1vC = m/s


08,2F 200W = m3/h = 0,00058 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

022,05,100058,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 0,86 in

De acordo com a norma Schedule 40 Dimetro interno: 1,049 in Dimetro externo: 1,315 in Dimetro nominal: 1in


5,1vC = m/s


91,3F 300W = m3/h = 0,0011 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

031,05,10011,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 1,22 in


Dimetro externo: 1,66 in Dimetro nominal: 1,25in


5,1vC = m/s


99,2F 300W = m3/h = 0,00083 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

026,05,100083,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 1,03 in


Dimetro externo: 1,66 in Dimetro nominal: 1,25in


38,5613mCHILLER =

5,1vC = m/s


3,586,105838,5613FF == m

3/h= 0,0015 m3/s


AvQV =

4DA

2R

TUBOpi

=

036,05,10015,04

v

Q4D V =pi

=

pi

= m = 1,42 in


CORRENTE 10

A corrente 10 a corrente de entrada de dixido de carbono na coluna K100.

9297,944m =o

kg/h

62,2= kg/m3

20v

Recuperação de Co2 Dioxido de Carbono Industria de Bebidas

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