Operações Unitárias - Petrobrás, Provas de Tecnologia Industrial

Baixe Operações Unitárias - Petrobrás e outras Provas em PDF para Tecnologia Industrial, somente na Docsity! Operações Unitárias 1 CURSO DE FORMAÇÃO DE OPERADORES DE REFINARIA OPERAÇÕES UNITÁRIAS 2 Operações Unitárias Operações Unitárias 5 Apresentação É com grande prazer que a equipe da Petrobras recebe você. Para continuarmos buscando excelência em resultados, dife- renciação em serviços e competência tecnológica, precisamos de você e de seu perfil empreendedor. Este projeto foi realizado pela parceria estabelecida entre o Centro Universitário Positivo (UnicenP) e a Petrobras, representada pela UN-Repar, buscando a construção dos materiais pedagógicos que auxiliarão os Cursos de Formação de Operadores de Refinaria. Estes materiais – módulos didáticos, slides de apresentação, planos de aula, gabaritos de atividades – procuram integrar os saberes téc- nico-práticos dos operadores com as teorias; desta forma não po- dem ser tomados como algo pronto e definitivo, mas sim, como um processo contínuo e permanente de aprimoramento, caracterizado pela flexibilidade exigida pelo porte e diversidade das unidades da Petrobras. Contamos, portanto, com a sua disposição para buscar outras fontes, colocar questões aos instrutores e à turma, enfim, aprofundar seu conhecimento, capacitando-se para sua nova profissão na Petrobras. Nome: Cidade: Estado: Unidade: Escreva uma frase para acompanhá-lo durante todo o módulo. 6 Operações Unitárias Sumário 1 CONCEITOS FUNDAMENTAIS SOBRE OPERAÇÕES UNITÁRIAS ................................................... 7 1.1 Introdução ....................................................................... 7 1.2 Conceitos Fundamentais ................................................. 7 1.2.1 Conversão de unidades ........................................ 7 1.3 Balanço Material ............................................................. 8 1.4 Balanço Energético ......................................................... 8 1.5 Sugestão para aplicação nos cálculos de Balanços Mássicos e Energéticos .............................. 8 2 PROCESSO DE DESTILAÇÃO ............................................. 9 2.1 Introdução ....................................................................... 9 2.2 Conceitos Fundamentais ................................................. 9 2.2.1 Volatilidade .......................................................... 9 2.2.2 Equilíbrio Líquido – Vapor .................................. 9 2.3 Destilação Descontínua ou Destilação Simples ............. 9 2.3.1 Balanço Material e Térmico .............................. 10 2.4 Destilação por Expansão Brusca ou Destilação em um único Estágio ................................................... 10 2.4.1 Balanço Material ............................................... 10 2.4.2 Balanço Térmico ............................................... 10 2.5 Destilação Fracionada .................................................. 10 2.5.1 Colunas de destilação ou de retificação ............. 11 2.5.2 Seções de uma Coluna de destilação ................ 13 2.5.3 Balanço Material ............................................... 14 2.5.4 Balanço Térmico ............................................... 15 2.5.5 Influência das principais variáveis na destilação fracionada .................................... 15 2.6 Fatores que influenciam as principais variáveis na destilação fracionada .............................................. 16 2.6.1 Propriedades da carga ....................................... 16 2.6.2 Eficiência dos dispositivos de separação das torres (Pratos) .............................................. 17 2.7 Problemas que podem ocorrer em bandejas de colunas de destilação .............................................. 17 2.7.1 Problema de arraste ........................................... 17 2.7.2 Problema de Pulsação ....................................... 17 2.7.3 Problema de vazamento de líquido ................... 17 2.7.4 Problema de inundação ..................................... 18 3 PROCESSOS DE ABSORÇÃO E ESGOTAMENTO ........ 19 3.1 Introdução .................................................................... 19 3.2 Conceitos ..................................................................... 19 3.2.1 Absorção ........................................................... 19 3.2.2 Esgotamento ...................................................... 19 3.3 Solubridade de Gases em Líquidos ............................. 19 3.4 Potencial que promove a absorção .............................. 21 3.5 Refluxo Interno Mínimo .............................................. 21 3.5.1 Absorção ........................................................... 21 3.5.2 Esgotamento ...................................................... 21 3.6 Resumo dos Fatores que Influenciam os Processos de Absorção e Esgotamento ........................ 21 3.7 Equipamentos .............................................................. 22 4 PROCESSOS DE EXTRAÇÃO LÍQUIDO-LÍQUIDO ........ 23 4.1 Introdução .................................................................... 23 4.2 Conceito ....................................................................... 23 4.3 Mecanismo da Extração .............................................. 23 4.4 Equipamentos do Processo de Extração ...................... 24 4.4.1 De um único estágio .......................................... 24 4.4.2 De múltiplos estágios ........................................ 24 4.5 Equilíbrio entre as Fases Líquidas ............................... 25 4.6 Fatores que influenciam a Extração ............................ 26 4.6.2 Qualidade do solvente ....................................... 26 4.6.3 Influência da temperatura ................................. 26 5 FLUIDIZAÇÃO DE SÓLIDOS E SEPARAÇÃO SÓLIDO 27 5.1 Fluidização de sólidos .................................................... 27 5.1.1 Conceito ............................................................ 27 5.1.2 Objetivo da Fluidização .................................... 27 5.1.3 Tipos de Fluidização ......................................... 27 5.1.4 Dimensões do Leito Fluidizado ........................ 27 5.2 Separação sólido-gás ................................................... 28 5.2.2 Arranjos entre os Ciclones ................................ 28 5.2.1 Fatores que influenciam o funcionamento de um Ciclone ................................................... 28 5.3 Noções básicas do processo de Craqueamento Catalítico ...................................................................... 29 6 BOMBAS ............................................................................. 31 6.1 Curvas características de Bombas Centrífugas ........... 31 6.2 Curva da carga (H) versus vazão volumétrica (Q) ...... 31 6.3 Curva de potência absorvida (PABS.) versus vazão volumétrica (Q) ................................................. 32 6.4 Curva de rendimento (h) versus vazão volumétrica (Q) ............................................................ 33 6.5 Curvas características de Bombas ............................... 33 6.6 Altura Manométrica do Sistema .................................. 33 6.7 Construção gráfica da Curva de um Sistema .............. 34 6.8 Ponto de Trabalho ........................................................ 34 6.8.1 Alteração da Curva (H x Q) do Sistema ........... 35 6.8.2 Fatores que influenciam a Curva (H x Q) da Bomba ............................................. 35 6.9 Fenômeno da Cavitação ............................................... 35 6.9.1 Inconvenientes da Cavitação ............................ 35 6.9.2 Principal Região da Cavitação .......................... 35 6.9.3 Causas Secundárias da Cavitação ..................... 36 6.10 NPSH (Net Pressure Suction Head) ............................ 36 6.10.1NPSH disponível ............................................... 37 6.10.2NPSH requerido ................................................ 37 6.10.3NPSH disponível versus NPSH requerido ........ 37 6.11 Associação de Bombas ................................................ 37 6.11.1Associação de Bombas em Série ...................... 37 6.11.2Associação de Bombas em Paralelo .................. 38 Operações Unitárias 7 1ConceitosFundamentais sobreOperações Unitárias 1.1 Introdução A disciplina denominada Operações Uni- tárias é aquela que classifica e estuda, separa- damente, os principais processos físico-quími- cos utilizados na indústria química. Os pro- cessos mais comuns encontrados nas indústrias químicas são a Destilação Atmosférica e a Vácuo, os processos de Absorção e Adsor- ção, a Extração Líquido-Líquido e Líqui- do-Gás, o processo de Filtração, assim como alguns mais específicos, como por exemplo, o Craqueamento Catalítico, Hidrocraquea- mento, Hidrotratamento de correntes ins- táveis e outros utilizados principalmente na In- dústria Petrolífera. 1.2 Conceitos Fundamentais Alguns conhecimentos são fundamentais para que se possa estudar de forma adequada a disciplina denominada Operações Unitárias, como conhecimentos sobre conversão de uni- dades, unidades que podem ser medidas linea- res, de área, de volume, de massa, de pressão, de temperatura, de energia, de potência. Outro conceito-base para “Operações Unitárias” é o de Balanço, tanto Material quanto Energético. 1.2.1 Conversão de unidades É necessário conhecer as correlações exis- tentes entre medidas muito utilizadas na In- dústria Química, como é o caso das medidas de temperatura, de pressão, de energia, de massa, de área, de volume, de potência e ou- tras que estão sempre sendo correlacionadas. Alguns exemplos de correlações entre medidas li- neares 1 ft = 12 in 1 in = 2,54 cm 1 m = 3,28 ft 1 m = 100 cm = 1.000 mm 1 milha = 1,61 km 1 milha = 5.280 ft 1 km = 1.000 m Alguns exemplos de correlações entre áreas 1 ft2 = 144 in2 1 m2 = 10,76 ft2 1 alqueire = 24.200 m2 1 km2 = 106 m2 Alguns exemplos de correlações entre volumes 1 ft3 = 28,32 L 1 ft3 = 7,481 gal 1 gal = 3,785 L 1 bbl = 42 gal 1 m3 = 35,31 ft3 1 bbl = 0,159 1 m3 Alguns exemplos de correlações entre massas 1 kg = 2,2 lb 1 lb = 454 g 1 kg = 1.000 g 1 t = 1.000 kg Alguns exemplos de correlações entre pressões 1 atm = 1,033 kgf/cm2 1 atm = 14,7 psi (lbf/in2) 1 atm = 30 in Hg 1 atm = 10,3 m H2O 1 atm = 760 mm Hg 1 atm = 34 ft H2O 1 Kpa = 10–2 kgf/cm2 Algumas observações sobre medições de pressão: – Pressão Absoluta = Pressão Relativa + Pressão Atmosférica – Pressão Barométrica = Pressão Atmos- férica – Pressão Manométrica = Pressão Rela- tiva Alguns exemplos de correlações entre temperaturas tºC = (5/9)(tºF – 32) tºC = (9/5)(tºC) + 32 tK = tºC + 273 tR = tºF + 460 (temperatures absolutas) Algumas observações sobre medições de temperatura: Zero absoluto = –273ºC ou – 460ºF (DºC/DºF) = 1,8 (DK/DR) = 1,8 10 Operações Unitárias componentes leves no líquido residual vai sen- do esgotado. O destilado, que é o vapor con- densado, poderá ser coletado em porções se- paradas denominadas de cortes. Estes podem produzir uma série de produtos destilados com vários graus de pureza. Então, considerando-se uma mistura de três substâncias: Substância A – Muito volátil e em pe- quena quantidade, Substância B – Volatilidade média e em grande quantidade, Substância C – Muito pouco volátil e em pequena quantidade. Quando uma destilação em batelada ou destilação simples é efetuada, o primeiro cor- te, pequeno, conteria predominantemente qua- se toda a substância A, o segundo corte, gran- de, conteria quase toda a substância B, porém estaria contaminado com um pouco das subs- tâncias A e C, e o líquido residual seria, prati- camente, a substância C pura. Assim sendo, apesar dos três cortes conterem todas as três substâncias, alguma separação teria ocorrido neste processo de destilação. 2.3.1 Balanço Material e Térmico Neste tipo de processo, é muito difícil efe- tuar um balanço material e térmico de forma instantânea, uma vez que as temperaturas, as- sim como as composições do líquido e do va- por variam continuamente. É evidente, porém, que, ao final desta operação, a soma do resíduo e do destilado deve ser igual à carga inicial do vaso. 2.4 Destilação por Expansão Brusca ou Destilação em um Único Estágio O processo de destilação por expansão brusca é uma operação em um único estágio, no qual uma mistura líquida é parcialmente vaporizada. As fases líquido e vapor resultan- tes deste processo são separadas e removidas da coluna. O vapor será muito mais rico na substância mais volátil do que na carga origi- nal ou no líquido residual. Este tipo de operação é muito utilizado na primeira fase do fracionamento do petróleo em uma refinaria, pois esta torre reduz o tamanho da torre de fracionamento atmosférico. 2.4.1 Balanço Material Segundo o princípio geral da conservação da matéria, o balanço material para este pro- cesso pode ser escrito da seguinte forma: F = D + W Em que: F = vazão mássica de carga D = vazão mássica de vapor W = vazão mássica de líquido 2.4.2 Balanço Térmico De acordo com o princípio da conserva- ção de energia, o balanço energético para este processo pode ser escrito da seguinte forma: Calor que entra no sistema = Calor que sai do sistema QF + QA = QD + QW Em que: QF = conteúdo de calor da carga QA = conteúdo de calor cedido ao siste- ma pelo aquecedor QD = conteúdo de calor da carga QW = conteúdo de calor da carga 2.5 Destilação Fracionada A destilação fracionada é o tipo de desti- lação mais utilizada em indústrias de grande porte. Nos dois tipos de destilação abordados anteriormente, destilação em batelada e por expansão brusca, a separação das diversas substâncias que compõem a mistura é realiza- da de forma imperfeita ou incompleta. Na des- tilação fracionada, é possível a separação em várias frações, em uma mesma coluna, pois pode-se ter temperaturas, vazões e composi- ções constantes em um dado ponto da coluna. A destilação fracionada é uma operação de separação de misturas por intermédio de vaporizações e condensações sucessivas, que, aproveitando as diferentes volatilidades das substâncias, torna possível o enriquecimento da parte vaporizada, com as substâncias mais voláteis. Estas vaporizações e condensações sucessivas são efetuadas em equipamentos específicos, denominados de torres ou colu- nas de destilação. O processo, em linhas gerais, funciona como esquematizado na figura a seguir: Operações Unitárias 11 A mistura a ser destilada é introduzida num ponto médio da coluna, ponto F, denomi- nado ponto de alimentação. No seu interior, a mistura irá descer até atingir a base da coluna onde encontrará aquecimento do refervedor. O refervedor, um trocador de calor aquecido por vapor d'água ou outra fonte térmica qual- quer, aquecerá a mistura até atingir sua tem- peratura de ebulição. Neste ponto, a mistura emitirá vapores que irão circular em sentido ascendente na coluna, em contracorrente com a mistura da alimentação da coluna. Os vapo- res ascendentes atingirão o topo da coluna e irão para um condensador, onde serão liqüe- feitos e deixarão a coluna como produto de destilação, D. Na base da coluna, a mistura, isenta de componentes mais voláteis, deixa o equipamento como produto residual, W. O processo, resume-se, então, em alimen- tar a coluna de destilação com a mistura que se quer separar, F, no ponto médio da coluna; fa- zer a circulação ascendente do vapor em contra- corrente com o líquido descendente da coluna, com remoção do destilado, D, no topo da torre e do líquido residual, W, no fundo da coluna. A volatilidade relativa do produto a ser des- tilado permite a separação dos componentes mais voláteis, e o contato íntimo entre as fases líquida e vapor ao longo da coluna promove a perfeita separação dos componentes desejados. Para melhorar a separação das frações de- sejadas, utiliza-se o retorno de parte do desti- lado, D, na forma de refluxo, Lo, que enrique- ce o produto de topo da coluna, D, com pro- dutos mais voláteis, melhorando a pureza do produto destilado, D. Como pode ser observado, neste processo não existem reações químicas, somente troca térmica, devido ao refervedor de fundo e ao condensador de topo, e também troca de mas- sa entre o vapor ascendente e o líquido des- cendente no interior da coluna de destilação. 2.5.1 Colunas de destilação ou de retificação As colunas de destilação são constituídas por três partes essenciais: Refervedor É, geralmente, encontrado na base da co- luna de destilação, conforme pode ser obser- vado na figura a seguir: Sua finalidade é proceder o aquecimento da base e, em conseqüência, promover a eva- poração dos componentes mais voláteis. Po- dem ser construídos com dispositivos de aque- cimento com vapor d'água, por aquecimento com circulação de frações de óleos quentes ou, até mesmo, através de resistências elétricas. Os vapores formados na base da coluna circu- larão de forma ascendente. Parte destes serão condensados ao longo do percurso na torre, retornando na forma líquida, permitindo, des- ta forma, um contato íntimo entre o vapor as- cendente e o líquido descendente ao longo da torre. Dependendo do tipo de interno da colu- na, o contato entre a fase líquida e vapor po- derá atingir níveis que melhorarão as condi- ções da separação desejada. Na coluna de destilação, os componentes mais pesados da mistura condensam e retornam à base da coluna, de onde são retira- dos como líquido residual, W. Os componen- tes mais leves atingem o topo da coluna e são retirados como produto destilado, D, após pas- sarem pelo condensador. 12 Operações Unitárias Condensador Tem como finalidade proceder à conden- sação dos vapores leves que atingem o topo da coluna. Após a condensação, tem-se o pro- duto destilado desejado, D, com a composi- ção especificada. O processo requer, portanto, dois troca- dores de calor, ambos de mudança de fase, refervedor procedendo a vaporização e o condensador efetuando a condensação das frações. Em alguns projetos, o refervedor poderá ser substituído por uma injeção de va- por d'água no fundo da coluna de destilação. Tipos de Torres de Destilação Na coluna, há o contato entre as fases lí- quida e vapor. O problema resume-se em con- tato perfeito entre as fases, e conseqüentemen- te, a altura da torre deve ser adequada ao tipo de separação que se deseja. A cada mistura corresponderá uma altura definida de coluna, que poderá ser perfeitamente calculada para a separação desejada. Existem três tipos conven- cionais de colunas de destilação: colunas com pratos e borbulhadores, colunas com pratos perfurados e colunas com recheios. Todas fun- cionam com o mesmo princípio, ou seja, pro- mover de forma mais perfeita possível o con- tato entre as fases líquido e vapor. Colunas com pratos e borbulhadores São as mais usuais e também podem ser denominadas de “bandejas”. Colunas deste tipo adotam pratos ou bandejas superpostas e que variam em número e detalhes conforme a mistura que se pretende destilar. Os pratos são constituídos por borbulhadores, tubos de as- censão e de retorno, conforme apresentado na figura a seguir. Onde: 1 – Borbulhador 2 – Tubo de ascensão 3 – Tubo de retorno V – Vapor L – Líquido Os borbulhadores são dispositivos com formato cilíndrico, com aparência de um copo dotado de ranhuras laterais até certa altura, conforme figura a seguir. Os borbulhadores são fixados sobre os tubos de ascensão dos vapores e destinados à circulação ascendente do vapor de um prato a outro. Sobre cada tubo de ascensão, encontra- se um borbulhador. O tubo de retorno tem como finalidade fazer o retorno, prato a prato, do excedente da fase líquida condensada so- bre o prato. Assim sendo, existe sobre cada prato ou bandeja, um nível de líquido constante, regulado pela altura do tubo de retorno, e que deve corresponder ao nível do topo dos borbu- lhadores. Os borbulhadores são dispostos de tal forma que fiquem na mesma altura do início do tubo de retorno de líquido, a fim de que se tenha uma ligeira imersão na camada líquida. Os vapores devem circular em contracor- rente com o líquido, ou melhor, de forma as- cendente, passando pelos tubos de ascensão, borbulhando através das ranhuras dos borbu- lhadores e condensando em parte nas bande- jas e parte retornando à bandeja imediatamen- te inferior. Os tubos de retorno funcionam também como selos hidráulicos, impedindo que o va- por circule através deles. A figura a seguir ilustra bem o que foi comentado anteriormente: Operações Unitárias 15 Os principais balanços materiais para este processo são: Na envoltória I: F = D + W Na envoltória II: Vm = Lm + D Na envoltória III: Ln = Vn + W No condensador: V = L + D 2.5.4 Balanço Térmico Os principais balanços materiais para este processo são: Balanço Térmico Global F . qF + Qr = D . qD + W . qW + QC (1) Como é possível observar na expressão (1), o calor retirado do condensador, QC, de- pende do calor introduzido no sistema pelo refervedor, Qr, uma vez que os demais termos da expressão são fixados por projeto. Balanço térmico no condensador V . qV = L . qL + D . qD + QC (2) Sabe-se que, qL = qD e V = L + D, por- tanto a equação (2) pode ser reescrita como uma nova expressão: (L + D) . qV = L . qL + D . qL + QC ® (L + D) . qV = (L + D) . qL + QC (L + D) . qV – (L + D) . qL = QC ® (L + D) . (qV – qL) = QC (L + D) = QC / (qV – qL) (qV – qL) = Calor de condensação do vapor de topo da coluna de destilação. 2.5.5 Influência das principais variáveis na destilação fracionada A figura a seguir será utilizada para que possam ser feitas as observações necessárias sobre a influência das principais variáveis que ocorrem neste tipo de processo. Razão de Refluxo Nas torres de destilação fracionada existem dois tipos de refluxo, externo e o interno, que geram, desta forma, as razões de refluxo exter- na e interna. A razão de refluxo interna aconte- ce tanto na região de absorção, quanto na re- gião de esgotamento. As seguintes expressões podem ser escritas para as razões de refluxo: Razão de refluxo externo: Re = ( L/D) Razão de refluxo interna: Na seção de absorção: (Ri)abs = ( Lm / Vm ) Na seção de esgotamento: (Ri)esg = ( Vn / Ln ) O grau de fracionamento que acontece em uma coluna de destilação é determinado pelas razões de refluxo interna na torre, que por sua vez são geradas a partir da carga e do refluxo externo à torre de destilação, ou seja, o reflu- xo interno na seção de absorção, Lm, é gerado pelo refluxo externo, L, enquanto que na se- ção de esgotamento, Ln, é gerado pelo refluxo interno Lm mais a carga F. Na seção de enriquecimento ou absorção, quanto mais líquido Lm descer na torre por unidade de massa de vapor que sobe, tanto melhor será a separação, pois, nesta seção, a finalidade é reter os compostos pesados (me- nos voláteis) contidos nos vapores. Quanto maior a razão (Lm/Vm), tanto melhor será, en- tão, o fracionamento nesta região da torre de destilação. 16 Operações Unitárias Na seção de esgotamento, tem-se o con- trário da seção de absorção, quanto mais va- por subir na torre por unidade de massa de líquido que desce, melhor será a separação nesta seção da torre, já que a finalidade, nes- ta região, é a remoção dos compostos leves (mais voláteis) do líquido que desce pela torre. Portanto, na seção de esgotamento, também denominada de stripping, quanto maior a razão (Vn / Ln), melhor será o fracio- namento. Resumindo, pode-se afirmar que, para uma determinada coluna, o grau de fracionamento é tanto maior quanto maior for a razão de re- fluxo interna. Razão de Refluxo Versus número de pratos da Coluna Existe uma relação entre o número de pra- tos ou bandejas de uma coluna de destilação e a razão de refluxo interna ou externa deste equipamento. Quanto menor for o número de pratos ou bandejas de uma coluna, pior será seu fracio- namento. Podem ser construídas torres com grande número de pratos para operarem com pequena razão de refluxo interna, assim como torres com pequeno número de pratos e razões de refluxo interno elevadas, para uma carga com as mesmas características. Tendo em vista a relação anteriormente descrita, a condição de refluxo ou razão de refluxo mínimo corresponderá a uma coluna com um número infinito de pratos para que seja atingido o fracionamento desejado, assim como a condição de refluxo ou razão de reflu- xo total corresponderá a uma coluna com um número mínimo de pratos para que o fracio- namento desejado seja atingido. Nenhuma destas condições é satisfatória, uma vez que uma torre com número de pratos infinito é um projeto totalmente inviável economicamente, bem como a construção de uma coluna que não produza, pois para o refluxo total não se tem retirada de produtos, como pode ser veri- ficado pelo cálculo abaixo: Na seção de absorção, o seguinte balanço material é observado: Vm = Lm + D Lm = Vm – D Dividindo-se os dois termos da equação por Vm, tem-se que: (Lm / Vm) = 1 – (D/Vm) Quando ocorrer refluxo total, então D = 0, logo: (Lm / Vm) = 1 ® Lm = Vm, ou seja, a quan- tidade de líquido que desce na seção de absor- ção é igual à quantidade de vapor que sobe nesta seção, não havendo, portanto, produção. Na seção de esgotamento, observa-se o seguinte balanço material: Ln = Vn + W Vn = Ln – W Dividindo-se os dois termos da equação por Ln, obtém-se que: (Vn / Ln) = 1 – (W/ Ln) No caso da seção de esgotamento, todo o líquido residual será vaporizado no refervedor, então W = 0, então: (Vn / Ln) = 1 ® Vn = Ln, isto é, a quantida- de de vapor que sobe na seção de esgotamen- to é igual à quantidade de líquido que por ela desce e não há produção. Quando a coluna é operada, portanto, em refluxo total, o fracionamento é praticamente perfeito, porém o gasto com energia é muito elevado e não há produção na coluna, o que torna o processo economicamente inviável. A relação entre o número de pratos ou es- tágios e a razão de refluxo pode ser observada no gráfico a seguir: A razão de refluxo interna mínima é aquela que corresponde a um refluxo externo, L, mí- nimo, por conseqüente, os projetos de colunas de destilação são concebidos prevendo-se, geralmente, um refluxo externo com valores que variam entre 1,5 a 2 vezes o valor da ra- zão de refluxo mínima. Este valor é denomi- nado razão de refluxo operacional, RR oper, como pode ser observado no gráfico anterior. 2.6 Fatores que influenciam as principais variáveis na destilação fracionada 2.6.1 Propriedades da carga Como cada carga a ser processada pode exibir uma característica, pois as proporções Operações Unitárias 17 entre os componentes a serem separados po- dem ser diferentes, haverá, então, uma razão de refluxo para cada carga a ser processada. A diferença de volatilidade entre os componen- tes da carga, de uma torre de destilação fracio- nada, exerce grande influência sobre as variá- veis citadas. Como exemplo, pode-se citar a comparação entre a separação de uma mistura contendo 50% de etano e 50% de eteno de outra contendo 50% de hexano e 50% de eteno. No primeiro caso, a separação entre o etano e o eteno requer tanto uma quantidade de reflu- xo, bem como uma quantidade de estágios (pratos) na coluna muito maiores do que na da separação da mistura entre o hexano e o eteno, pois estes dois últimos compostos possuem grande diferença de volatilidade. 2.6.2 Eficiência dos dispositivos de separação das torres (Pratos) Como mencionado, o componente ou substância que vaporiza a partir do líquido de um determinado prato da coluna é mais volá- til que os componentes contidos no líquido deste prato, e ainda que este vapor esteja em equilíbrio com o líquido do prato, o número de moléculas que abandona a fase líquida para a fase vapor é igual ao número de moléculas que voltam da fase vapor para a fase líquida – princípio do equilíbrio. Para que o equilíbrio, seja atingido é necessário um certo tempo de contato entre as fases. No caso do prato ou bandeja de uma torre de destilação, este tem- po depende dos detalhes construtivos desta bandeja: quanto mais alto o líquido contido neste prato ou bandeja, maior será o tempo de contato entre as fases, pois o líquido perma- necerá mais tempo no prato, e, em consequên- cia o vapor gastará mais tempo para atravessá- lo. O prato que conserva um maior nível de líquido é aquele que mais se aproxima do equi- líbrio entre as fases líquido-vapor e, por isso, é denominado de “prato ideal”. O prato ideal é o dispositivo que permite o maior enriqueci- mento em componentes mais voláteis do va- por que penetra no líquido deste prato. A eficiência de um prato de uma coluna de destilação fracionada poderá ser quantifi- cada pelo enriquecimento de componentes mais voláteis no líquido deste prato, que no caso do prato ideal é de 100%. O valor per- centual da eficiência de um prato real, em uma coluna de destilação fracionada, está entre 50 e 80%, é tanto maior, quanto melhor for o pro- jeto da torre, para as condições de operação especificadas. Se, por exemplo, uma torre, pro- jetada para uma determinada condição e espe- cificação de carga, mudanças em suas carac- terísticas especificadas, a mesma não corres- ponderá satisfatoriamente às condições inicial- mente previstas, diminuindo desta forma, sua eficiência e, conseqüentemente, podendo com- prometer os resultados inicialmente previstos para aquele projeto. Portanto, o fracionamen- to em uma coluna de destilação depende da eficiência dos seus pratos. 2.7 Problemas que podem ocorrer em bandejas de colunas de destilação 2.7.1 Problema de arraste O arraste é o transporte, efetuado pelo va- por, de gotículas de líquido do prato inferior para os pratos superiores. A quantidade de lí- quido arrastado depende da velocidade do va- por ao longo da torre. No arraste, o líquido do prato inferior contamina o líquido do prato superior com compostos pesados (menos vo- láteis), piorando o fracionamento ao longo da coluna. O arraste pode ser provocado pelo au- mento da vazão volumétrica do vapor, que, por sua vez, pode ser decorrente da redução da pressão em alguma região da coluna. As torres de destilação a vácuo são cons- truídas com um diâmetro muito maior do que as torres de destilação atmosféricas, pois como suas pressões são muito baixas, provocam va- zões volumétricas muito elevadas. 2.7.2 Problema de Pulsação Este fenômeno ocorre quando a vazão de vapor, que ascende de um prato inferior para um superior da coluna, não tem pressão sufi- ciente para vencer continuamente a perda de carga apresentada pela bandeja em questão. O vapor, então, cessa temporariamente sua pas- sagem por esta bandeja e, quando sua pressão volta a ser restabelecida, vence a perda de car- ga no prato de forma brusca. Assim diminui a pressão do vapor quase que instantaneamente e cessa a passagem do vapor pelo prato até que seja novamente restabelecida sua pressão. Esta situação permanece até que seja norma- lizada a condição de pressão ao longo da coluna. 2.7.3 Problema de vazamento de líquido É o fenômeno da passagem de líquido da bandeja superior para a bandeja inferior, atra- vés dos orifícios dos dispositivos existentes nos pratos e que são destinados à passagem 20 Operações Unitárias molecular desta substância em relação à pres- são total da mistura, ou seja: (PParcial)A = (%molecularA / 100) x PTotal Por exemplo, numa mistura gasosa em que a pressão total do sistema é de 20 kgf/cm2, tem-se 30% de moléculas de propano; assim a pressão parcial do propano na mistura deste sistema será: (30/100) x 20 = 6 kgf/cm2. É possível relacionar a pressão parcial de um determinado gás com a sua solubilidade de equilíbrio num determinado líquido, e com isto, gerar gráficos com curvas de solubilidade de equilíbrio em função da pressão parcial de equilíbrio, como pode ser observado a seguir. A solubilidade de equilíbrio de um de- terminado gás, a uma certa temperatura, em um determinado líquido, aumenta, com o au- mento da pressão parcial do gás, ou ainda, com o aumento da concentração do gás no referido líquido, desde que a temperatura se mantenha constante (vide figura a seguir). Concentração ou solubilidade de equilíbrio. Operações Unitárias 21 Como pode ser observado no gráfico, com o aumento da temperatura, a solubilidade do gás diminui. Na temperatura de 10ºC e com uma pressão parcial de equilíbrio de 50 mm Hg, a concentração ou solubilidade de equilíbrio da amônia em água será de 11%. Com a mes- ma pressão parcial de 50 mm Hg, na tempera- tura de 30ºC, a concentração ou solubilidade de equilíbrio da amônia na água será de 5%. 3.4 Potencial que promove a absorção Conforme abordado anteriormente, quan- do um líquido e um gás estão em equilíbrio (o número de moléculas da fase gasosa que pas- sa para a fase líquida é igual ao número de moléculas que passam da fase líquida para a fase gasosa), nas condições de temperatura e pressão estabelecidas não haverá mais altera- ção da concentração do gás absorvido no lí- quido. Porém, caso haja alteração, por exem- plo, da pressão parcial do gás a ser absorvido pelo líquido, sem a alteração da variável tem- peratura, então ocorrerá a passagem de molé- culas da fase gasosa para a fase líquida até a nova situação de equilíbrio. Baseado nestes conceitos, o potencial, que promove a absorção de um gás A em um certo líquido, poderá ser equacionado da se- guinte forma: (Potencial de absorção)A = (Pressão Parcial)A – (Pressão Parcial de Equilíbrio)A Para ilustrar o assunto, pode-se tomar, como exemplo, o gráfico anterior, que repre- senta amônia sendo absorvida em água. 1º Exemplo: Qual será o potencial de absorção da amô- nia em água, à temperatura de 30ºC, conside- rando-se que na água existe uma concentra- ção de amônia de 5%, com pressão parcial de 50 mm Hg? Resposta: Como observado no gráfico em questão, para o valor de concentração ou so- lubilidade de equilíbrio igual a 0,05 e t = 30ºC, o resultado da pressão parcial de equilíbrio corresponde a 50 mm Hg. A força motriz ou potencial de absorção para este caso será: (Força Motriz) = 50 – 50 = 0, ou seja, nes- ta condição, o gás já está em equilíbrio com o líquido e não há, portanto, mais absorção. 2º Exemplo: Haveria absorção da amônia na água no exemplo 1, caso dobrasse a pressão parcial da amônia, mantendo-se a temperatura em 30ºC? Em caso positivo, qual seria a concentração ou solubilidade de equilíbrio para esta nova condição? Resposta: Nova pressão parcial = 2 x 50 = 100 mm Hg (Força Motriz) = 100 – 50 = 50 mm Hg, portanto como o potencial é > 0, haverá ab- sorção. De acordo com o gráfico, para a nova con- dição de equilíbrio, em que a pressão parcial é de 100 mm de Hg, na temperatura de 30ºC, a nova condição de concentração de amônia corresponderia a 8%. Nota: A pressão parcial de equilíbrio é sempre obtida graficamente, através das curvas de solubilidade. 3.5 Refluxo Interno Mínimo No caso dos processos de absorção e esgo- tamento, existe uma razão de refluxo mínimo, para que a operação desejada seja efetuada. 3.5.1 Absorção Para o processo de absorção, existe uma relação L/V mínima, a fim de que a operação de absorção desejada possa ser efetuada. Quan- to maior a relação L/V, melhor será a absor- ção, pois o líquido, L, ficará menos concen- trado no composto a ser absorvido. Com o aumento da relação L/V, tem-se, assim, um aumento no potencial de absorção. 3.5.2 Esgotamento No caso do processo de esgotamento, exis- te uma relação V/L mínima, para que a opera- ção de esgotamento desejada possa ser efetua- da. Quanto maior a relação V/L, melhor será o esgotamento, pois o vapor, V, ficará menos concentrado no composto a ser esgotado. Com o aumento da relação V/L, haverá, então, um aumento no potencial de esgotamento. 3.6 Resumo dos Fatores que Influenciam os Processos de Absorção e Esgotamento Favorece a absorção Favorece o esgotamento Aumento da pressão do gás (aumento da pressão parcial do composto a ser absorvido) Redução da temperatura Baixa concentração do com- posto a ser absorvido no líqui- do utilizado para a absorção Alta relação L/V Redução da pressão do gás (redução da pressão parcial do composto a ser esgotado) Aumento da temperatura Baixa concentração do com- posto a ser esgotado no vapor utilizado para o esgotamento Alta relação V/L 22 Operações Unitárias 3.7 Equipamentos Para a operação de absorção e esgotamen- to, são utilizados os mesmos equipamentos que para a operação de destilação, principalmente torres com recheios, embora torres com pra- tos com borbulhadores ou com pratos valvu- lados também sejam empregadas. As torres com recheios são mais utiliza- das em processos de absorção, pois nesta ope- ração as vazões de líquido e vapor, geralmen- te, não sofrem muita alteração ao longo do processo. Na operação correta, a torre está cheia de gás e o líquido desce através da coluna. O recheio, desta forma, está sempre coberto por uma camada de líquido permanentemente em contato com o gás. A vazão de líquido não pode ser muito pequena, caso contrário o recheio não ficaria molhado de maneira uniforme. A vazão de vapor não pode ser excessivamente alta, pois dificultaria a descida do líquido na torre. A transferência de massa entre as fases é promovida pelo recheio no interior da coluna. Este mantém o contato íntimo e contínuo en- tre as fases em toda a extensão de cada leito recheado. Anotações Operações Unitárias 25 Os equipamentos mencionados anteriormente podem ser observados nas figuras a seguir: 4.5 Equilíbrio entre as Fases Líquidas Existe uma analogia, que se pode fazer, entre os processos de esgotamento e ou absor- ção em relação ao processo de extração. A fase líquida do solvente, o extrato, pode ser considerada como a fase vapor, enquanto que a fase líquida da solução, o rafinado, pode ser considerada a fase líquida. Na absorção e no esgotamento, quando as duas fases entram em equilíbrio, não há mais alte- ração da composição nem da fase líquida, nem da fase vapor. Da mesma forma na extração, quando é atingido o equilíbrio entre as fases, então não haverá mais alteração das composi- ções do extrato e do rafinado, o que está ilus- trado na figura a seguir. 26 Operações Unitárias 4.6 Fatores que influenciam a Extração 4.6.1 Relação Solvente-Carga De forma semelhante ao processo de ab- sorção, na extração, também existe uma rela- ção mínima solvente/carga, abaixo da qual não é possível efetuar a extração desejada. Quanto maior a relação solvente/carga, me- lhor será a extração, pois uma concentração maior de solvente na solução aumentará o po- tencial de transferência de massa do soluto para a fase líquida do solvente, com a conseqüente formação do extrato. 4.6.2 Qualidade do solvente Nos casos em que o solvente é recupera- do, após a extração, quanto mais isento de soluto ele retornar para a torre de extração, melhor será a extração, pois sua composição estará mais afastada da composição de equilí- brio com a carga e maior será a transferência de soluto da fase da solução (carga) para a fase solvente. 4.6.3 Influência da temperatura Embora seja adequado que o solvente apresente insolubilidade na carga, isto na prá- tica não ocorre, pois sempre existe , ainda que pequena, uma solubilidade mútua entre as fa- ses que aumenta com a elevação da tempe- ratura. A composição das duas fases em equi- líbrio muda, então, com a alteração da tempe- ratura. Isto pode influenciar de forma negati- va na extração desejada. Portanto, nunca se deve operar com temperaturas acima das re- comendadas para um certo processo de extra- ção, pois poderá ocorrer a dissolução de parte ou até mesmo de todo o solvente na carga ou vice-versa, impedindo a separação das duas fases líquidas. Caso haja uma certa dissolu- ção de solvente na carga ou vice-versa, o equi- pamento não terá uma operação satisfatória com conseqüente queda de eficiência no pro- cesso de extração. Anotações Operações Unitárias 27 5Fluidização de Sólidose Separação Sólido 5.1 Fluidização de sólidos 5.1.1 Conceito Para compreender melhor o conceito de fluidização de sólidos, suponha que um fluido líquido ou gasoso esteja escoando vagarosa- mente através de um leito de partículas sóli- das finamente divididas. Os sólidos agem como um obstáculo à passagem deste fluido, ocasio- nando uma queda de pressão (DP), devido ao atrito, que aumenta com o aumento da veloci- dade. Ao aumentar ainda mais a velocidade do fluido, os canais de passagem formados pelo mesmo aumentam e as partículas sólidas fi- cam mais separadas. Nesse ponto, inicíasse a fluidização do leito de sólidos, pois estes per- dem suas características e passam a se com- portar como fluidos, de modo a seguir as leis de escoamento de fluidos, em que a pressão é proporcional à altura do leito. Caso continue o aumento da velocidade de escoamento do fluido, haverá um ponto em que as partículas sólidas serão arrastadas, des- fazendo-se, desta maneira, o leito sólido. 5.1.2 Objetivo da Fluidização A principal aplicação da operação com leito fluidizado é em processos cujas reações químicas envolvam catalisadores, como no caso do processo de craqueamento catalítico. Neste, o catalisador sólido finamente dividido está em forma de leito fluidizado. O estado fluidizado do catalisador, além de garantir seu melhor contato com a carga devido ao aumen- to da área específica do catalisador com ele, permite que o catalisador seja escoado de um vaso para outro por diferença de pressão, como se fosse um líquido. Evita-se, desta forma, a utilização de equipamentos de transporte de sólidos, como caçambas, esteiras rolantes, cor- reios ou outros métodos de transporte de lei- tos sólidos. 5.1.3 Tipos de Fluidização Existem dois tipos de fluidização, a parti- culada e a agregativa. A fluidização particulada ocorre, prin- cipalmente, quando o fluido é um líquido, en- quanto a fluidização agregativa ocorre quan- do o fluido é um gás. Na fluidização particulada, o início do processo é caracterizado por um rearranjo das partículas de forma a oferecer maior área livre para o escoamento, porém sem que as partícu- las percam o contato entre elas. Na fluidização agregativa, o início é ca- racterizado por um fenômeno semelhante à ebulição, ou seja, bolhas de gás atravessam o leito sólido e rompem-se na superfície, em- purrando as partículas de sólido para cima. A fluidização do tipo agregativa é aquela que ocorre no processo de craqueamento ca- talítico. 5.1.4 Dimensões do Leito Fluidizado A altura necessária do equipamento que contém o leito aumenta com a velocidade de escoamento do fluido, pois o volume de vazios fica maior com o aumento da velocidade. As partículas menores têm velocidade de queda menor do que as maiores, ou seja, se uma par- tícula de 1 mm não é arrastada pelo fluido, uma outra de 0,1 mm poderá ser arrastada e aban- donar o leito. Com o constante choque entre as partículas sólidas, aos poucos, elas vão sen- do reduzidas a tamanhos cada vez menores. Para que estas partículas não sejam arrastadas, seria necessária a utilização de velocidades muito baixas para o escoamento dos fluidos, o que equivale a construir equipamentos com diâmetros muito elevados. Mesmo com a construção de equipamentos com diâmetros muito elevados, ainda haveria o problema de que as partículas maiores não seriam movi- mentadas de forma adequada no leito. Por ou- tro lado, quando ocorre a redução de tama- nho das partículas, sempre existe o arraste de 30 Operações Unitárias No processo de craqueamento catalítico, a carga (gasóleo) entra em contato com o ca- talisador no riser, onde são iniciadas as rea- ções, que ocorrem em fase gasosa. O riser é um tubo de grande dimensão, que fica a mon- tante do reator. O reator, por sua vez, funciona como um vaso separador entre os produtos formados e o catalisador. O catalisador em forma de pó, ou seja, partículas muito finas, quando retirado do rea- tor, está impregnado com coque; por isso ne- cessita de retificação para retornar ao reator. No regenerador, o coque do catalisador é quei- mado na presença de ar, que vem do blower (soprador). Os gases gerados na combustão do catalisador (CO2, CO, H2O, H2, N2, O2 em ex- cesso, e outros gases), antes de serem envia- dos para a atmosfera, passam em uma caldei- ra recuperadora de calor (caldeira de CO), para que o calor latente dos gases, bem como a quei- ma do CO na caldeira possam ser aproveita- das na geração de vapor. Os ciclones, que estão localizados no topo do reator, evitam que o catalisador contamine os produtos que saem do reator. Os produtos gerados no reator seguem para uma torre de fracionamento, onde são separa- dos em frações, como GLP, nafta craqueada, diesel de FCC (LCO) e óleo combustível de FCC. Na torre de fracionamento, ainda é produzids uma fração denominada borra, que, por conter algum catalisador arrastado do pro- cesso de craqueamento, retorna para o início do processo, junto com a carga. Anotações Operações Unitárias 31 6Bombas 6.1 Curvas características de Bombas Centrífugas As curvas características de bombas tra- duzem o funcionamento do equipamento em questão. São produzidas a partir de dados empíricos (experimentais) do próprio fabrican- te do equipamento, fazendo a bomba vencer diversas alturas de coluna de líquido, varian- do a vazão do líquido e ao mesmo tempo veri- ficando a potência absorvida pelo eixo da bom- ba e a sua eficiência. As curvas características, fornecidas pe- los fabricantes de bombas são: a) curva de carga (H) versus vazão volu- métrica (Q); b) curva de potência absorvida (Pabs) versus vazão volumétrica (Q); c) curva de rendimento (h) versus vazão volumétrica (Q). Podem ser obtidas teoricamente ou, então, em testes de performance do equipamento em questão. 6.2 Curva da carga (H) versus vazão volumétrica (Q) A carga de uma bomba pode ser definida como a energia por unidade de peso. As cur- vas de carga versus vazão, fornecidas pelos fabricantes, apresentam, portanto, normalmen- te uma das seguintes unidades: kgf x m / kgf = m ou lbf x ft / lbf = ft A curva “carga” versus “vazão” recebe diferentes denominações, de acordo com a for- ma que apresenta: a) Curva tipo “rising” Nesta curva, a altura manométrica (H) aumenta continuamente com a diminui- ção da vazão, como pode ser observa- do na figura a seguir: b) Curva tipo “Drooping” Nesta curva, a altura manométrica, na ausência de vazão (vazão zero ou va- zão de shut-off), é menor do que a de- senvolvida pelo equipamento para ou- tras vazões, conforme apresentado na figura a seguir: c) Curva tipo “steep” Nesta curva, a altura manométrica (H) aumenta rapidamente com a diminui- ção da vazão, conforme se observa na figura a seguir: 32 Operações Unitárias d) Curva tipo “Flat”: As curvas características de bombas po- dem ser conceituadas como curvas do tipo es- tável e instável. 1. Curva tipo “estável” Curvas do tipo estável são aquelas em que um determinado valor de altura manométrica (H) corresponderá somente a uma vazão (Q), como é o caso das curvas dos itens a, c, d (rising, steep, flat). 2. Curva tipo “instável” São aquelas em que um determinado va- lor de altura manométrica (H) poderá corres- ponder a uma ou duas vazões (Q), como é o caso da curva do item b (drooping). 6.3 Curva de potência absorvida (PABS.)versus vazão volumétrica (Q) Geralmente, quando se escolhe uma bom- ba, a maior preocupação é com a potência ab- sorvida pela bomba, pois esta é a requerida pelo acionador da bomba. A seleção do equi- pamento será feita, portanto, com base neste dado de potência. É importante que se faça a distinção entre “potência útil cedida ao fluido” e “potência absorvida pela bomba”. A potência útil cedida ao fluido não leva em consideração as perdas que ocorrem no equipamento, enquanto que a potência absor- vida no eixo da bomba é a energia efetivamente entregue à bomba, para que esta realize traba- lho desejado. A potência absorvida pela bom- ba considera, então, a eficiência do equipamento. a) Potência útil cedida ao fluido: a potên- cia cedida ao fluido, que não considera a eficiência da bomba, é a potência re- cebida por ele para a realização do tra- balho de deslocamento do mesmo e pode ser expressa pelas equações se- guintes: PC = r . Q . H / 550 em que: PC = potência cedida em HP r = massa específica em lb/ft3 Q = vazão volumétrica em ft3/s H = altura manométrica em ft PC = g . Q . H / 550 em que: PC = potência cedida em HP g = peso específico em lbf/ft3 Q = vazão volumétrica em ft3/s H = altura manométrica em ft PC = g . Q . H / 75 em que: PC = potência cedida em CV g = peso específico em kgf/m3 Q = vazão volumétrica em m3/s H = altura manométrica em m b) Potência absorvida pela bomba: é a po- tência que a bomba recebe do aciona- dor (motor, turbina ou outro equipa- mento). Analogamente à potência ce- dida, a potência absorvida pode ser ex- pressa pelas equações seguintes: Pabs = r . Q . H / 550 . h em que: Pabs = potência absorvida em HP r = massa específica em lb/ft3 Q = vazão volumétrica em ft3/s H = altura manométrica em ft h = rendimento da bomba Pabs = g . Q . H / 550 . h em que: Pabs = potência cedida em HP g = peso específico em lbf/ft3 Q = vazão volumétrica em ft3/s H = altura manométrica em ft h = rendimento da bomba Pabs = g . Q . H / 75 . h em que: Pabs = potência cedida em CV g = peso específico em kgf/m3 Q = vazão volumétrica em m3/s H = altura manométrica em m h = rendimento da bomba Operações Unitárias 35 Do gráfico anterior, pode-se observar que os pontos normais de trabalho para a bomba em questão são os seguintes: a) vazão normal de operação: QT; b) carga ou head normal de operação: HT; c) potência absorvida no ponto normal de operação: PT; d) rendimento da bomba no ponto normal de operação: hT. Existem diversos recursos que possibili- tam a modificação, da curva (H X Q) da bom- ba e da curva (H X Q) do sistema, desta for- ma existe a possibilidade da mudança do pon- to de trabalho normal, para o atendimento de uma outra necessidade operacional. 6.8.1 Alteração da Curva (H x Q) do Sistema Alterar a curva (H X Q) do sistema con- siste, basicamente, em modificar o próprio sis- tema para o qual foi levantada a curva. Estas alterações podem ser realizadas de diversas formas, como por exemplo, a variação das pressões dos reservatórios, a modificação do diâmetro das linhas, a modificação das cotas do líquido a ser transferido, modificação dos acessórios da linha, etc, ou seja, qualquer al- teração que implique em alteração da energia necessária para a movimentação do líquido entre os pontos considerados. Um simples fechamento de uma válvula de descarga altera a curva do sistema conside- rado, pois estará ocorrendo um aumento da perda de carga do líquido neste sistema, exi- gindo mais energia para a realização da trans- ferência do líquido. Neste caso, a curva do sis- tema terá um súbito aumento e haverá, para uma bomba com curva estável, um decrésci- mo de vazão, conforme demonstrando no grá- fico a seguir: 6.8.2 Fatores que influenciam a Curva (H x Q) da Bomba As curvas características das bombas po- derão ser alteradas modificando-se alguns fa- tores ou efeitos no próprio equipamento em questão: 1. modificação da rotação da bomba; 2. modificação do diâmetro externo do impelidor; 3. modificação das características do fluido; 4. efeito do desgaste do equipamento (tempo de operação da bomba). 6.9 Fenômeno da Cavitação Caso a pressão absoluta, em qualquer pon- to de um sistema de bombeamento de líquido, for reduzida abaixo da pressão de vapor do lí- quido, na temperatura de operação, parte des- te líquido se vaporizará e nestas condições, as bolhas de vapor formadas, ao atingir regiões de maiores pressões sofrem um colapso e retornam para a fase líquida. O colapso das bolhas tem como consequência a formação de ondas de choque que causam o fenômeno da cavitação. 6.9.1 Inconvenientes da Cavitação Os principais inconvenientes da cavitação são: a) barulho e vibração – são provocados pelas ondas de choque geradas pelo co- lapso das bolhas; b) alteração das curvas características – são provocadas pela diferença de volu- me específico entre o líquido e o va- por, bem como pela turbulência gerada pelas ondas de choque; c) remoção de partículas metálicas (pitting) – são provocadas pelas ondas de choque e potencializados pelo au- mento da temperatura local do material, com a conseqüente alteração das carac- terísticas estruturais. 6.9.2 Principal Região da Cavitação Uma vez que a cavitação é um fenômeno que ocorre quando a pressão em um ponto do sistema diminui para valores iguais ou meno- res do que a pressão de vapor do líquido bom- beado, é necessária a determinação da região do sistema de bombeamento onde é mais pro- vável que ocorra o fenômeno da cavitação. Uma ligeira análise aponta a entrada do impe- lidor como a região mais favorável para o iní- cio da cavitação. Nesta região, a energia do fluido é mínima, pois a energia cinética do flui- do foi reduzida devido à perda de carga ocor- rida no trecho de escoamento e o líquido, na entrada do impelidor, ainda não recebeu ne- nhuma quantidade adicional de energia. 36 Operações Unitárias 6.9.3 Causas Secundárias da Cavitação As causas secundárias, que podem favo- recer o fenômeno da cavitação, são deficiên- cias de projeto, operação ou manutenção que provoquem uma queda local de pressão. Vazamentos excessivos de líquido através de anéis de desgaste de bombas, devido à de- ficiência de projeto ou ainda por falta de acom- panhamento por parte da manutenção, podem gerar, portanto, um distúrbio na entrada da sucção da bomba, provocando perda de pres- são local e conseqüentemente o início do pro- cesso de cavitação. Outros problemas que podem provocar cavitação são distúrbios na sucção da bomba, como por exemplo, material sólido deposita- do na linha de sucção bloqueando parcialmente o escoamento do líquido, causando queda de pressão local e o início da cavitação. Distúrbios causados pelo desvio do flui- do na orientação principal, na saída da voluta, também podem causar queda de pressão lo- cal, com decorrente início do fenômeno da cavitação, conforme pode ser observado na figura a seguir. Bombas operando fora da sua vazão de projeto podem ocasionar turbulência, com conseqüente queda da pressão local, ocasio- nando, desta forma, o fenômeno da cavitação. Este problema ocorre devido à incompa- tibilidade entre o ângulo de saída do fluido e a posição fixa das pás difusoras, conforme apre- sentado na figura seguinte. Projetos inadequados de bombas podem ocasionar a indução de fluxo em sentido in- verso ao fluxo normal na sucção. Uma queda de pressão pode ser gerada e em decorrência o fenômeno da cavitação, conforme demonstra- do na figura a seguir. 6. 10 NPSH (Net Pressure Suction Head) Existem duas definições para o NPSH, são elas o NPSH disponível e o NPSH requerido. Operações Unitárias 37 6.10.1 NPSH disponível O NPSH disponível é a quantidade de energia que o líquido possui no flange da suc- ção da bomba, acima da pressão de vapor do próprio líquido. Cálculo do NPSH disponível O cálculo realizado para encontrarmos o NPSH disponível na sucção da bomba é o se- guinte: (NPSH)D = (P / g) – (PV / g) + h – hFS em que: (NPSH)D ....... altura manométrica disponível na sucção da bomba. P ................... pressão absoluta no reservató- rio (Pmanométrica + Patm). h ................... diferença de cotas entre a suc- ção da bomba e o nível do re- servatório. g ................... peso específico do fluido na temperatura de escoamento. hFS ................. perda de carga no trecho entre o reservatório e a entrada do olho do impelidor. Pv .................. pressão de vapor na tempera- tura de escoamento. Fatores que influenciam o (NPSH)D Os fatores que interferem diretamente o NPSH disponível são a altura estática de suc- ção, a altitude local que influencia na pressão atmosférica, a temperatura de operação, o peso específico do líquido e os tipos de acessórios existentes no trecho de linha entre o reserva- tório e a sucção da bomba. 6.10.2 NPSH requerido O NPSH requerido é a altura manométri- ca necessária para vencer as perdas por fric- ção no bocal e na entrada do impelidor, de modo a garantir que a pressão local esteja aci- ma da pressão de vapor do líquido na zona de menor pressão do impelidor. O NPSH requerido é sempre fornecido pelo fabricante do equipamento. 6.10.3 NPSH disponível versus NPSH requerido O NPSH disponível sempre deverá ser maior do que o NPSH requerido, pois do con- trário tem-se a ocorrência do fenômeno da ca- vitação. Antes da escolha da bomba que fará o trabalho desejado, tem-se sempre que calcular o NPSH disponível na sucção com a finalida- de de se escolher o equipamento adequado à situação desejada. (NPSH)D > (NPSH)R(Sempre) Graficamente, pode-se delimitar a faixa de vazão de operação de uma bomba, sem o risco da ocorrência do fenômeno da cavitação, uti- lizando-se o conceito do NPSH, conforme observado no gráfico da figura a seguir: 6.11 Associação de Bombas Existem duas maneiras distintas de se fa- zer associação de bombas: em série ou em paralelo. Ambas são usuais, porém a utiliza- ção de um caso ou de outro depende das ne- cessidades exigidas em cada processo opera- cional, pois são associações destinadas a re- solver problemas distintos. No caso de exigência de alturas manomé- tricas muito elevadas, utiliza-se a associação de bombas em série, no entanto, quando a exigência trata-se de vazão elevada, então a as- sociação das bombas deverá ser feita em para- lelo. 6.11.1 Associação de Bombas em Série No caso da associação de bombas em sé- rie, utilizada para o aumento da altura mano- métrica, a descarga de cada bomba será co- nectada à sucção da seguinte, até o último equi- pamento. A vazão do sistema, nesta situação, será limitada pela bomba que apresenta me- nor vazão, ou seja, a vazão do sistema corres- ponderá a apenas uma bomba, enquanto a pres- são de descarga será a soma das pressões de descarga de cada bomba. A associação de bombas em série, por- tanto o flange de sucção e a carcaça de cada bomba deverão suportar a pressão desenvol- vida pelas anteriores, lembrando que o último flange e a última carcaça deverão suportar a pressão total do sistema. 40 Operações Unitárias O destilado ou produto de topo deve ter uma razão em relação à carga igual a 60% e sua composição em massa, xD, é: a = 80% ; b = 18% e c = 2% Baseado nos pontos expostos, calcular: a) A razão do resíduo em relação à carga; b) A composição, em massa, do resíduo (xW); c) O percentual de recuperação do com- ponente a no destilado; d) O percentual de recuperação do com- ponente c no resíduo. 07. Uma corrente de 20.000 SCFH de um gás, com composição molar de 10% de SO2, 5% de O2 e 85% de N2, deverá ser tratada em uma torre de absorção com 1.000 lb/h de água, para a remoção de todo o SO2. Calcular as vazões de gás, em SCFH, e da água rica em SO2, em lb/h, que saem da torre de absorção. Dados: SCFH = standard cubic feet per hour (ft3/h nas seguintes condições: t = 60ºF e P = 14,7 psi) Constante universal dos gases = (R) = 0,73 atm . ft3 / lbmol . ºR Peso molecular: S = 32; O = 16; N = 14 08. Em uma caldeira, são produzidos 50 t/h de vapor superaquecido a 397ºC. Para isto, a mes- ma recebe água desmineralizada, que, após a tro- ca de calor em um certo permutador de calor, entra na caldeira a 62 ºC. Sabendo-se que o Cp da água é 1 cal/g. ºC, que a entalpia do vapor superaquecido na temperatura em questão é 762 Kcal/kg, que o poder calorífico do gás com- bustível é 10.400 Kcal/kg e do óleo combustível de refinaria é de 9.400 Kcal/kg, pergunta-se: a) Qual a quantidade de calor envolvida nes- te processo para a realização desta tarefa? b) Qual a quantidade de combustível a ser queimado na caldeira para a realização desta tarefa no caso de ser utilizado so- mente óleo combustível; c) Qual a quantidade de combustível a ser queimado na caldeira para a realização desta tarefa no caso de ser utilizado so- mente gás combustível; d) Qual seriam as quantidades de óleo e de gás combustível no caso de uma queima mista na caldeira. Considere a contribuição da quantidade de calor en- volvida no processo correspondente a 35% com relação ao gás e o restante relativo ao óleo? 09. A carga de uma coluna de destilação, que opera com pressão atmosférica, é de 10 t/h de uma mistura líquida, cuja composição molar é 60% de benzeno e 40% de tolueno. A carga, antes de entrar na torre, está a 35ºC e é pré- aquecida pelo produto de fundo desta coluna. O destilado contém 98,2% de benzeno e está saturado na temperatura de 81ºC. A razão de refluxo externo de topo na coluna é de 3:1. O produto de fundo da coluna (resíduo) contém 3,2% em mol de benzeno, sai da torre na tem- peratura de 109ºC, e é enviado para ser arma- zenado na temperatura de 50ºC, após trocar calor, em um permutador que pré-aquece a car- ga. O condensador de topo utiliza água de res- friamento para a condensação do produto de topo da coluna, que entra na temperatura de 30ºC e sai na temperatura de 50ºC. O referve- dor de fundo da coluna utiliza vapor de água disponível à pressão absoluta de 4,5 kgf/cm2, que entra a 200ºC e sai na temperatura de sa- turação. Calcular: a) Vazão mássica do vapor de topo, do destilado e do produto de fundo; b) Carga térmica do condensador de topo em Kcal; c) Carga térmica do refervedor em Kcal; d) Carga térmica do pré-aquecedor em Kcal; e) A vazão mássica de vapor no refervedor e a vazão mássica de água de resfria- mento no condensador em t/h. Dados: Massa molar: Benzeno = 78, Tolueno = 92 Entalpias: 1 Kcal = 4,1868 KJ Entalpia do vapor de água a 4,5 kgf/cm2 e 200ºC = 682,4 Kcal/kg Entalpia do vapor de água saturado = 655,2 Kcal/Kg (Cp)A.R. = 1,0 cal/g .ºC 10. Dada a curva de potência em função da vazão de uma bomba, representada no anexo III, e sabendo-se, ainda, que o fluido tem mas- sa específica de 0,84 g/cm3, calcular: Tempo oC Benzeno (KJ/kg) 35 50 81 109 –229,7 –203,5 –148,1 –92,3 Tolueno (KJ/kg) Líquido Vapor Líquido Vapor 192,6 208,6 244,5 277,7 –199,9 –173,2 –116,3 –58,7 209,0 227,2 267,8 307,5 Operações Unitárias 41 a) Associação da bomba A em série com a bomba C; b) Associação da bomba B em série com a bomba D; 14. No anexo V, são apresentadas as curvas características de duas bombas, A e B. Basea- do nestas curvas, pede-se para plotar a curva característica da associação, em paralelo, des- tas bombas. a) O rendimento da mesma, quando operando com vazões de 30, 35 e 40 m3/h, que correspondem a alturas manométricas respectivas de 212, 208 e 204 m, considerando impelidor de di- âmetro 12 ½”; b) O rendimento da mesma, quando ope- rando com vazões de 30, 35 e 40 m3/h, que correspondem a alturas manomé- tricas respectivas de 98, 92 e 82 m, con- siderando impelidor de diâmetro 9 ½”. c) A potência útil cedida ao fluido, em cada caso dos itens acima. Dados adicionais: 1 kg = 2,2 lb; 1 m3 = 35,31 ft3; 1 m = 3,28 ft 11. Em um processo em que existe a necessi- dade de transferência de um produto de um vaso na unidade até um reservatório, preten- de-se utilizar uma bomba, cuja curva está re- presentada nos anexos I e II. Sabendo-se que, a curva do sistema é representada pela equa- ção H = 2,5 + 0,5 . Q e que a altura manomé- trica necessária para a realização desta opera- ção é de no mínimo 9 m, verificar a possibili- dade da realização desta tarefa utilizando o equipamento em questão. Em caso positivo, pede-se a vazão de operação para este proces- so, assim como o NPSH requerido desta bom- ba para esta vazão. 12. Um derivado de petróleo deverá ser trans- ferido de um vaso no processo, cuja pressão manométrica é de 0,30 Kgf/cm2 e cuja cota da sucção da bomba é de 1.367 mm, até um re- servatório onde a pressão é atmosférica e cuja cota é de 6.008 mm. A vazão de operação ne- cessária, para que o processo seja contínuo, é de 19 m3/h. O produto a ser bombeado tem peso específico de 0,75 gf/cm3 e pressão de vapor de 0,50 Kgf/cm2, na temperatura de es- coamento. A perda de carga no trecho entre a entrada do olho do impelidor e a entrada do reservatório é de 4,5 m. Caso seja utilizada uma bomba, cuja curva de NPSH requerido está representada no anexo II, pesquisar se este equipamento poderá fazer esta operação sem a ocorrência do fenômeno da cavitação? Dado: pressão atmosférica local 0,97 atm. 13. No anexo IV, estão representadas as cur- vas características de quatro bombas, A, B, C e D. Baseado nestas curvas, plotar a curva ca- racterística das seguintes associações: Anotações 42 Operações Unitárias Operações Unitárias 45 ANEXO II CURVA DO NPSH REQUERIDO DA BOMBA 46 Operações Unitárias 1. Diâmetro do impelidor =

  2. Diâmetro do impelidor =
  ANEXO III CURVA DE POTÊNCIA ABSORVIDA BHP Operações Unitárias 47 ANEXO IV BOMBA A = CURVA 1 BOMBA C = CURVA 3 BOMBA B = CURVA 2 BOMBA D = CURVA 4