UNIVERSIDADE FEDERAL DO PARÁ INSTITUTO DE TECNOLOGIA FACULDADE DE ENGENHARIA QUÍMICA
ÉRICA MENDES DE MORAES ÉDNIE DA SILVA AMORIM JONATHAN RAONY SOUZA DA SILVA MARÍLIA LEAL DA CUNHA VALÉRIA DE JESUS SOARES
PROJETO DE PRODUÇÃO DE ÁCIDO SULFÚRICO PELO PROCESSO DE CONTATO
BELÉM – 2016
ÉRICA MENDES DE MORAES ÉDNIE DA SILVA AMORIM JONATHAN RAONY SOUZA DA SILVA MARÍLIA LEAL DA CUNHA VALÉRIA DE JESUS SOARES
PROJETO DE PRODUÇÃO DE ÁCIDO SULFÚRICO PELO PROCESSO DE CONTATO
Trabalho apresentado como avaliação da disciplina Projeto de Processos, do curso de Engenharia Química da Universidade Federal do Pará, sob orientação do Prof° Dr. Nielson Fernando da Paixão Ribeiro.
BELÉM – 2016
SUMÁRIO 1.
2.
3.
4.
INTRODUÇÃO INTRODUÇÃO .................................................. ..................................................................................................... ................................................................. .............. 5 1.1.
Contextualização ................................................ .................................................... ... 5
1.2.
Justificativa ..................................................................................... ........................... 6
1.3.
Objetivo ................................................................................. ..................................... 6
REVISÃO BIBLIOGRÁFICA............................................ ............................................... 6 2.1.
Ácido Sulfúrico ....................................................................... ................................... 6
2.2.
Processo de Produção - Processo de Contato .......................................................... 7
2.3.
Características Características Físico-Químicas ............................................ ................................... 8
2.4.
Aplicações na Indústria ............................. .................................................... ........... 9
2.5.
Armazenagem ............................................................................... ............................. 9
2.6.
Balanço de Massa e Energia ................................................................ ..................... 9
2.6.1.
Balanço material ........................................... .................................................. ... 9
2.6.2.
Balanço de energia ............................. .................................................... ......... 10
O PROCESSO EM DETALHES ................................................................................ ..... 10 3.1.
Passo 1 - Produção de SO2: ................................................................. ................... 10
3.2.
Passo 2 - Oxidação catalítica de SO 2 a SO3: .......................................................... 11
3.3.
Passo 3 - Absorção de SO3: ................................................. ................................... 11
3.4.
Passo 4 - Conversão de Oleum de H2SO4: ........................................... ................. 12
ANÁLISE QUALITATIVA DO PROCESSO ................................................................ 12 4.1.
Considerações Considerações iniciais do processo ..................... .................................................. .12
4.2.
Análise do processo .................................... .................................................... ......... 14
4.2.1. 4.2.1.1.
4.2.2.
TORRE DE SECAGEM .............................................................. ................... 14 Balanço de Massa ................................................................................. ......... 15
QUEIMADOR DE ENXOFRE ..................................................... ................. 18
4.2.2.1.
Balanço de massa ............................................... ........................................... 19
4.2.2.2.
Dimensionamento ............................................................... ......................... 19
4.2.3.
CONVERSOR CATALÍTICO ....................................................................... 20
4.2.3.1.
Balanço de massa ........................................................................................ .22
4.2.3.2.
Dimensionamento do reator .................................... ................................... 22
4.2.4.
ABSORVEDOR 1....................................... .................................................... . 28
4.2.4.1.
Balanço de Massa ............................................. ........................................... 29
4.2.4.2.
Balanço de Energia........................................... ........................................... 29
4.2.4.3.
Dimensionamento ............................................................... ......................... 30
4.2.5. 4.2.5.1.
Balanço de Massa ............................................. ........................................... 33
4.2.5.2.
Balanço de Energia........................................... ........................................... 34
4.2.5.3.
Dimensionamento ............................................................... ......................... 34
4.2.7.
5.
ABSORVEDOR 2 ....................................... .................................................... . 33
TANQUE DE DILUIÇÃO 2 ................................................................ ........... 38
4.2.7.1.
Balanço de Massa ............................................. ........................................... 39
4.2.7.2.
Balanço de Energia........................................... ........................................... 40
4.2.7.3.
Dimensionamento ............................................................... ......................... 40
AVALIAÇÃO ECONÔMICA ......................................................................................... 40
6. SIMULAÇÃO - OTIMIZAÇÃO DO DIMENSIONAMENTO DO CONVERSOR CATALÍTICO ........................................................................................................................... 47 6.1. 7.
Dimensionamento do reator ................................................ ................................... 48
CONCLUSÃO .............................................................................. ..................................... 54
APÊNDICE A ............................................................................................................................ 57 Dimensionamento dos Trocadores de Calor ........................................................................... 57 APÊNDICE B ............................................................................................................................ 61 Dimensionamento e Balanço de Energia da caldeira de enxofre .......................................... 61
1. INTRODUÇÃO 1.1.Contextualização O ácido sulfúrico é um produto químico altamente corrosivo e um dos mais produzidos na indústria química. O mesmo, capaz de corroer diversos materiais, apresenta-se no estado líquido. De acordo com Morgado et al (2012), o ácido sulfúrico é um composto muito versátil que, devido, ao desenvolvimento tecnológico e aos menores custos de produtividade é utilizado cada vez mais em diversos produtos. Entretanto, uma das principais preocupações em sua produção é a poluição. A verdade é que com o aumento do uso de químicos, nomeadamente do enxofre e do ácido sulfúrico, os problemas ambientais vem aumentando ao longo dos anos. Segundo Melatti et al (2010), no século XVII, o ácido sulfúrico foi primeiraente obtido através da queima de enxofre com salitre (nitrato de potássio, KNO 3) na presença de vapor d'água. Com a decomposição do salitre, há a oxidação do enxofre a SO3 que, combinado à água, forma ácido sulfúrico. Tal modo de obtenção, criado pelo químico teuto-holandês Johann Glauber, foi posteriormente utilizado por Joshua Ward, um farmacêutico de Londres, em 1736, para dar início à primeira produção de ácido sulfúrico em larga escala. Porém, Morgado et al (2012) ressalta que o provável descobridor da substância foi o alquimista medieval islâmico Jabir ibn Hayyan, embora o médico e alquimista italiano do século IX ibn Zakariya al-Razi também seja às vezes mencionado. Este último obteve a substância pela formatação seca de minerais, mais precisamente o sulfato de ferro (II) hepta-hidratado (FeSO4•7H2O), também chamado de vitrola verde, e o sulfato de cobre (II) penta-hidratado (CuSO4•5H2O), chamado de vitrola azul. Atualmente, para a obtenção da substância têm-se os processos de câmara de chumbo e o de contato, sendo o mais utilizado hoje, o processo de contato, devido a este produzir o ácido em concentração maior que o processo câmara de chumbo. A principal matéria prima utilizada no processo é o enxofre que deve passar por várias etapas até a obtenção do produto.
1.2. Justificativa Depois da água, o ácido sulfúrico tem sido o segundo composto químico mais utilizado nas indústrias em processos que vão de medicamentos a fertilizantes. Assim, pode-se dizer que este produto tem grande importância econômica, e sua produção é caracterizada como um dos índices de desenvolvimento de um país.
1.3.Objetivo Este trabalho tem por objetivo contribuir para a ampliação do conhecimento a respeito do processo de produção do Ácido Sulfúrico através dos estudos das etapas de sua produção através do processo de contato, pela reação do trióxido de enxofre (SO 3) e água (H2O). Em todas as etapas foram realizadas estudos de balanço de massa e energia tendo como base informações disponíveis na literatura. Para alcançar este objetivo geral, são previstos os seguintes objetivos específicos:
Descrever o processo de produção do Ácido Sulfúrico;
Desenvolver um balanço de massa e energia do processo de produção do ácido sulfúrico a partir da reação do trióxido de enxofre (SO 3) e água (H 2O);
Dimensionar os equipamentos utilizados no processo
Estimar o custo de produção do ácido sulfúrico relativo ao custo total de matérias-primas e energia requeridos no processo.
Demonstrar, por meio de uma simulação, como o processo pode ser otimizado.
2. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA 2.1.Ácido Sulfúrico Ácido Sulfúrico é o composto químico mais produzido e o segundo consumido no mundo todo em maior quantidade, uma vez que todos os ramos da indústria química dependem dele direta ou indiretamente. É um ácido muito forte, corrosivo, denso e desidratante, ou seja, é capaz de retirar água dos materiais. O contato com a pele pode ocasionar queimaduras graves e ulceração, e quando colocado em água libera calor e a temperatura da mistura aumenta (CARDOSO, 2010).
2.2.Processo de Produção - Processo de Contato Conforme já citado anteriormente, o processo de produção de ácido sulfúrico pode ser obtido industrialmente por duas tecnologias distintas, conhecidas como processo de câmara de chumbo e processo de contato. Segundo MB Consultores (1999), o processo de contato é o mais utilizado. O processo de câmara de chumbo, muito utilizado no século passado, caiu em desuso, devido principalmente à limitação de não permitir produzir ácido com concentração superior à 78% em peso. A tecnologia de contato é atualmente empregada na quase totalidade das instalações industriais de produção de ácido sulfúrico. Basicamente, tal tecnologia envolve as etapas de obtenção do dióxido de enxofre (SO2), conversão catalítica do dióxido de enxofre a trióxido de enxofre (SO3), e absorção do trióxido de enxofre, formando posteriormente o ácido. Morgado et al (2012) descreve o processo de contato e dá ênfase a primeira etapa, em que ocorre a obtenção de SO2, indicada esquematicamente pela Equação (01): S(g) + O2(g) → SO2(g) + Calor
(01)
Morgado et al (2012) ressalta que esta reação ocorre numa câmara, onde o enxofre é vaporizado pelo próprio calor da combustão. No estado gasoso, o enxofre reage com o ar, elevando bastante a temperatura do meio reacional. A mistura gasosa que sai da câmara ou forno de combustão, contendo N 2, O2, SO2 e pequenas quantidades de SO3, é arrefecida e alimentada ao conversor, onde, com a ajuda de catalisadores (de pentóxido de vanádio), ocorre a reação de oxidação do SO 2, representada pela Equação (02): SO2(g) + 1/2 O2(g) → SO3(g) + Calor
(02)
O efeito da pressão sobre o equilíbrio da reação de conversão do SO 2 a SO3 pode ser constatado pela relação volumétrica entre os produtos e os reagentes da reação. Como a referida relação é inferior à unidade, o que indica contração de volume no processo reacional, o acréscimo de pressão provoca um deslocamento do equilíbrio no sentido direto, isto é, no sentido de formação de SO 3.
A última reação do processo envolve a absorção do SO 3 formado na reação de oxidação catalítica do SO2. Para absorver o SO 3, a massa gasosa efluente do conversor é borbulhada numa ou mais torres contendo, em contracorrente, ácido sulfúrico. A água de diluição presente no agente absorvente reage com o SO 3, como indicado pela Equação (03): SO3(g) + H2O(l) → H2SO4(aq) + Calor
(03)
Figura 1 - Representação esquemática da produção de ácido pelo processo de contato.
2.3.Características Físico-Químicas O ácido sulfúrico possui propriedades características, que permitem diferenciá-lo de outros compostos químicos. A Tabela 01 define essas propriedades.
Tabela 01 - Características físico-quimicas do Ácido Sulfúrico. Fonte: Usiquímica (2014). PROPRIEDADES FÍSICO-QUIMICAS DO H 2SO4 Estado Físico
Líquido
Forma
Líquido Viscoso (pode solidificar abaixo de 11 °C)
Cor
Incolor
Odor
Odor Característico
pH
Ácido
Temperatura (Ponto de Ebulição)
290° C
Temperatura (Ponto de Fusão)
10° C
Temperatura de Decomposição
Não determinado
Densidade
1,835 g/cm3 (20 ºC).
Solubilidade
Solúvel em água (liberação de calor).
Outras Informações
Reage violentamente com água liberando calor.
2.4. Aplicações na Indústria Para a indústria Química o ácido Sulfúrico possui inúmeras aplicações. Dentre estas, temos a produção de fertilizantes, papel, corantes, fibras de raiom, medicamentos, tintas, inseticidas, explosivos, na produção de outros ácidos, na indústria petroquímica para o refino de petróleo, em baterias de automóveis, análises laboratoriais, entre outras.
2.5. Armazenagem De acordo com Brasinter (2014), o ácido sulfúrico deve ser armazenado em locais com piso cimentado, resistente à corrosão, inclinado, com valas que possibilitem o escoamento e diques de contenção em caso de derramamento. Devem-se manter os recipientes de ácido sulfúrico sempre fechados e etiquetados adequadamente com sinalização de corrosivo, no local devem estar previstos sistemas de neutralização do ácido e de combate a incêndios. Deve ser efetuada em local bem ventilado, ao abrigo da luz, calor e de toda fonte de ignição. Os tanques devem ser feitos em materiais compatíveis com o produto, ou revestido com estes materiais.
2.6. Balanço de Massa e Energia 2.6.1. Balanço material Balanço material é a aplicação da lei de conservação das massas, a qual determina: “Massa não é criada nem destruída”. Através desta lei, determinamos a quantidade de matéria prima na entrada do reator ou em determinado equipamento, e a quantidade de produto ou frações geradas no processo nas diferentes correntes de saídas. Isso pode ser determinado pela seguinte equação: (HIMMELBLAU, 2011). {Matéria inicial} = {Matéria final} + {Acúmulo}
O desenvolvimento de estudos de balanço de massa é um aspecto importante para os processos químicos industriais, pois a partir destes cálculos, podemos saber se as reações químicas, ou operações unitárias desenvolvidas nos equipamentos estão ocorrendo de forma correta: formando a quantidade de produto estimada, se não está ocorrendo acúmulo ou perdas, entre outras, além de estimativas de consumo de reagentes e eficiência de processo (FELDER, 2012).
2.6.2. Balanço de energia O balanço energético de um processo consiste do controle das quantidades de energia que entram e saem do processo, e a determinação da necessidade energética do processo como um todo (FELDER, 2012). Esse balanço é necessário para determinarmos as quantidades de energia no processo, como a quantidade de calor utilizada para aquecer reatores e colunas de destilação, e demais operações unitárias como mistura, transferência de calor, entre outras. A avaliação do balanço de energia permite estimar e comparar o requerimento de energia de diferentes processos industriais, sendo um importante parâmetro a ser considerado, uma vez que gastos com energia tem um importante impacto sobre o custo do produto final, e portanto, na viabilidade do processo. Além disso, o balanço de energia aplicado a uma planta já em operação permite avaliar possíveis perdas de energia no processo, que acaba resultando em aumento de custos (HIMMELBLAU, 2011).
3. O PROCESSO EM DETALHES Um relato detalhado das principais fases do processo de contato seguida em plantas de ácido sulfúrico é dada abaixo.
3.1. Passo 1 - Produção de SO2: Assumindo que pode-se obter enxofre purificado para o nosso processo, o primeiro passo envolve pulverizar enxofre fundido em um excesso de ar seco apressão atmosférica. Para esta etapa, o ar seco é obtido por passagem de ar por leito de ácido sulfúrico, que é um agente desidratante. Isso é feito para evitar a formação de névoa ácida e corrosão nas tubulações a frente.
Durante esta primeira etapa principal, um excesso de ar (oxigênio) garante a reação completa do enxofre. A combustão de enxofre gera uma grande quantidade de calor. É necessário resfriar a corrente de gás de saída até a temperatura ótima para o passo seguinte. Para isto, trocadores de calor são utilizados para remover o excesso de calor e reciclar esta energia de modo que pode ser usado para a fusão de mais enxofre ou como potência em turbinas para a geração de eletricidade.
3.2. Passo 2 - Oxidação catalítica de SO 2 a SO3: O dióxido de enxofre é a matéria-prima nesta fase Este é misturado com o ar em contra-corrente, e é passada através de uma torre contendo catalisador chamada de conversor. A torre contém vários leitos (geralmente 3-4) contendo catalisadores de pentóxido de vanádio ou platina em prateleiras perfuradas. O catalisador é colocado em tubos de ferro verticais no interior do conversor. A mistura pré-aquecida de SO 2 e ar forma trióxido de enxofre (The Contact Process, 2013). A oxidação catalítica do SO 2 é um processo reversível, que depende de vários fatores, tais como o catalisador, temperatura e pressão apropriados. A platina foi anteriormente empregada como catalisador para esta reação. Hoje, porém, sabe-se que está é suscetível à intoxicação por impurezas arsénico na matéria-prima de enxofre, além de ser relativamente cara. Pentóxido de vanádio (V 2O5) é hoje altamente preferido em produções comerciais. K 2O pode ser utilizado como um promotor para aumentar a atividade do catalisador. O mecanismo de reação catalítica ocorre em duas etapas:
Etapa 1: A oxidação de SO2 em SO3 por V5 +: SO2 + 4V5+ + 2 O2- 2 SO3 + 4V4+
Etapa 2: Oxidação do V4+ de volta a V5+ pelo oxigênio (regeneração catalítica): 4 V4+ + O2 → 4 V5+ + 2 O2-
3.3. Passo 3 - Absorção de SO3:
O reator utilizado neste trabalho contém 4 leitos catalíticos. Entre cada um dos leitos há um trocador de calor que assegura que a reação ocorra dentro da faixa de temperatura ideal. O trióxido de enxofre a partir do terceiro leito catalítico é dissolvido em 98% de ácido sulfúrico, na torre de absorção. O ácido é pulverizado sobre o SO 3, produzindo um líquido oleoso chamado Oleum. Isto é preferível a dissolução direta de trióxido de enxofre em água, pela formação de névoa ácida, devido ao grande calor de dissolução (130 kJ / mol), que é difícil de controlar, difícil de separar do restante dos gases e causa danos aos equipamentos. A corrente que entra do terceiro leito no primeiro absorvedor utiliza uma primeira parte de SO3 para a formação de óleum e posteriormente o próprio ácido em tanques de diluição. A corrente que retorna ao ultimo leito do conversor contem uma parte de SO3 não reagido que juntamente com a outra parcela de SO3 que será formada no ultimo leito, seguirá para o absorvedor final, onde o mesmo processo será realizado, sem retorno para o conversor.
3.4. Passo 4 - Conversão de Oleum de H2SO4: Em tanques de diluição, a água é misturada com Oleum para produzir ácido sulfúrico a 98% (18M). O ácido formado pode ser vendido quer como concentrado (98%) ou como diluído.
4. ANÁLISE QUALITATIVA DO PROCESSO O processo escolhido será agora analisado tanto de forma qualitativa quanto quantitativa. Isto será feito pela caracterização de cada processo realizado, primeiramente pela realização de um balanço de massa de cada componente e para cada fluxo de processo. Depois disso, estes fluxos vão então ser quantificados em termos do teor de energia disponível em cada corrente. Os dados obtidos pelos balanços de massa e de energia serão então, utilizados para dimensionar cada um dos equipamentos utilizados no processo.
4.1. Considerações iniciais do processo Os dados abaixo são os requeridos para a produção pré-estabelecida de 1000 Toneladas por dia de ácido sulfúrico concentrado a 98%.
Tabela 02 – Pesos moleculares das espécies utilizadas no processo Pesos Moleculares das espécies Enxofre
32
Dióxido de Enxofre (SO2)
64
Trióxido de Enxofre (SO3)
80
Óleum (H2S2O7)
178
Água
18
Ácido Sulfúrico
98
Base de Cálculo = 1h de produção Ácido produzido a 98%
1000TPD= 1000 x 10³ / 24 = Com 98% de pureza = Kmoles H2SO4 = 40833,34/98
41666,67 Kg/h of Acid 40833,34 Kg/h
416,6667 Kmoles/h
Considerando absorção total do ácido = 100% SO3 requerido = 416.667 / 1.0 =
416,6667 Kmoles/h
Considerando conversão de SO2 em SO3 = O2 requerido = 416.67 / 0.998 = SO2 requerido = 417,5*64 =
99.8% 418,7542 Kmoles/h 26800,27 Kg/h
Considerando 100% de combustão do S = Kmols S requerido = 418,7542 /h =
13400,13 Kg
O2 requerido para converter 1Kmol de S a SO3 = 1.5 Kmoles O2 requerido = 417.51 x 1.5 = 628,1313 Kmoles Usando 40% de excesso de O2
O2 =
879,3838 Kmoles 28140,28 Kg/h
Ar seco (O2 + N2)=
A 30ºC = Humidade = Água presente no ar úmido =
4187,542 Kmoles/h
%Umidade Relativa Kg água/ Kg ar seco 1992,684 kg/h =
110,7055 Kmoles/h
Total entrada Ar = 4175 x 28,84 + 110.71 x 18 =
122761,4 kg
4.2. Análise do processo A Figura 02 a seguir mostra de forma simplificada o fluxograma do processo que foi utilizado. Figura 02 – Planta de produção de Ácido Sulfúrico pelo Processo de Contato.
A seguir, iniciaremos a análise para cada passo do fluxograma.
4.2.1. TORRE DE SECAGEM
Se há H2O no gás de combustão, este vai posteriormente se combinar com SO 3 e resultar em uma névoa ácida de H 2SO4 o que deve causar muitos problemas no equipamento a frente. Portanto, a água do ar de combustão deve ser absorvida e retirada. A torre de secagem é na maioria das vezes uma coluna com recheio, de aço de carbono, cilíndrica, revestida com tijolos de porcelana a prova de ácido. Embora existam muitos tipos de recheio, o utilizado neste trabalho foram anéis cerâmicos de três polegadas, conhecidos como “rashing rings”. Suas propriedades estão estabelecidas na Tabela 03. Nesta torre, com a água sendo removida do ar úmido, o ácido que é reciclado à torre a 98% reduz sua concentração para 97% na saída. Assume-se que a conversão para esta torre seja de 0,999.
Figura 03 – Balanço de massa da Torre de secagem
R = Ácido sulfúrico 98% Q = Ar seco
P = Ar úmido SECADOR
S = Ácido sulfúrico 97%
4.2.1.1.Balanço de Massa
Componentes H2O N2+O2 H2SO4 TOTAL
Componentes
P(Kmols/h) 110,7055 120768,7
P% 0,091583 99,90842
P(Kg/h) 1992,684 120768,7
120879,4
100
122761,4
R(Kmols/h)
R%
R(Kg/h)
H2O N2+O2 H2SO4 TOTAL
8,375084
2
3854,237
410,3791 418,7542
98 100
188857,6 192711,8
Componentes H2O N2+O2 H2SO4 TOTAL
Q(Kmols/h)
Q%
Q(Kg/h)
4187,749
100
120774,7
4187,749
100
120774,7
S(Kmols/h) 324,4976
S% 3
S(Kg/h) 5840,957
1927,118 2251,616
97 100
188857,6 194698,6
Componentes H2O N2+O2 H2SO4 TOTAL
4.2.1.2. Dimensionamento Acido entra a 98% e sai a 97% % SO3 no gás de entrada = 0,092583 % do restante na entrada = 0,908417 X = 0,99 Produção = 192,7118 tons/h 98 % ou 431674,5 lb/h 194,6986 tons/h 97 % ou 436124,8 lb/h Obs: a lb aqui convertida é a tonelada longa (1T = 2240lb) H2O Absorvida =
18/98 * 55039,16 * 0,98 =
Peso do ácido a 98% circulando na torre =
75322,8 lb/h W
Peso do ácido a 97% saindo =
(0,03 W )
Peso da água que entra com o ácido =
0,02W
Água que reage =
75322,8 lb/h
Pelo balanço de massa tem-se: 0,02W = 0,03W+ 75322,8 W= 75322280 Temperatura média no tanque =
71 °C =
344,15 K
Volume de H2O na entrada = 75322,8 * 344,15 * 359/ 18 * 0,99* 273 Volume de SO3 na entrada = 1912927 ft³/h Volume total do gás = 1912927/ 0,092583
ft³/s = 20887420 ft³/h =
5802,061
Tabela 03 – Propriedades do recheio utilizado nos absorvedores e secador
Propriedades do recheio utilizado: Anéis cerâmicos 3 polegadas Porosidade (v) = 0,7 Velocidade recomendada para este recheio = a= ρ= µ= Dab = µ/ρDab= D padrão co una molhada =
5ft/s 25 0,065 0,048 0,52 1,420118 0,083
Diâmetro da torre = 36 ft Área as seção transversal = (pi*(36/2)²)
ft²/ft³ lb/ft³ lb/ft.h ft²/h
1017,876
Velocidade do gás no fundo da torre =
5,7 ft/s
Velocidade do gás no topo da torre =
5,17 ft/s
v= LFR =
5,438147
/0,7 =
423041/314,1593 =
Densidade do líquido =
7,77021 ft/s 7399,997 lb/h.ft² 112 lb/ft³
Taxa de irrigação = 7399,997/25*112 = Numero de Reynolds:
2,642856 ft³/hft
(ρvd/µ) =( 0,065*7,77021*3600*0,083)/0,048 Re = 3144,021 KG = 0,276438
, = 0,04(), ×(⁄)(µ⁄)
Da tabela 6.8 (NORWAN, 1961): RG = 1,4
KG = 1,4*0,276438 KG= 0,387 lbmol/hft²atm 0,091583 P1 = Pressão de H 2O na entrada = 0,009981 P2 = ((0,0458*0,0001)/(0,9542+0,0458*0,0001)= P1
- P2/Ln(Pq/P2) =
0,036815
H2O abs =44031,32/18 =
4184,6 lb mol/h
Área do recheio = 4184,6/(0,036815*0,387014)= Área da seção Transversal * a =
ltura da coluna =
Diâmetro = Volume da coluna =
293703
25446,9
11,5418 t
36 ft =
3,52
10,98 m
333,325 m³
4.2.2. QUEIMADOR DE ENXOFRE Enxofre derretido é queimado no forno de Enxofre e forma SO2. Fornos desse tipo são geralmente horizontais e cilíndricos. O enxofre é fornecido a uma extremidade juntamente com ar seco e sofre combustão. O gás de combustão saia na outra extremidade. O enxofre fundido é pulverizado e sobre combustão como partículas finas. Normalmente pulverização em spray não é usada e o enxofre é pulverizado por uma bomba de pressão. A reação de combustão que ocorre no queimador é representada pela Equação (01) e o processo é representado pela Figura (04). S(g) + O2(g) → SO2(g) + Calor
(01)
Figura 04 – Balanço de massa da Torre de secagem T
Q = Ar seco
Queimador de Enxofre
U = Enxofre fundido
4.2.2.1.Balanço de massa Componentes Sº N2 O2 SO2 TOTAL
T(Kmols/h) 1,256263 3308,158 461,8859 417,4979 4187,542
T(%) 0,03 79 11 9,97 100
Componentes Sº N2 O2 SO2 TOTAL
U(Kmols/h) U(%) 418,7542
418,7542
4.2.2.2. Dimensionamento Equação de projeto:
= ()× (1+ )/((1− )( −) Com C=P/RT
Ca = Ca0(1-X)/(1+1eX) Cb= (Cbo - (b/a)*Ca0X)/(1+1eX)
Frações mássicas das entradas A - Enxofre
ya=
0,100146
T(Kg) 40,2004 92628,43 14780,35 26719,87 134128,6 U(Kg) 100
13400,13
100
13400,13
B - Oxigênio
yb=
0,209675
Parâmetros ε k= X= T= P= R= Ca0= Ca= Cb0= Cb= θb
-0,100 3,24E+08 m³/mol*hr 0,997 1158,099 K 600 kPa 0,008314 m³*kPa/molK 6,240612 mol/m³ 0,020798 mol/m³ 13,06597 mol/m³ 7,603224 mol/m³ 2,0937
Substituindo valores, temos: V=71,49m³
4.2.3. CONVERSOR CATALÍTICO No projeto, há quatro leitos catalíticos contendo catalisadores de V2O5. A alimentação do primeiro leito consiste em ar e SO2, fornecidos para o conversor para produzir SO3. Primeiramente três leitos estão ligados em série, de onde a saída destes vai para uma coluna intermediária de absorção e retorna para o quarto leito, que é usado para converter o SO2 recuperado a partir da coluna de absorção e do restante da alimentação não reagida até então. Os cálculos de balanço de massa foram feitos normalmente para os três primeiros leitos. A alimentação do quarto leito é proveniente da saída do absorvedor 1 (ver seção 4.2.4.1. Absorvedor 1). Para tais cálculos, as seguintes considerações foram feitas: Reação de combustão do SO2: SO2(g) + 1/2 O2(g) → SO3(g) + Calor
(02)
Segundo os autores NORMAN SHREVE et al Pg 337, as temperaturas e conversões de cada um dos estágios do Reator Catalítico são as seguintes:
Estágio
Temperatura (˚C)
Conversão X (%)
1º - Gás entrando Gás saindo Aumento de T˚C
410 601,8 191,8
74
2º - Gás entrando Gás saindo Aumento de T˚C
438 485,3 47,3
18,4
3º - Gás entrando Gás saindo Aumento de T˚C
432 444 12
4,3
4º - Gás entrando Gás saindo Aumento de T˚C
427 430,3 3,3
1,3
254,4 98 Aumento Total T˚C Obs: A tabela mostra conversão total para o reator de 98%, mas como assumimos no inicio que a conversão seria de 99,8%,Reator assumiremos que a conversão do ultimo estágio do reator é de 3,1%, não 1,3% para que a conversão do reator permaneça 99,8%. Para catalítico isso, a temperatura do gás saindo do 4º estágio se torna 431ºC.
Figura 05 – Conversor catalítico e conversão de cada leito
X=74% X=18,4%
X=4,3% X=3,1%
4.2.3.1.Balanço de massa Componente N2 SO2 SO3 O2 TOTAL
Componente N2 SO2 SO3 O2 TOTAL
Componente N2 SO2 SO3 O2 TOTAL
Componente
N2 SO2 SO3 O2 TOTAL
1º Estágio X = 74% Entrada (Kmoles) 3308,158247 417,4979459 0 461,885892 4187,542085
Saída (Kmoles) 3308,158247 108,5494659 308,94848 307,411652 4033,067845
2º Estágio X = 18,4% Entrada (Kmoles) 3308,158247 108,5494659 308,94848 307,411652 4187,542085
Saída (Kmoles) 3308,158247 31,72984389 385,768102 269,001841 4033,067845
3º Estágio X = 4,3% Entrada (Kmoles) 3308,158247 31,72984389 385,768102 269,001841 3994,658034
Saída (Kmoles)
4º Estágio X = 3,1% Entrada Saída Entrada (Kg) (kmoles)
3308,158247 13,77743221 403,7205137 260,0256352 3994,658034
Saída (Kg)
3308,1582 92628,43092 3308,158247 92628,43092 13,777432 881,7556617 0,834995892 53,43973707 158,01 12640,8 170,9524363 13676,19491 260,02564 8320,820325 253,554417 8113,741344 3994,658034 3739,9713 3733,500096 114471,8069
4.2.3.2.Dimensionamento do reator Para reação realizada com catalisador Pentóxido de Vanádio suportado sobre sílica gel (Calderbank (113), a expressão da velocidade da reação é dada pela Equação (X):
=
(x)
onde, de acordo com as leis de velocidade de Hougen-Watson, as constantes podem ser dadas pelas Equações (X) e (Y)
1 = 12,07− 31000 2 = 22,75− 53600
(x)
(x)
Onde T é a temperatura em Kelvin, R é a constante dos gases em cal/(mol,K) e k1 é expresso em mol/(s,g catalisador, Atm), R= 1,987 cal/K.mol
Parâmetros do processo Para um reator PFR com 4 estágios, adiabático, com resfriamento entre os estágios: Produção : 1000 toneladas por dia de H2SO4 Composição de alimentação (em mol%) SO2 10 O2 11 N2 79
Species SO2 N2 O2 SO3 Total ]
Moles iniciais 10 79 11 0 100
Moles na fração de conversão f 10,0(1 − f ) 79 11,0 − (10,0f ∕2) 10,0f 100 − 4,0f
Pressão total 1º estágio T0
1atm 410
2º estágio T0
438
X 0,74 0,184
Capacidades Caloríficas (em cal/gmol,K) N2 SO2 O2 SO3
6,42 + 1,34*10-3*T 9,52 + 3,64 *10-3*T 6,74+1,64*10-3*T 12,13+8,12*10-3*T Fração molar na conversão f 10,0(1 − f )∕(100 − 5,0f ) (79,0)∕(100 − 5,0f ) (11,0 − 5,0f )∕(100 − 5,0f ) 10,0f ∕(100 − 5,0f ) 1.000
3º estágio T0
432
4º estágio T0 4º estágio Tf Conversão total
427 430,3
0,043
Densidade bulk do catalisador =0,6g/cm³ Diâmetro do reator =25ft
99,80
0,031 Calor de reação (k/g-mol) = 24,6+1,99*10-3T Onde T = K
%
Cálculo de rm
=
1−2 [(10,0)(1−)]/[100 −5,0]
Onde
0)(1 −) 11−5,0 1 = 1((10,100−5,0 ) (100− 5,0) 10, 0 11−5,0 2 = 1(100 −5,0)(100 −5,0) Para produzir1000 toneladas/dia de 100%H2SO4, o número de lbmol de SO2 que precisa ser oxidado por segundo é: 1000 tons x dia
dia x 24h
h x 3600 s
lbmol = 2000lb x H2SO4 ton 98 lb H2SO4
0,236206 lbmol/s
Para conversão de 99% do SO2 que entra, o fluxo molar de entrada deve ser: 0,23621/0,998(0,1)
=
2,366789513 lbmol/s
A massa molecular média dos gases de entrada é: [(0,1)*64+0,11*(32)+0,79*(28)] =
32,04
= {(0,236678)(32,04)/((25^2 )/4)} G=
0,1544836
Capacidade calorífica da mistura por unidade de massa:
= ∑()
() =
Onde
é a massa molecular média da mistura (31,4) {0,79*(6,42+1,34*10-3T) + 0,1*(9,52+3,64*10-3T) + 0,11*(6,75+1,64*10-3T)}
Cpm =
0,2111829 +
5,1051E-05 T
Consideraremos Cp constante à 0,250 cal/(g.K) ou 0,250 Btu/(lb-°F)
( −0) = (−∆)00( −0)
(04)
CA0u0 é a velocidade molar mássica do reagente A, que é igual a : 0,1(2,36678951)/(pi(25)²/4) =
0,0004822 lbmol/(ft²-s)
Substituindo valores numéricos na equação 0,154484(0,250)1,8(T-T0) =
(04):
10³(24,60 - 1,99 * 10^-3T)1,8(0,0004822)(f-f0)
onde 1,8 é o fator necessário para a conversão de T em K em unidades consistentes. Dessa forma, a relação entre a temperatura e a fração de conversão em um determinado ponto em um reator adiabático é dado por: 0,069518 (T - T0) 0,069518 T - T0 = T - T0 =
T=
= 0,8679026 *(24,60 - 1,99 * 10^-3T)(f-f0) 21,350405 0,001727 T(f - f0) 307,1223 0,024844 T(f - f0)
(T0 + 307,1223(f-f0))/(1+0,02484(f-f0)
(Y)
= 1[10,0(1−) (11, 0 −5,0) − 2(11,0−5,0 ) (10,0) (100 −5,0) [(10,0)(1− )] (100−5,0) CA0u0 = ρB =
0,000482 lbmol/(ft²-s) 0,6 g/cm³ =
1 = , ,/
37,4 lb/ft³
g-mol/(g cat.(atm^3/2)*s
1 = 1,746∗10 ∗ ,/ lbmol/lbcat*(atm^3/2).s 2 = , , / g-mol/(g cat.(atm^3/2)*s 2 = 7,589∗10 ∗ , /
lbmol/lbcat*(atm^3/2).s
Substituição de valores numéricos 1,28922E-05 = (11,0−5,0) ∆ = 4,282695×10(11,0−5,0 ) − 1,861476×10 ∆ /, (100−5,0) /, (100−5,0) ∆ = ̅ (∆) = (100−5) 1 −2 (11,0−5,0) /, 1 = 4,2826955×10(1−) (100−5,0) (11,0−5,0) /, 1 , 8 61476×10 2 = (1−) β pode ser avaliado no começo e no final da conversão (Incremento) e um valor médio é empregado para determinar Dz. A entrada no primeiro reator f = e^(-31000/1,987*683,16)= e^(31000/1,987*683,16)= Γ1 = Γ2 =
0
T0 =
1,20771E-10 8280120088
5,689488904 0
410 °C=
683,16 K
e^(-53600/1,987*683,16)= e^(-53600/1,987*683,16)=
β(0) =
7,102E-18 1,408E+17
17,5763
Se escolhermos o incrementro da primeira conversão como sendo Df = f1 - f0 = T1 = (683,16 +370,1223(0,05))/(1+0,02484(0,05)
05) 1 = (100−4(0, 1− 2 L
L
=
698,497 K
0,05
= T1
logo:
e^(-31000/1,987*655,031)= e^(31000/1,987*655,031)=
1,99405E-10 5014919246
e^(-53600/1,987*655,031)= e^(53600/1,987*655,031)=
1,69017E-17 5,91656E+16
(1−0,05) (11,0 −5,0(0,05)) 4 , 2 82695×10 2 = (100−4,0(0,05)) /(, ∗ ,)
L
(0,05)(11,0−5,0(0,05)) 1 , 8 61476×10 1 = (1−(0,05)) /(, ∗ ,)
L
L2=
8,959155526
β1=
11,15725029
L1= 0,01878
∆ = (1 −0) = 0 +1 2 ×(1 −0) Dz = 0,718338037 ft
=
z0 = 0 z1
Assim, calculando para outras entradas, com o valor de cada incremento, monta-se uma Tabela (04) com temperaturas e perfis de concentração para o reator PBR:
Tabela 04 - Tabela para Temperaturas e perfis de concentração para reator PBR. Profund. fa T(K) e(Γ2 ) e(Γ1 ) Γ2 Γ1 = β DZ Cat (ft) 0 683,16 8280120088 1,408E+17 5,689 0,000 17,576 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45
698,50 712,10 726,52 740,90 755,25 769,56 783,84 798,08 812,29
5014919246 3272797204 2118817833 1396550736 936130165 637525325 440696247 308952391 219488291
5,917E+16 2,829E+16 1,334E+16 6,488E+15 3,249E+15 1,672E+15 8,831E+14 4,779E+14 2,646E+14
8,959 13,068 19,173 27,567 38,873 53,799 73,116 97,618 128,067
0,003 0,013 0,042 0,117 0,298 0,711 1,608 3,486 7,294
11,138 7,622 5,188 3,607 2,560 1,855 1,374 1,041 0,809
0,71784832 0,468986576 0,320242343 0,219862184 0,15416415 0,110384207 0,080734226 0,06037644 0,046261358
0,718 1,187 1,507 1,727 1,881 1,991 2,072 2,133 2,179
0,5 0,55 0,6 0,65 0,7 0,74 0,8 0,81 0,83 0,85 0,87 0,89 0,91 0,924 0,93 0,94 0,945 0,95 0,955 0,96 0,967 0,97 0,975 0,98 0,985 0,998
826,46 840,59 854,70 868,76 882,80 894,00 711,16 731,39 737,15 742,91 748,67 754,42 760,16 764,18 705,16 709,79 711,24 712,68 714,13 715,58 717,60 700,16 702,48 703,93 705,37 703,93
157899656 114949315 84627821,9 62971896,5 47333638,6 37931461,2 3369308593 1836760124 1554485310 1319215784 1122563127 957729922 819191116 735412282 4060764885 3514838545 3361154318 3214808774 3075423434 2942640723 2767197539 4755816334 4418767583 4221451890 4033749009 4221451890
1,497E+14 8,647E+13 5,092E+13 3,055E+13 1,865E+13 1,272E+13 2,975E+16 1,042E+16 7,808E+15 5,879E+15 4,447E+15 3,38E+15 2,579E+15 2,141E+15 4,108E+16 3,2E+16 2,962E+16 2,743E+16 2,54E+16 2,354E+16 2,116E+16 5,398E+16 4,754E+16 4,393E+16 4,061E+16 4,393E+16
165,096 209,087 259,979 317,016 378,360 428,266 4,061 7,211 7,948 8,673 9,353 9,938 10,354 10,488 1,815 1,926 1,921 1,908 1,884 1,850 1,777 0,983 0,962 0,897 0,810 0,280
0,99 703,06 4338654186 4,606E+16
0,613
14,805 29,281 56,653 107,655 201,806 331,554 0,171 0,506 0,725 1,043 1,504 2,185 3,211 4,252 0,232 0,324 0,366 0,416 0,475 0,546 0,671 0,277 0,345 0,419 0,525 1,339
0,649 0,541 0,477 0,462 0,547 0,996 24,678 14,309 13,271 12,548 12,187 12,324 13,362 15,297 60,245 59,470 61,284 63,872 67,581 73,025 86,100 134,629 154,122 198,731 333,285 -89,690
0,03645271 0,029740068 0,025448225 0,023479712 0,025217393 0,030846096 0,770208563 0,194933896 0,275801797 0,258196561 0,247348856 0,245107589 0,256863775 0,200611294 0,226624137 0,59857189 0,301883828 0,312890308 0,32863363 0,351516721 0,556937661 0,331093023 0,721877462 0,882132355 1,330038898 8,263815987
2,215 2,245 2,271 2,294 2,319 2,350 0,770 0,965 1,241 0,729 1,746 1,992 2,248 2,449 0,227 0,825 1,127 1,440 1,769 2,120 2,677 0,331 1,053 1,935 3,265 17,751
0,568 2155,644 6,222320625
9,487
Cáclulo do peso do catalisador W = ρB*Volume total do reator Volume do reator =
Peso do catalisador (W) =
12383,5 ft³ 463142,7866 lb
350,453 m³ 210,2668 tons
4.2.4. ABSORVEDOR 1 O absorvedor intermediário (1) é usado para absorver o SO3 presente na saida dos três primeiros leitos do conversor. Parte do SO3 presente na alimentação do absorvedor é removida por ácido sulfúrico concentrado a 98%
Figura 06 – Balanço de massa do Absorvedor 1 F = ácido 98% S1 Absorvedor 1 S2
F = ácido 98,89%%
4.2.4.1. Balanço de Massa Componentes N2+O2 SO2 SO3 TOTAL
S1 (Kmols) 3568,184 13,77743 403,7205 3985,682
S1% 75,26301 0,657395 24,0796 100
S1 (Kg) 100949,2512 881,7556617 32297,64109 134128,648
Componentes N2+O2 SO2 SO3 TOTAL
S2 (Kmols) 3568,184 13,77743 158,01 3739,971
S2% 96,34722 0,238184 3,414597 100
S2 (Kg) 356676,4 881,7557 12640,8 370198,9
Componentes H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
F (Kmols) 245,71 27,30125
F% 98 2
F (Kg) 24079,70405 491,4225317
273,01
100
24571,12659
Componentes H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
P(Kmols)
P%
P (Kg)
27,30125 245,7105 273,0118
1,111114 98,88889 100
491,4225 43736,47 44227,89
4.2.4.2. Balanço de Energia
Energia em S1 + Energia em F = Energia em P + Energia em S2
ES1=
Energia em S1 Σ (m*cp*(110-25))O2,N2,SO2 Temp= 110 C ES1= 9.75E+06 KJ/hr Energia em F EF= Q = m*cp* ΔT Temp= 30 EF= 1.77E+05
ESII=
C KJ/hr
Energia em S2 Σ (m*cp*(90-25))O2,N2,SO2 Temp= 90 C ESII= 7.60E+06 KJ/hr
Assim temos que: Energia em P=
2.33E+06
KJ/hr
Podemos então calcular a temperatura de P, através de: T = (Q/(m*cp))+T0
T = 119. 77 °C 4.2.4.3. Dimensionamento Para o 1º absorvedor Acido entra a 98% e sai a 98,89% % SO3 no gás de entrada = 0,064193203 % do restante na entrada = 0,935806797 X = 0,99 Produção = 24,57105 tons/h 98 % ou 55039,16 lb/h 24,7942 tons/h 98,89 % ou 55539 lb/h Obs: a lb aqui convertida é a tonelada longa (1T = 2240lb) SO3
80/98 * 55039,16 * 0,98 =
44031,32 lb/h
Absorvido = H2O Absorvida =
18/98 * 55039,16 * 0,98 =
9907,048 lb/h
Peso do ácido a 98% circulando na torre =
W
Peso do ácido a 98,89% saindo =
(W + 44031,32)
Peso da água que entra com o ácido =
0,02W
Peso da água saindo com o ácido =
0,0111(W+ 44031,32)
Água que reage =
9907,048 lb/h
Pelo balanço de massa tem-se: 0,02W = 0,0111(W+44031,32)+9907,048 0,02W = 0,0111W + 488,7477 + 9907,048 0,0089 W = 10395,8 W= 1168067 Temperatura média no tanque =
99,75 °C =
372,75 K
Volume de SO3 na entrada = 44031,32 * 372,75 * 359/ 80 * 0,99* 273 Volume de SO3 na entrada = 272512,2 ft³/h Volume total do gás = 272512,2/ 0,0642
= 4245188 ft³/h =
1179,219 ft³/s
Tabela (03) – Propriedades do recheio utilizado nos absorvedores e secador
Propriedades do recheio utilizado: Anéis cerâmicos 3 polegadas Porosidade (v) = 0,7 Velocidade recomendada para este recheio = a= ρ= µ= Dab = µ/ρDab= D padrão co una molhada =
4ft/s 25 0,065 0,048 0,52 1,420118 0,083
Diâmetro da torre = 20 ft Área as seção transversal = (pi*(19/2)²)
ft²/ft³ lb/ft³ lb/ft.h ft²/h
314,1593
Velocidade do gás no fundo da torre =
3,753571 ft/s
Velocidade do gás no topo da torre =
3,512617 ft/s
v=
3,633093832
/0,7 =
LFR =
812679,3/283,5287 =
Densidade do líquido =
5,190134 ft/s 3718,072 lb/h.ft² 112 lb/ft³
Taxa de irrigação = 2866,303/25*112 =
1,327883 ft³/hft
Numero de Reynolds: (ρvd/µ) =( 0,065*5,40331*3600*0,083)/0,048 Re = 2100,057988 KG = 0,188577
, = 0,04(), ×(⁄)(µ⁄)
Da tabela 6.8 (NORWAN, 1961): RG = 1,4
KG = 1,4*0,2018 KG= 0,264007 lbmol/hft²atm 0,064193 P1 = Pressão de SO3 na entrada = 0,000685496 P2 = ((0,0458*0,0001)/(0,9542+0,0458*0,0001)= P1
- P2/Ln(Pq/P2) =
SO3 abs =44031,32/28 =
0,01399 550,3916 lb/h
Área do recheio = 550,3916/(0,264007*0,01399)= Área da seção Transversal * a =
ltura da coluna =
149017,8612
7853,982
18,97354 t
5,786930728
Volume da coluna = (3,141559265358979*((19*0,305)/2)^2
Diâmetro = Volume da coluna =
20 ft = 169,1211 m³
6,1 m
4.2.5. ABSORVEDOR 2 O absorvedor final (2) é usado para absorver o SO3 presente na saída do último leito do conversor. O SO3 presente na alimentação do absorvedor é removida por ácido sulfúrico concentrado a 98% e ssai como ácido concentrado a 98,89%
Figura 06 – Balanço de massa do Absorvedor 2 E M Absorvedor 2
L
4.2.5.1.Balanço de Massa Componentes H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL Componente N2 SO2 SO3 O2 TOTAL
Componentes H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
E(Kmols) 170,95 18,99472
E(%) 98 2
E(Kg) 16753,34 341,9049
189,95
100
17095,24
M(kmols) 3308,158 0,834996 170,9524 253,5544 3733,5
L(Kmols)
M(%) 88,60742 0,022365 4,578879 6,791333 100
L(%) 0 18,99472 170,9524 189,9472
M(Kg) 92628,43 53,43974 13676,19 8113,741 114471,8
L(Kg) 0 1,111111 98,88889 100
0 341,9049 30429,53 30771,44
4.2.5.2. Balanço de Energia Balanço Energia absorvedor 2 Energia em M + Energia em E = Energia em L EM=
Energia em M Σ (m*cp*(90-25))O2,N2,SO2 Temp= 90 C EM= 7.42E+06 KJ/hr Energia em E EE= Q = m*cp* ΔT Temp= 30 EE= 1.23E+05
C KJ/hr
Assim temos que: Energia em P=
7.55E+06 KJ/hr
Podemos então calcular a temperatura de P, através de: T = (Q/(m*cp))+T0
T = 82. 73 °C
4.2.5.3. Dimensionamento Para o 2º absorvedor Acido entra a 98% e sai a 98,89% % SO3 no gás de entrada = 0,0458 % do restante na entrada = 0,9542 X = 0,99 Produção = 17,09524 tons/h 98 % ou 38293,34 lb/h 17,25049 tons/h 98,89 % ou 38641,1 lb/h Obs: a lb aqui convertida é a tonelada longa (1T = 2240lb) SO3 Absorvido =
80/98 * 38293,34 * 0,98 =
30634,67 lb/h
H2O Absorvida =
18/98 * 38293,34 * 0,98 =
6892,801 lb/h
Peso do ácido a 98% circulando na torre =
W
Peso do ácido a 98,89% saindo =
(W + 30634,67)
Peso da água que entra com o ácido =
0,02W
Peso da água saindo com o ácido =
0,0111(W+ 30634,67)
Água que reage =
6892,801 lb/h
Pelo balanço de massa tem-se: 0,02W = 0,0111(W+30634,67)+3892,801 0,02W = 0,0111W + 340,0048 + 6832,801 0,0089 W = 7232,846 W= 812679,3 Temperatura média no tanque =
86 °C =
359 K
Volume de SO3 na entrada = 30634,67* 359 * 359/ 80 * 0,999* 273 Volume de SO3 na entrada = 182605,7 ft³/h Volume total do gás = 180960,6/ 0,0458
= 3987024 ft³/h =
1107,507 ft³/s
Tabela (03) – Propriedades do recheio utilizado nos absorvedores e secador
Propriedades do recheio utilizado: Anéis cerâmicos 3 polegadas Porosidade (v) = 0,7 Velocidade recomendada para este recheio = a= ρ= µ= Dab = µ/ρDab= D padrão coluna molhada =
4ft/s 25 0,065 0,048 0,52 1,420118 0,083
Diâmetro da torre = 19 ft Área as seção transversal = (pi*(19/2)²)
ft²/ft³ lb/ft³ lb/ft.h ft²/h
283,5287
Velocidade do gás no fundo da torre =
3,0906153 ft/s
Velocidade do gás no topo da torre =
3,727251 ft/s
v=
3,861701779
/0,7 =
LFR =
812679,3/283,5287 =
Densidade do líquido =
5,452431 ft/s 2866,303 lb/h.ft² 112 lb/ft³
Taxa de irrigação = 2866,303/25*112 =
1,02368 ft³/hft
Numero de Reynolds: (ρvd/µ) =( 0,065*5,452431*3600*0,083)/0,048 Re = 2206,1899 KG = 0,203175
, = 0,04(), ×(⁄)(µ⁄)
Da tabela 6.8 (NORWAN, 1961): RG = 1,4
KG = 1,4*0,203175 KG= 0,284445 lbmol/hft²atm 0,0458 P1 = Pressão de SO3 na entrada = 0,000479753 P2 = ((0,0458*0,0001)/(0,9542+0,0458*0,0001)= P1
- P2/Ln(Pq/P2) =
SO3 abs =30634,678/28 =
0,009941 382,9334 lb/h
Área do recheio = 382,9334/(0,282521*0,006668)= Área da seção Transversal * a =
ltura da coluna =
135419,307
7088,218
19,10484 t
5,826977408
Volume da coluna = (3,141559265358979*((19*0,305)/2)^2
Diâmetro = Volume da coluna =
19 ft = 169,1211 m³
5,795 m
4.2.6. TANQUE DE DILUIÇÃO 1 Nos tanques de diluição, a produção de H2SO4 ocorre utilizando água do processo, segundo a Equação (03) H2S2O7 + H2O = 2 H2SO4
(03)
Produzindo ácido a 98%.
Figura 07 – Tanque de diluição 1 P N Tanque1 O
L
J
4.2.6.1. Balanço de Massa Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
P(Kmols)
Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
J(Kmols)
J(%)
273,0116 0 273,0116
100 0 100
J(Kg) 0 4914,2088 0 4914,2088
L(Kmols) 245,7105137 54,60233637
L(%) 98 2
L(Kg) 48159,26068 982,8420547
300,31285
100
49142,10274
Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
P(%) 0 27,30125 245,7105 273,0118
P(Kg) 0 1,111114 98,88889 100
0 491,4225 43736,47 44227,89
Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
N(Kg) 24079,63034 491,4210274
O(Kg) 24079,63034 491,4210274
24571,05137
24571,05137
Nos tanques de diluição, metade da corrente sai para o tanque de armazenamento e outra metade retorna em reciclo para o absorvedor respectivo ao tanque.
4.2.6.2.Balanço de Energia Calor presente no acido(120C) Agua para diluição alimentada a 30C (4914.36kg/hr) Calor envolvido devido a diluição:
6050197627 J 102806767.7 J 45723205.44 J
Pelo balanço de energia: Energia entrada – Energia saída = Calor de dissolução T = 111.01 C
4.2.6.3.Dimensionamento Volume ocupado pelos fluidos mais uma margem de seguranca de 35% Volume acido=
26,78083 m³
Volume tanque=
Densidade acido 98%=
1,835 g/cm³ 1835 kg/m³
36,1541252 m³
4.2.7. TANQUE DE DILUIÇÃO 2 Nos tanques de diluição, a produção de H2SO4 ocorre utilizando agua do processo, segundo a Equação (03) H2S2O7 + H2O = 2 H2SO4 Produzindo ácido a 98%.
(03)
Figura 08 – Tanque de diluição 2 B N Tanque 2 O
L
J
4.2.7.1. Balanço de Massa Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
P(Kmols) 0 18,99471515 170,9524363 189,9471515
P(%) 0 1,111111 98,88889 100
P(Kg) 0 341,9049 30429,53 30771,44
Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
J(Kmols)
J(%)
189,9472 0 189,9472
100 0 100
J(Kg) 0 3419,049 0 3419,049
L(Kmols) 170,9524 37,98943
L(%) 98 2
L(Kg) 33506,68 683,8097
208,9419
100
34190,49
Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL Componente H2SO4 H2O H2S2O7 TOTAL
N(Kg)
O(Kg) 16753,34 341,9049
16753,34 341,9049
17095,24
17095,24
Nos tanques de diluição, metade da corrente sai para o tanque de armazenamento e outra metade retorna em reciclo para o absorvedor respectivo ao tanque.
H2SO4 do tanque 1 = H2SO4 do tanque 2 = =
24571,05 Kg 17095,24 Kg 41666,29 Kg =
1000 TPD DE ÁCIDO SULFÚRICO
4.2.7.2.Balanço de Energia
Calor presente no acido(82.24C) Agua para diluição alimentada a 30C (4914.36kg/hr) Calor envolvido devido a diluição: Massa Final
2564271377 71526548.09 31810851.03 33594.05106
J J J Kg/hr
Pelo balanco de energia: Energia entrada – Energia saída = Calor de dissolução T = 78.7 C
4.2.7.3.Dimensionamento Volume ocupado pelos fluidos mais uma margem de seguranca de 35% Volume acido=
22,70663 m³
Volume tanque=
Densidade acido 98%
1,835 g/cm³ 1835 kg/m³
30,65395341 m³
5. AVALIAÇÃO ECONÔMICA
Existem diversos critérios de avaliação econômica descritos na literatura especializada e praticados nas empresas, e que são utilizados diferentemente de acordo com as circunstâncias. O critério adotado neste texto é o Venture Profit, criado por Happel e recomendado por Rudd & Watson, traduzido como Lucro do Empreendimento, LE. Trata-se de um lucro relativo que estima a vantagem de investir no processo industrial, sujeito a um risco comercial, em detrimento de outro investimento que oferece uma taxa de retorno garantida i [($/a)/$ investido], com risco
zero. Com o conhecimento do processo e dimensionamentos dos equipamentos podemos então estimar os custos de matéria-prima e insumos essências a nossa produção que são mostrados nas Tabelas 05 e 06.
Tabela 05: Valores de matéria-prima e insumos para 1 ano de produção MATERIA-PRIMA QUANT. UNID.
VALOR
CUSTO
ENXOFRE
13,36
t
R$ 746,42
R$3.191.094,78
ÁGUA
27100
R$ 4,20
R$36.422.400,00
ELETRICIDADE
11000
kWh
R$ 0,32
R$1.129.075,20
210,266
t
R$ 3,53
R$741,24
TOTAL
R$40.743.311,22
Tabela 06: Custos dos equipamentos. EQUIPAMENTOS UANT. TORRE DE SECAGEM 1 QUEIMADOR 1 REATOR 1 TANQUES 2 TORRE DE 2 ABSORÇÃO TROCADOR DE 2 CALOR FILTROS 2 CALDEIRA 1 RECUPERADORA BOMBAS 4
VALORES 1.000.000 750.000,00 360.249,00 160.000,00
CUST0 R$1.000.000,00 R$750.000,00 R$360.249,00 R$320.000,00
1.719.538,00
R$3.439.076,00
600.000
R$1.200.000,00
400.000
R$800.000,00
900.000,00
R$900.000,00
100.000 TOTAL
R$400.000,00 R$9.169.325,00
As vendas de ácido sulfúrico no Brasil têm sido realizadas para os setores químico e petroquímico, papel e celulose, fertilizantes, dentre outros. O setor de fertilizantes possui suas próprias plantas de produção de ácido sulfúrico e historicamente tem importado enxofre para atender sua demanda. A produção, apesar de aumentar ano a ano, não tem acompanhado o aumento do consumo aparente, levando a uma
dependência de mais de 80% de enxofre importado. Na figura 1 temos os preços que estão na literatura de acordo com o nosso projeto.
Figura 09: Preços encontrados na literatura.
Inicialmente, há que se distinguir as estimativas detalhada e aproximada praticadas em etapas diferentes do projeto. A primeira é conduzida por especialistas com base em desenhos e especificações sobre o processo com a finalidade de formalizar propostas para a compra dos equipamentos. A segunda se baseia nas dimensões principais dos equipamentos mais importantes e nas estimativas de consumo de matérias-primas, de insumos e de utilidades. Diversos itens de estimativa mais incerta são correlacionados, através de fatores empíricos, com outros que podem ser estimados com maior precisão em função da experiência acumulada no projeto de processos. Por este motivo, a sua precisão é inferior, mas a sua execução é muito mais rápida. Esse tipo de estimativa é usado para discriminar diferentes alternativas nos estágios preliminares do projeto, etapa em que a precisão não é relevante, fL é um fator experimental que leva em conta a aquisição de outros itens indispensáveis à instalação dos equipamentos, podemos determina-lo de uma forma mais complexa e mais precisa que consiste no emprego de fatores individuais referentes a itens específicos, como será mostrado na tabela 07.
Tabela 07: Dados para a determinação do Fator de Lang
Com os dados podemos calcular o Fator de Lang que será:
Fator de LANG Fatores Individuais Instalação Isolamento Pintura Tubulações Instalação Elétrica Edificações Estruturas Prevenção de Incêndios
0,15 0,10 0,50 0,45 0,25 0,50 0,06
∑ fi
2,07
fi
Despesas Adicionais Serviços de eng. Eventuais ∑ fj
fj
0,20 0,7 0,90
0,06
fL=5,8833
Outro fator importante é o fD (fator de atualização) de preços para o ano vigente. É calculado através dos índices de custos, os mais recomendados são o Chemical Engineering Cost Index, que são divulgados na revista Chemical Engineering. Decidimos utilizar o índice do ano base 2005 (468) e do ano de 2015 (573). fD=1,224
Através dos fatores encontrados podemos estimar o investimento ISBL que é aquele realizado na aquisição, no transporte e na instalação dos equipamentos que participam diretamente do processo e o OSBL que é o investimento realizado em itens relacionados com o processo, porem localizados fora da área de processamento. ISBL= R$ 65.484.439,04 OSBL= R$ 29.467.997,57 Usando as correlações empíricas do critério Venture Profit, determinamos o custo total e investimento total da planta que estão respectivamente nas tabelas 08 e 09.
Tabela 08: Custo total calculado. CUSTOS Cmanut Csupr Cfixo Ctotal Cmobra Clab Cadm Cgerais Cprod Cdireto
VALORES R$4.741.073,39 R$711.161,01 R$3.555.805,04 R$38.291.963,54 R$ 7.658.392,71 R$ 1.148.758,91 R$ 1.531.678,54 R$5.431.120,00 R$81.178.109,39 R$29.305.038,50
Tabela 09: Investimento total calculado. ESTIMATIVA DE CUSTO Itotal R$65.484.441,38 Igiro R$9.822.666,21 Ifixo R$ 118.526.834,67 Ipartida R$11.852.683,47 Idireto R$ 94.952.436,61 Ceventuais R$18.990.487,32 Cproprios R$4.747.621,83 Itotal R$140.202.184,34 Uma vez em operação, o empreendimento deve gerar uma Receita R $/a, decorrente da venda do produto: R = p Prod $/a Em que, p $/t é preço de venda= R$ 678,89 Prod t/a é a taxa de produção prevista= 320 Kt/a R = R$ 217.244.800 (Cmatpri+Cuti) = R$ 13.513.973,95
Com os dados determinados podemos então construir um fluxograma do lucro do empreendimento em 1 ano para um planta com 10 anos previstos como vida útil do processo, de tal forma que, depois desses anos, o investimento direto já terá retornado integralmente ao caixa da empresa.
Figura 10: Fluxograma ilustrativo.
Sendo, t: Taxa Anual de imposto de renda. i: Taxa de retorno sobre o investimento. h: Valor típico para a taxa de risco.
5.1.CARACTERIZAÇÃO DO SETOR A indústria química está presente em quase todas as cadeias produtivas dos mais diversos setores, fornecendo insumos e produtos para a indústria, agricultura e serviços. Em razão de sua importância, ocupava em 2009 a quarta posição no PIB industrial, que corresponde a 10,11% do PIB gerado pela indústria de transformação. A indústria química envolve a fabricação de produtos com base em reações químicas que convertem matérias-primas (petróleo, gás natural e outras fontes, até mesmo da biomassa) em mais de setenta mil produtos químicos existentes. Embora todos tenham em comum o fato de empregarem processos químicos (ou biotecnológicos) para síntese dos produtos, há grandes diferenças nas características dos produtos e
processos de produção, nos respectivos mercados e padrões de competição nos diferentes segmentos da indústria química. Os produtos químicos, de acordo com o segmento em que estão inseridos e a aplicação final, podem ser classificados em commodities ou especialidades. As commodities são produtos fabricados em grandes quantidades, comercializados em nível mundial, utilizando principalmente processos contínuos, e que têm certa padronização. Já que os consumidores finais não fazem distinções entre os produtos, a competição ocorre predominantemente via preços, que são definidos no mercado mundial. Exemplos de commodities na indústria química são os segmentos de resinas termoplásticas e intermediários para fertilizantes que no nosso caso estudado o ácido sulfúrico. As especialidades têm características particulares, como um determinado grau de pureza ou propriedade física, havendo diferenciação por parte do cliente final do produto a ser adquirido. O ácido sulfúrico faz parte das commodities exportadas pelo Brasil. O H2SO4 tem uma enorme importância na indústria de base, sendo o composto mais utilizado ficando atrás apenas da água. Podendo assim, medir o desenvolvimento industrial do país.
Capacidade Instalada Nacional • Anglo American (SP/GO): 1.184 Kt • Anglogold (MG): 250 Kt • Elekeiroz (SP): 260 Kt • Galvani (SP/BA): 570 Kt • Nitroquímica (SP): 280 Kt • Paranapanema (BA): 500 Kt • Vale Fertilizante (MG/SP): 4.701 Kt • VMN (MG): 120 Kt • VMZ (MG): 245 Kt • TOTAL: 8.110 Kt. (FONTE: An. Ind. Quím. Bras. 2014)
Oferta de Ácido Sulfúrico (2014) • Produção Nacional Estimada: – 6.870 Kt • Importação: – 470 Kt • Oferta de Ácido Sulfúrico: – 7.340 Kt Fertilizantes e Fosfato Bicálcico são os maiores mercados consumidores de ácido sulfúrico com 5.440 Kt por ano.
Mercados Consumidores • Celulose: 260 Kt / ano; • Etanol: 240 Kt / ano; • Micronutrientes: 180 Kt/ano; • Sulfato de Alumínio: 160 Kt/ano; • GMS e Lisina: 100 Kt/ano; • Mineração: 80 Kt/ano Como perspectiva para o futuro tem novos consumidores que entraram no mercado. - Evonik – Castro / PR - Lisina Sódica, com consumo previsto de 20 Kt/ano no 1º semestre 2016. - Suzano Papéis – Ortigueira/PR - Celulose, com Consumo previsto de 20 Kt/ano em Meados 2016. Conclui-se que para o investimento em um projeto de produção do acido sulfúrico ser mais atrativo em termos econômicos, quando comparado com outros reagentes, é de suma importância levar em consideração o balanço energético que é altamente favorável, uma vez que todas as reações são exotérmicas, liberando energia suficiente para fazer ferver água, podendo ser usada para produzir vapor e consequentemente gerar eletricidade. Por esta razão existe sempre uma central térmica acoplada à fabricação de acido sulfúrico, o que ajuda a rentabilidade do processo, pois atenderá ao consumo de energia da própria fabrica, podendo o excesso ser vendido.
6. SIMULAÇÃO - OTIMIZAÇÃO DO DIMENSIONAMENTO DO CONVERSOR CATALÍTICO Como simulação de uma otimização para a planta de ácido sulfúrico, decidiu-se avaliar se o dimensionamento do conversor catalítico pode ser aprimorado em relação a queda de pressão. A literatura mostra que leitos mais largos e com altura menor
contribuem para uma redução da queda de pressão no conversor catalítico. Analisaremos como o aumento do diâmetro do conversor de 25ft para 32 ft altera estes parâmetros.
6.1.Dimensionamento do reator Para reação realizada com catalisador Pentóxido de Vanádio suportado sobre sílica gel (Calderbank (113), a expressão da velocidade da reação é dada pela Equação :
1 − 2 = onde, de acordo com as leis de velocidade de Hougen-Watson, as constantes podem ser dadas pelas Equações (X) e (Y)
1 = 12,07− 31000 2 = 22,75− 53600 Onde T é a temperatura em Kelvin, R é a constante dos gases em cal/(mol,K) e k1 é expresso em mol/(s,g catalisador, Atm), R= 1,987 cal/K.mol
Parâmetros do processo Para um reator PFR com 4 estágios, adiabático, com resfriamento entre os estágios: Produção : 1000 toneladas por dia de H2SO4 Composição de alimentação (em mol%) SO2 10 O2 11 N2 79
Capacidades Caloríficas (em cal/gmol,K) N2 SO2 O2 SO3
6,42 + 1,34*10-3*T 1,34*10-3*T 9,52 + 3,64 *10-3*T 6,74+1,64*10-3*T 12,13+8,12*10-3*T
COMPS SO2 N2 O2 SO3 Total
Moles iniciais 10 79 11 0 100
Moles na fração de conversão f 10,0(1 − f ) 79 11,0 − (10,0f ∕2 10,0f 100 − 4,0f
Pressão total 1º estágio T0
1atm 410
X 0,74
438
2º estágio T0
0,184
Fração molar na conversão f 10,0(1 − f )∕(100 − 5,0f ) (79,0)∕(100 − 5,0f ) (11,0 − 5,0f )∕(100 − 5,0f ) 10,0f ∕(100 − 5,0f ) 1.000 Densidade bulk do catalisador =0,6g/cm³
Diâmetro do reator =32ft Calor de reação (k/g-mol) =
3º estágio T0
432
0,043
4º estágio T0 4º estágio Tf Conversão total
427 430,3
0,031
99,80
24,6+1,99*10-3T Onde T = K
%
Cálculo de rm
=
1−2 [(10, [(10,0)(1 0)(1−− )]/[ )]/[101000 − 5,0] 0]
Onde
0)(1 − − ) 11−5,0 1 = 11 ((10,100−5,0 ) (100 100 − 5,0) 10, 0 11−5,0 2 = 1 1 (100 100 −5, − 5,00) (100 100 −5, − 5,00) Para produzir1000 toneladas/dia de 100%H2SO4, o número de lbmol de SO2 que precisa ser oxidado por segundo segundo é: 1000 tons x dia
dia x 24h
h x 3600 s
lbmol = 2000lb x H2SO4 ton 98 lb H2SO4
0,236206 lbmol/s
Para conversão de 99% do SO2 que entra, o fluxo molar de entrada deve ser: 0,23621/0,998(0,1) 0,23621/0,998(0,1)
=
2,366789513 lbmol/s
A massa molecular média dos gases de entrada é: [(0,1)*64+0,11*(32)+0,79*(28)] =
32,04
= {(0,236678)(32,04)/((32^2 )/4)} G=
0,094289
= ∑()
Capacidade calorífica da mistura por unidade de massa:
() ) =
Onde
Lb/ft²-s
é a massa molecular média da mistura (31,4) {0,79*(6,42+1,34*10-3T) {0,79*(6,42+1,34*10-3T) + 0,1*(9,52+3,64*10-3T) 0,1*(9,52+3,64*10-3T) + 0,11*(6,75+1,64*10-3T)}
Cpm =
0,2111829
+
5,1051E-05 5,1051E-0 5 T
Consideraremos Cp constante à 0,250 cal/(g.K) ou 0,250 Btu/(lb-°F)
( ( − 0) = (−∆) −∆)00( 00( −0) − 0)
(04)
CA0u0 é a velocidade molar mássica do reagente A, que é igual a : 0,1(2,36678951)/(pi(32)²/4) 0,1(2,36678951)/(pi(32)²/4) =
0,0002943 lbmol/(ft²-s)
Substituindo valores numéricos na equação 0,154484(0,250)1,8(T-T0) 0,154484(0,250)1,8(T-T0) =
(04):
10³(24,60 - 1,99 * 10^-3T)1,8(0,0004822)(f-f0) 10^-3T)1,8(0,0004822)(f-f0)
onde 1,8 é o fator necessário para a conversão de T em K em unidades consistentes. Dessa forma, a relação entre a temperatura e a fração de conversão em um determinado ponto em um reator adiabático é dado por: 0,04243 (T - T0) 0,04243 T - T0 = T - T0 =
T=
=
0,529726 *(24,60 - 1,99 * 10^-3T)(f-f0) 13,03125 0,00105 T(f - f0) 307,1223 0,024844 T(f - f0)
(T0 + 307,1223(f-f0))/(1+0,02484(f-f0) 307,1223(f-f0))/(1+0,02484(f-f0)
(Y)
= 1[10,0(1−) (11, 0 −5,0) − 2(11,0−5,0 ) (10,0) (100 −5,0) [(10,0)(1− )] (100−5,0) CA0u0 = ρB =
0,000294 lbmol/(ft²-s) 0,6 g/cm³ =
1 = , ,/
37,4 lb/ft³
g-mol/(g cat.(atm^3/2)*s
1 = 1,746∗10 ∗ ,/ lbmol/lbcat*(atm^3/2).s 2 = , , / g-mol/(g cat.(atm^3/2)*s 2 = 7,589∗10 ∗ , /
lbmol/lbcat*(atm^3/2).s
Substituição de valores numéricos
=
1,28922E-05
Com este valor, calculando para outras entradas, com o valor de cada incremento, monta-se uma Tabela (10) com temperaturas e perfis de concentração para o reator PBR:
Tabela 10 - Tabela para Temperaturas e perfis de concentração para reator PBR. fa
T(K) e(Γ2 ) e(Γ1 ) Γ2 Γ1 = β DZ 0 683,16 8,28E+09 1,408E+17 9,321664 0 10,727699
Profund. Cat (ft)
0,05 698,4971
5,01E+09 5,917E+16 14,67869 0,0087 6,7995824
0,438182 0,43818
0,1 712,1034
3,27E+09 2,829E+16 21,41003 0,0368 4,6553615
0,286374 0,72456
0,15 726,5213
2,12E+09 1,334E+16 31,41318 0,1191 3,1715266
0,195672 0,92023
0,2 740,9037
1,4E+09 6,488E+15 45,16563 0,3324 2,2081837
0,134493 1,05472
0,25 755,2505
9,36E+08 3,249E+15 63,6895 0,8462 1,5713681
0,094489 1,14921
0,3 769,5619
6,38E+08 1,672E+15 88,14435 2,0158 1,1436397
0,067875 1,21708
0,35 783,8381
4,56 0,8526229
0,049907 1,26699
0,4 798,0792
3,09E+08 4,779E+14 159,9377 9,8875 0,6531147
0,037643 1,30463
0,45 812,2853
2,19E+08 2,646E+14 209,8249 20,689 0,5168246
0,029248 1,33388
0,5 826,4566
1,58E+08 1,497E+14 270,4941 41,996 0,4266991
0,023588 1,35747
0,55 840,5931
1,15E+08 8,647E+13 342,5677 83,059 0,3747463
0,020036 1,37751
84627822 5,092E+13 425,9497
160,7 0,3656942
0,018511 1,39602
0,65 868,7625
62971896 3,055E+13 519,3987 305,37 0,4520499
0,020444 1,41646
0,7 882,7956
47333639 1,865E+13 619,9058 572,44 2,0330095
0,062126 1,47859
0,74 893,9974
37931461 1,272E+13 701,6721 940,48 -0,403253
0,032595 1,51118
711,16
3,37E+09 2,975E+16 6,653866 0,4853 15,56268
0,454783 0,45478
0,81 731,3868
1,84E+09 1,042E+16 11,81474 1,4339 9,2430336
0,124029 0,57881
0,83 737,153
1,55E+09 7,808E+15 13,02176 2,0579 8,7423675
0,179854 0,75867
0,85 742,9135
1,32E+09 5,879E+15 14,21024 2,9579 8,5093329
0,172517
0,87 748,6683
1,12E+09 4,447E+15 15,32419 4,2671 8,6505366
0,171599 1,10278
0,89 754,4174
9,58E+08 3,38E+15 16,28233 6,1977 9,4748455
0,181254 1,28403
0,91 760,1608
8,19E+08 2,579E+15 16,96466 9,1085 12,149709
0,216246 1,50028
0,924 764,1778
7,35E+08 2,141E+15 17,18325 12,062 18,625972
0,21543 1,71571
4,06E+09 4,108E+16 2,97298 0,6577 41,18233
0,179425 0,17942
3,51E+09
0,918 42,586702
0,418845 0,59827
0,945 711,2386
3,36E+09 2,962E+16 3,147419 1,0393 45,19372
0,219451 0,81772
0,95 712,6849
3,21E+09 2,743E+16 3,125466 1,1811 48,987124
0,235452 1,05317
0,955 714,1309
3,08E+09 2,54E+16 3,087469 1,3485 54,759449
0,259366 1,31254
0,96 715,5765
2,94E+09 2,354E+16 3,030424 1,5487 64,248775
0,297521 1,61006
0,967 717,5998
2,77E+09 2,116E+16 2,911043 1,9047 94,563152
0,555842
700,16
4,76E+09 5,398E+16 1,611179 0,7847 115,12409
0,314531 0,31453
0,975 702,4774
4,42E+09 4,754E+16 1,576758 0,9791 159,16386
0,68572 1,00025
0,6 854,695
0,8
0,93
705,16
0,94 709,7919
0,97
4,41E+08 8,831E+14 119,7926
3,2E+16 3,155744
0,4764
2,1659
0,98 703,9253
4,22E+09 4,393E+16 1,470382 1,1883 337,11523
1,240698 2,24095
0,985 705,3728
4,03E+09 4,061E+16 1,327356 1,4889 588,5949
2,314275 4,55522
0,99 703,0566
4,34E+09 4,606E+16 1,003602 1,6125 156,10831
1,861758 6,41698
0,998 703,9253
4,22E+09 4,393E+16 0,458332 3,7984 28,445846
0,738217
Cáclulo do peso do catalisador W = ρB*Volume total do reator Volume do reator =
Peso do catalisador (W) =
12383,5 ft³
350,453 m³
463142,7866 lb
210,2668 tons
Apesar de o volume do reator ser o mesmo, bem como a quantidade de catalisador usada, vamos analisar em qual dos leitos a queda de pressão é maior. Assumindo catalisador esférico de 1/4 polegadas, viscosidade nominal de 0,09 lb/h-ft e porosidade do leito de 0,4, o numero de Reynolds é dado por:
LEITO 1
D= Altura = G= LEITO 2 D = Altura = G= Dp = µ=
= µ =
25 ft 20,55 ft 0,154483551 lb/ft²-s 32 ft 12,54799419 0,094289277 lb/ft²-s 0,020833 0,09 lb/h-ft
Leito1 128,736292 9
ε=
0,4
Leito2 78,574397 5
³ = 150(1 −) +1,75 (Ƥ0−Ƥ) (1−) ∗ /µ onde Dp* = 6/av
= =
0,03366 lb/ft³
7,1552
³ (Ƥ0−Ƥ) (1−) =
2,40454545
[Ƥ0−Ƥ] = 2,40 ×(1³−) ()² = 15766,88 lb/ft.s² Leito 1
3586,48 lb/ft.s² Leito 2
² = [Ƥ0 −Ƥ] −² × 32, 2−²−² × 144² 3,400381 psi Leito 1
0,77348 psi Leito 2
A queda de pressão do Leito 1 foi relativamente grande em relação à pressão total (14,7 psi). Entretanto, ao se alargar o diâmetro do conversor catalítico, diminui-se o comprimento dos leitos, e reduz-se a queda de pressão, mantendo a mesma conversão. Isso demonstra porque conversores com diâmetros maiores com relações de altura/diâmetro menores são mais frequentemente utilizados em reatores catalíticos.
7. CONCLUSÃO Com este trabalho percebe-se a dimensão que o processo produtivo de um composto químico pode tomar. Como se pode perceber, apesar do presente trabalho abranger as diversas áreas de produção do ácido sulfúrico, desde o balanço até dimensionamento e avaliação econômica de todos os equipamentos e serviços necessários, é irrefutável reconhecer que o processo produtivo real abrange ainda mais detalhes, equipamentos custos e problemas do que o que foi abordado a partir dos dados da literatura. Entretanto, o presente estudo conseguiu contribuir de forma grandiosa para a obtenção de novos conhecimentos acerca da indústria química e de seu funcionamento, que com certeza agregará muito valor à carreira da da engenharia.
REFERÊNCIAS BRASINTER. Ficha de Informação e Segurança de Produto Químico (FISPQ) Ácido Sulfúrico. N° 11 .REVISÃO: 03. An o: 2014. Disponível em:< http://www.grupobrasinter.com.br/fispqs/FISPQ-ACIDO-S ULFURICO.pdf>. Acesso em 23/04/2016. CARDOSO, M. Produção de Ácido Sulfúrico e de Ácido Nítrico. 2010. COSTA, L.M., SILVA M.F.O. "A indústria química e o setor de fertilizantes." Rio de Janeiro: Banco Nacional de Desenvolvimento Econômico e Social (2012): 12-60. Disponível em: . Acesso em: 26 abr. 2016. FELDER, Richard M. Princípios Elementares dos Processos Químicos. 3 ed. Rio de Ja neiro:LTC, 2012. HIMMENBLAU, David Mautner. Engenharia Química, Princípios e Cálculos. 7 ed. R io de Janeiro:LTC, 2006. MODY, David;STRONG, David S..Na Overview of Chermi cal Process Design Engeneering, Canada: Library of Queens University,2011. P 324-3 31. KELLY, W. et al. Perry’s chemical engineers’ handbook. 1973. MB CONSULTORES. PROCESSOS DE FABRICAÇÃO DE ÁCIDO SULFÚRICO. UNIDADE DE ÁCIDO SULFÚRICO. PROCESSOS DE FABRICAÇÃO. 1999. Disp onível em:< www.h2so4.com.br/?wpdmact=process&did=MTcuaG90bGluaw>. Acess o em: 10/04/2016. MCCABE, Warren Lee; SMITH, Julian Cleveland; HARRIOTT, Peter. Unit operation s of chemical engineering. New York: McGraw-Hill, 1993. MELATTI, G. C. et al . ÁCIDO SULFÚRICO. Universidade Tecnológica Federal do P araná – UTFPR. Faculdade de Bacharelado e Licenciatura em Química. Disciplina de Química INORGÂNICA. Curitiba, 2010. MORGADO, A. et al. O Enxofre e o Ácido Sulfúrico. MIEQ – Mestrado Integrado e m Engenharia Química. Faculdade de Engenharia. Universidade do Porto. Outubro/20 12. NORMAN, William Stephens. Absorption, distillation and cooling towers. Wiley, 196 2 USIQUIMICA. Ficha de Informação e Segurança de Produto Químico (FISPQ) Ácido Sulfúrico 98%. REVISÃO: 02. 10/10/2014. Disponível em:< http://www.usiquimica.c om.br/adm_img/fispq-10.pdf>. Acesso em 23/04/2016.
HILL, Charles G. An introduction to chemical engineering kinetics & reactor design. Рипол Классик, 1977.
.
Planta MECS© de produção de ácido sulfúrico
Planta Jinyuanhg© de produção de ácido sulfúrico.
APÊNDICE A
Dimensionamento dos Trocadores de Calor
Os trocadores de calor são do tipo casco e tubos com chicanas radiais do tipo disco e anel feitos em aço carbono como se pode observar na figura A.1
Figura A.1 Desenho de projeto de um trocador de calor casco e tubos vertical para uma fábrica de ácido sulfúrico. O gás do casco entra e sai pelas próprias juntas de expansão do equipamento. O desenho apresenta também a posição de um tubo dentro do trocador. As chicanas são do tipo disco e anel.
O dimensionamento é executado através dos seguintes cálculos: a) Carga térmica Q = m *C P * ΔT b) Temperatura média global logarítmica:
∆ = ∆1−∆2 ∆1 ∆2
c) Correção da
∆, através do gráfico abaixo:
Figura A.2 gráfico utilizado para a correção do valor da
(x)
Temperatura média global logarítmica
d) Determinando a Área de Troca Térmica inicial:
= ∆ Sendo U o coeficiente global de troca térmica, valor assumido através de dados obtidos na literatura.
e) Escolha da dimensão dos tubos e seu arranjo: Etapa realizada através de informações fornecidas em PERRY.
f) Cálculo do número de tubos:
° = g) Correção da Área de Troca térmica:
Figura A.3 Tabela utilizada para correção do número de tubos
= °
Seguindo o passo-a-passo demonstrado acima foram calculadas todas as áreas de troca térmica dos trocadores da planta de ácido sulfúrico. Os resultados obtidos encontram-se na tabela abaixo:
Tabela A.1 – TROCADOR DE CALOR COOLER ACIDO 1 COOLER TROCADOR DE CALOR II (TCII) TROCADOR DE CALOR III (TCIII) ECONOMIZADOR TROCADOR DE CALOR I (TCI) COOLER ACIDO 2
AREA DE TROCA TERMICA 119.634 m² 303.0728 m² 204.17536 m² 448.22872 m² 143.5608 m² 81.35112 m² 66.99504 m²
APÊNDICE B
Dimensionamento e Balanço de Energia da caldeira de enxofre
Balanço de Energia
Temperatura de entrada do gas: Temperatura de saida do gas: Temperatura ambiente: Temperatura media (entrada+ambiente)/2
887.6626 °C 410 °C 25 °C 456.3313 °C
Energia na entrada - Energia na saida = Energia para evaporacao de agua (ma*λ) Energia na entrada: Σ (m*cp*(885-25)) O2,N2,SO2 = 1.300E+08 KJ Energia na saída: Σ (m*cp*(410-25))O2,N2,SO2 = 5.286E+07 KJ Calor Latente Agua λ= 2013.1 KJ/Kg (180°C) Assim, a massa de vapor produzida pela caldeira, Ma= 38310.157 kg/hr
Dimensionamento Vapor de baixa pressão:
Temperatura vaporização agua (180°C)
Temperatura da combustão: 887.66 °C Temperatura media na caldeira: 533.83 °C Temperatura do ar: 710.75 °C
Transferência de Calor dentro da caldeira: Valores assumidos para Entalpia: har= 75 W/(m² K) hagua= 700 W/(m² K) Dados valores para as tubulacoes: ktubo= 51 W/(m² K) l tubo= 0.003 m (expessura externa)
