Relatório Final do Projeto de Produção de Estireno por Desidrogenação do Etilbenzeno

1 Recebido em às h por EQ922 Projeto Químico 1o Semestre de 2014 Produção de Estireno por Desidrogenação do Etilbenzeno Relatório Final Supervisor Profa Dra Maria Teresa Moreira Rodrigues Equipe 1 Caio Henrique Adami de Freitas RA090597 Carolina Crochiquia Palomo RA090694 Luiz Guilherme Lomônaco Germiniani RA103246 Marcelle Bruna de Mendonça Spera RA092175 Natália Faganello Fachini RA103620 Paulo Morales Mostasso RA103747 2 ÍNDICE RESUMO 3 NOMENCLATURA 4 1 OBJETIVOS 5 2 DESCRIÇÃO DO PROJETO 6 21Descrição do processo 7 3 DESCRIÇÃO DOS EQUIPAMENTOS 9 31Reatores 9 32Separador trifásico 11 33Coluna de destilação 12 34Refervedor 13 35Caldeira 15 36Trocador de calor 16 37Isométrico 17 37Tanques de armazenagem 19 4 ANÁLISE ECONÔMICA 20 41Lucro anual e viabilidade econômica 20 42Consumo total com melhorias 20 43Integração energética 21 44Aproveitamento da água do separador trifásico 21 45Aproveitamento do gás hidrogênio 21 46Análise de custos 22 5 SEGURANÇA E QUALIDADE 24 51Qualidade 24 52Segurança 24 6 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS 26 ANEXOS 27 3 RESUMO Foi desenvolvido o projeto preliminar de uma planta de produção de estireno a partir da desidrogenação catalítica do etilbenzeno O estireno foi obtido na pureza de 99 e a conversão global da planta foi de 97 sendo que na unidade de reação obtevese 65 As reações secundárias praticamente não aconteceram e portanto os produtos secundários foram considerados impureza e não foram recuperados Como há nesse projeto alta seletividade do estireno em relação aos produtos indesejados não há a necessidade de duas colunas o que faz desse projeto mais viável do que outros projetos convencionais em termos de custo fixo e sobretudo do gasto com energia Para otimizar a planta foram realizados projetos de melhoria para reduzir custos com matéria prima e principalmente energia Para isso realizouse integração energética e aproveitamento de efluentes o que tem além do impacto financeiro um apelo ambiental muito positivo O lucro alcançado ao final dos projetos de melhoria em fequil F foi de F 304 milhões em que se considera tão somente receita e despesas de produção O dimensionamento da planta foi realizado para uma capacidade máxima de aproximadamente 105 mil toneladas de estireno produzidas por ano podendo com flexibilidade ser operada para 100 mil toneladas como requerido pelo contratante 4 NOMENCLATURA Segue abaixo a lista com os símbolos adotados para representar as variáveis presentes nos cálculos efetuados nesse relatório seguido de suas unidades C Fator de correção parâmetro de abertura da válvula projetada D Diâmetro interno da tubulação in L altura da coluna m mcat massa de catalisador ton Net Positive Suction Head m NST número de estágios vazão volumétrica da tubulação projetada ft³s Vreator volume do reator m³ VRTP volume requerido do tanque de produto gal EUA VRTR volume requerido do tanque de reagente gal EUA ε porosidade ρ massa específica lbmft³ ρcat densidade aparente do catalisador tonm³ 5 1 OBJETIVOS O presente trabalho objetiva apresentar o projeto preliminar de uma planta de produção de estireno a partir da rota de desidrogenação catalítica do etilbenzeno sendo o catalisador principalmente constituído de óxido de ferro Além disso estão descritos os principais equipamentos e seus dimensionamentos e parâmetros de projeto e processo 6 2 DESCRIÇÃO DO PROJETO No presente projeto a produção do estireno é realizada através da rota de desidrogenação direta do etilbenzeno na qual a reação é conduzida em fase vapor sobre um leito catalítico constituído principalmente de óxido de ferro As principais reações que ocorrem nesta unidade reacional mencionada são I II III A principal reação Reação I é reversível e promove a conversão endotérmica do etilbenzeno em estireno e hidrogênio gasoso Esta reação apresenta alto rendimento na presença de catalisador e ocorre em fase gasosa James 2007 As principais hipóteses adotadas para o funcionamento da planta neste projeto foram Produtividade anual alvo 100000 toneladas de estireno 99 de pureza Produtividade anual alcançada 104450 toneladas de estireno 99 de pureza Funcionamento 330 dias de operação com 3 turnos 24 horas diárias de operação Modelos termodinâmicos empregados nas simulações utilizando o Aspen Plus NRTL para as colunas de destilação indicado para sistemas nãoideais no qual há presença de misturas polares e apolares Pode ser utilizado para equilíbrios líquidovapor líquidolíquido e líquidolíquidovapor NRTLRK para os outros equipamentos foi adotada essa variação do pacote termodinâmico NRTL para aumentar a exatidão dos resultados através da utilização do método de RedlichKwong atrelado ao modelo NRTL pois na etapa inicial do processo há a presença de vapor dágua na alimentação do processo O processo é formado fundamentalmente por quatro unidades 1 U100 Matéria prima e préreação é a preparação e mistura dos reagentes e a adequação das utilidades necessárias para que a alimentação do reator esteja adequada 2 U200 Reação a bateria de reatores tipo leito catalítico nos quais ocorre a síntese do estireno 3 U300 Separação constituída por um separador trifásico horizontal que segrega as três fases presentes na corrente de saída da unidade reacional a fase líquida aquosa a fase gasosa e a fase líquida orgânica que contém o produto desejado 7 4 U400 Destilação a fase líquida rica em orgânicos que deixa a unidade de separação é alimentada na coluna de destilação na qual ocorre a purificação do produto final e do reagente etilbenzeno que é realimentado no processo Figura 1 Diagrama e blocos das principais unidades envolvidas no processo de fabricação do estireno 21 Descrição do processo U100 Matéria prima e préreação O etilbenzeno líquido estocado à 25 oC abaixo de seu ponto de fulgor é aquecido a 135 oC e enviado para o processo A corrente de reciclo contendo principalmente etilbenzeno é adicionada e então a mistura é vaporizada trocando calor com a corrente quente que sai da unidade reacional A corrente aquecida de etilbenzeno é misturada com vapor proveniente da caldeira na razão molar de 109 de vapor para 1 de etilbenzeno O vapor adicionado está à temperatura suficiente para deixar a mistura a 600 oC A temperatura do vapor é controlada através de um dessuperaquecedor que se utiliza de vapor saturado de baixa pressão A mistura contendo vapor e etilbenzeno é então enviada para a unidade reacional U200 Reação A unidade de reação consiste em dois estágios de 4 reatores adiabáticos unitubulares em paralelo com aquecimento entre estágios A mistura entra a 600 oC no primeiro estágio e reage catalíticamente formando principalmente estireno e hidrogênio gasoso Ao sair do primeiro estágio de reação é novamente aquecida por um trocador fornotubular até 600 oC e entra no segundo U100 PréReação U200 Reação U300 Separação U400 Destilação Estireno pureza 99 8 estágio contendo mais 4 reatores idênticos ao primeiro estágio Ao final do segundo estágio a mistura contendo estireno hidrogênio gasoso vapor etilbenzeno e impurezas é resfriada trocando calor com o etilbenzeno do início do processo Para seguir para a unidade de separação a corrente gasosa é resfriada até 80 oC com água de resfriamento e depois até 40 oC com água de refrigeração A corrente resfriada que contém duas fases líquidas e uma gasosa é enviada para a unidade de separação U300 Separação A unidade de separação consiste na presença de um separador trifásico o qual opera à pressão de 1 bar e a 40 oC Desse separador sai uma corrente gasosa contendo praticamente hidrogênio gasoso o qual é enviado para a caldeira e é aproveitado como combustível Uma corrente líquida aquosa sai do separador e é enviada para o tratamento de efluentes pois será reutilizada na caldeira para se obter o vapor vivo utilizado na unidade préreacional A corrente líquida orgânica contendo etilbenzeno estireno e impurezas sai do separador e é enviada para a unidade de destilação para se obter o estireno na especificação desejada U400 Destilação e Distribuição A unidade de destilação consiste em apenas uma coluna para se obter o estireno a alta pureza A corrente orgânica que sai do separador trifásico é bombeada para a coluna e ao passar por uma válvula de expansão sofre uma queda de pressão e entra na coluna que opera à vácuo A coluna de 75 pratos opera à razão de refluxo de 107 e separa o etilbenzeno e impurezas no topo da coluna e o estireno no fundo da coluna com pureza em base molar de 099 O etilbenzeno líquido impuro passa por um estágio de colunas de adsorção para retirar principalmente a água o benzeno e o tolueno que estão na ordem de ppm e segue para a unidade de préreação Na Figura A1 anexo a este documento é apresentado o fluxograma detalhado do processo 9 3 DESCRIÇÃO DOS EQUIPAMENTOS 31 Reatores RA201RA202 A escolha do modo de operação do reator como adiabático foi baseada na sua melhor performance quando comparado com reator isotérmico Observouse que para uma mesma temperatura a seletividade e o rendimento do reator em modo adiabático são maiores que os do reator operado isotermicamente Figura 3 isso é extremamente desejável pois o reator PFR de leito fixo a conversão está relacionada com o comprimento do reator indicando que a seletividade e o rendimento aumentam ao longo do reator Figura 3 Desempenho do reator para diferentes temperaturas e modos de operação pressão 04 bar e razão vaporetilbenzeno 12 Seletividade do estireno em relação ao benzeno Além das vantagens já mencionadas os reatores adiabáticos são mais simples para modelar e possuem uma maior facilidade de operação Seria consideravelmente mais complexo a montagem do sistema reacional isotérmico que a do adiabático de forma que neste primeiro caso o vapor teria que ser injetado em diversos pontos para garantir a manutenção da temperatura gerando maiores riscos de vazamento e sistema de controle mais complexos e custosos O comprimento dos reatores foi dimensionado com base nos perfis de conversão de etilbenzeno e na queda de temperatura dentro do reator pois a reação principal é endotérmica Assim visando atender as condições limites de queda de pressão relativa deve ser menor que 10 da pressão de entrada dentro do reator tipo leito fixo determinouse os diâmetros de cada unidade O volume determinado foi de 322 m³ dividido em quatro reatores idênticos em paralelo no 0999980 0999985 0999990 0999995 1000000 0 05 1 Rendimento Conversão 00E00 20E05 40E05 60E05 80E05 10E06 12E06 14E06 16E06 18E06 20E06 0 05 1 Seletividade Conversão 10 primeiro estágio e 342 m³ no segundo estágio dividido da mesma forma A entrada na segunda bateria de reatores é aquecida por um trocador de calor fornotubular TC201 e alimentada à mesma de temperatura de entrada do primeiro estágio da unidade reacional representada na Figura 4 Figura 4 Fluxograma da Unidade de reação Os perfis obtidos para a unidade de reação encontramse em anexo Figuras A2 a A5 As Tabelas 3 e 4 apresentam os valores das principais dimensões dos reatores projetados Tabela 3 Dimensões dos reatores do primeiro estágio Diâmetro m 32 Comprimento m 100 Volume de cada reator m³ 804 Razão LD 31 Volume de cada bateria de reatoresm³ 3217 Tabela 4 Dimensões dos reatores do segundo estágio Diâmetro m 33 Comprimento m 100 Volume de cada reator m³ 855 Razão LD 30 Volume de cada bateria de reatores m³ 3421 Como a temperatura de operação dos reatores será bastante elevada devese empregar um material com alta resistência a mudanças de temperatura as reações são endotérmicas e que suporte altas temperaturas Com base nisso verificando os materiais possíveis decidiuse a utilização do aço inox 304H ou a liga 800H Tillack Guthrie por serem materiais adequados para 11 trabalhar a alta temperatura sendo que a escolha entre eles será feita pelo que tiver um menor custo A quantidade de catalisador a ser utilizada a cada 21 meses é calculada por onde é a massa de catalisador ton é o volume dos reatores m³ é a fração de sólidos e é a densidade aparente do catalisador tonm³ 32 Separador Trifásico ST301 A unidade de separação consta com um separador trifásico de orientação horizontal Será utilizada a configuração com Weir recomendada quando há uma quantidade substancial de líquido pesado no sistema pois a presença de weir auxilia para a ocorrência de uma separação mais eficiente já que há uma grande quantidade de água A Figura 5 representa o design escolhido para o dimensionamento do separador trifásico Figura 5 Design de um separador trifásico com weir O separador opera a pressão de 1 bar e 40 C temperatura que se encontra entre o limite de operação do separador 10 a 80 C Para a composição da corrente de saída consultar o balanço de massa na Tabela A1 em anexo A Tabela 5 mostra os resultados obtidos do dimensionamento do separador Decidiuse a utilização do metal aço carbono para a construção do separador por ser uma alternativa barata e dado que a mistura de entrada do separador não demanda um material mais robusto Tabela 5 Parâmetros calculados no dimensionamento do separador trifásico Orientação Horizontal Diâmetro m 36 Largura m 54 12 33 Coluna de destilação CD401 No dimensionamento da coluna de destilação diversos são os parâmetros envolvidos Estes são denominados parâmetros de projeto uma vez que devem ser determinados com a finalidade de se projetar o equipamento desejado e possibilitar a separação prédeterminada Pretendese obter o estireno no fundo da coluna com uma pureza de 99 base molar e o etilbenzeno com impurezas no topo É importante ressaltar que as concentrações de benzeno e tolueno na alimentação da coluna de destilação foram da ordem de ppm e ppb respectivamente não justificando assim a sua recuperação Portanto eles são tratados como impurezas presentes do etilbenzeno recuperado A pressão de operação é de extrema importância tanto em termos termodinâmicos quanto em termos de processo Verificouse que ao reduzir a pressão obtémse uma separação mais eficiente do par binário etilbenzenoestireno Além disso a pressão de operação influencia na temperatura de equilíbrio o que é de extrema importância quando se trabalha com estireno pois acima de 120 oC há polimerização Dessa forma escolheuse trabalhar com vácuo na pressão de 360 mmHg 05 bar e que a máxima pressão de operação da coluna é de 400 mmHg A eficiência da coluna não foi considerada uma vez que utilizouse do método Rate based no Aspen Plus O diâmetro da coluna foi calculado através da determinação da velocidade máxima de fase vapor Se essa velocidade for muito alta área de secção transversal pequena pode haver inundação da coluna O diâmetro encontrado foi 42 m Os parâmetros de espaçamento entre pratos espessura de pratos e diâmetro do orifício não foram determinados ou calculados Neste caso utilizaramse valores típicos utilizados na indústria e que são fornecidos em algumas literaturas Kister 1992 Para a determinação do estágio ótimo de alimentação adotouse aquele que minimizava o calor necessário no refervedor ao mesmo tempo em que maximizava a fração molar de estireno na corrente do fundo da coluna Desta forma o estágio de alimentação da coluna foi definido como o 34 contado do fundo ao topo No cálculo da altura da coluna foi utilizada a seguinte correlação Eq 1 Onde é um fator de correção pois além dos espaços entre os pratos também se faz necessária a inserção de espaços adicionais por exemplo para alimentação do refluxo no topo da coluna e também instalação de um prato de alimentação com a finalidade de distribuir a alimentação da coluna Segundo Luyben 2006 a altura encontrada deve ser corrigida em 15 logo A Tabela 6 sumariza os dados do projeto os dados de composição das correntes de saída encontramse em anexo na Tabela A1 13 Tabela 6 Resumo dos valores obtidos no dimensionamento da coluna Razão de refluxo 107 Diâmetro da coluna 42 m Tray spacing 061 m Espessura do prato 325 mm Diâmetro do orifício 001 m Número de estágios reais 75 Estágio de alimentação 34 fundo ao topo Calor do refervedor 94 Gcalh Altura da coluna 52 m Por fim determinouse que a coluna seria construída de aço inox A Treybal 1980 diz que é aconselhável utilizar este material na confecção do equipamento que opera à vácuo apesar do processo não apresentar ambiente propício à corrosão 34 Refervedor TC401 Entre os principais tipo de refervedores estão o Kettle e os termossifões Ambos são muito utilizados em colunas de destilação sendo os primeiros externos ou até mesmo internos à coluna Neste projeto adotouse como refervedor o Kettle devido a sua aplicabilidade quando a operação ocorre em vácuo Ressaltase ainda a simplicidade e confiabilidade do design uma vez que poucos são os parâmetros para se calculálos O equipamento se baseia em parâmetros calculados para evaporação nucleada que será explicado adiante em termos do fluxo de calor Escolheuse o trocador de calor TEMA BKU ou seja Bonnet Integral cover B Kettle K UTube Bundle U Mukherjee 1998 O mesmo segue ilustrado na Figura 6 onde no bocal 3 há entrada de líquido proveniente da coluna o qual preenche o casco até uma altura que deve ser parâmetro de projeto altura do vertedouro A piscina formada recebe calor do vapor de baixa pressão que flui no interior dos tubos e acaba evaporando Adotouse como fluido quente vapor de baixa pressão devido a temperatura associada à saturação deste Vale resslatar que todos os vapores disponíveis como utilidade no projeto apresentam temperatura superior à temperatura de saturação da mistura que deixa o estágio antes do refervedor sendo assim todos são suficientes para troca térmica Porém quanto maior a pressão de vapor menor é a diferença de entalpia específica entre a fase vapor e a fase líquida portanto devese utilizar o vapor de menor pressão disponível e que satisfaça a troca térmica no caso de estudo vapor de 6 bar A quantidade de vapor de mistura produzida depende diretamente da área de troca térmica entre os fluidos A fração de mistura que não é vaporizada passa sobre o vertedouro e deixa o casco pelo bocal 5 sendo considerado produto de base O vapor de mistura que retorna para o processo o faz através do bocal 6 A entrada e saída de vapor de 6 bar se dão respectivamente nos bocais 1 e 2 14 Figura 6 Ilustração de um refervedor tipo Kettle Cao 2009 Utilizouse o arranjo quadrado devido a sua simplicidade para determinação da área do feixe O valor recomendado para estimar o Pitch distância entre os centros dos tubos é dado em função de um coeficiente que multiplica o diâmetro externo dos tubos O coeficiente sugerido por Sinnott Towler 2008 é 125 porém a distância final entre os tubos é inferior a distância necessária para que se efetue a limpeza de arranjos quadrados 64 mm Dessa forma adotouse o fator multiplicativo como sendo 15 valor também sugerido pelos autores Sinnott Towler 2008 para quando se deseja evitar o acúmulo de bolhas de vapor entre os tubos Cao 2009 sugere a utilização de um Kettle interno ou seja inserido na coluna de destilação quando a quantidade de calor a ser transferida não é muito grande Este arranjo é interessante uma vez que não existe capital fixo referente ao casco Porém previamente por simulação sabese que a quantidade de calor necessária no refervedor é alta ordem de 104 kW ou seja o projeto deve abranger uma trocador externo à coluna Assim utilizouse como chute inicial o comprimento do feixe igual ao diâmetro da coluna mesmo prevendo que seria necessário um comprimento maior Considerando as restrições de projeto como por exemplo a relação ótima entre comprimento e diâmetro do feixe 5 LD 10 determinouse as variáveis de projeto seguindo o procedimento proposto por Sinnott Towler 2008 As Tabelas 7 e 8 mostram os resultados obtidos Tabela 7 Resultados obtidos para dimensionamento do Kettle Parâmetro Valor Unidade Carga térmica 1093283 kW U 94000 Wm²C Delta T 3717 C Área 31290 m² 15 Tabela 8 Parâmetros de projetos obtidos no dimensionamento do Kettle Parâmetro Valor Unidade Diâmetro interno dos Tubos 1905 mm Espessura dos tubos 211 mm Pitch 3174 mm Arranjo Quadrado Número de tubos 436 Comprimento do feixe 60 m Diâmetro do feixe 075 m LD 80 Diâmetro do casco 112 m Altura do vertedouro 087 m 35 Caldeira C101 A caldeira está presente na unidade de pré reação e sua principal função é fornecer vapor superaquecido para à corrente de entrada de etilbenzeno na unidade reação para que esta atinja a temperatura e a fração molar de vapor determinadas no projeto 600 C e 109 de vapor para 1 de etilbenzeno Como não há vapor superaquecido nas utilidades disponíveis a caldeira o produz a partir da água de caldeira 55 bar e 90 oC misturada com a água que é reciclada do processo 55 bar e 40 oC Para aquecer a água utilizase gás natural 30 C e 5 bar e gases provenientes do separador trifásico rico em gás hidrogênio 40 oC e 5 bar Na Tabela 9 estão resumidas as principais características da caldeira Tabela 9 Características do vapor da caldeira Temperatura de saída 900 C Pressão de saída 2 bar Fração de vapor 1 Carga térmica requerida 4115 Gcalh Para controle da temperatura na entrada da unidade de reação será realizado um controle em cascata da temperatura do vapor através de um dessuperaquecedor a fim de se garantir a temperatura de alimentação de 600 C 16 36 Trocador de calor TC101 O equipamento que foi dimensionado é o trocador de calor TC101 utilizado para aquecer 130 kmolh de etilbenzeno que está no tanque de estocagem a 25 C até 135 C que é a temperatura de entrada adotada para o processo O trocador em questão é do tipo casco e tubos no qual também fluirá vapor superaquecido a 550 C trocando calor até chegar a 455 C O ideal seria utilizar vapor saturado para trocar calor como é amplamente utilizado pois o calor latente é sempre maior do que o calor sensível Entretanto como foi pedido um trocador sem mudança de fases foi proposto esse cenário Figura 7 O vapor utilizado é proveniente do aquecimento de vapor de baixa pressão com o vapor superaquecido da caldeira através de um dessuperaquecedor Figura 7 Esquema do trocador de calor casco e tubos a ser dimensionado Para o dimensionamento do trocador o cálculo utilizado foi o método proposto por Kern 1983 detalhado no relatório 8 Os parâmetros de projeto obtidos encontramse na Tabela 10 Tabela 10 Parâmetros de projeto do trocador de calor Parâmetro de Projeto Trocador Casco Tubo Fluido Etilbenzeno Vapor Diâmetro in 27 BWG 14 1 ¼ Comprimento ft 10 10 Número de passes 1 2 Temperatura C 25135 550455 Coeficiente global limpo Wm²K 103855 Coeficiente global projeto Wm²K 53035 Área de troca m² 410 Fator de incrustação 0005 Números de tubos 135 Arranjo Quadrado Potência trocada kW 90049 17 37 Isométrico O projeto da tubulação entre o separador trifásico e a coluna de destilação foi realizado com base na vazão de 0414 m³min de líquido orgânico etilbenzeno e estireno principalmente A partir do isométrico simplificado da tubulação Figura 8 equipamentos e instrumentação realizouse o dimensionamento da tubulação das válvulas de controle e da bomba Figura 8 Isométrico sem escala da linha entre o separador trifásico e a coluna de destilação Tubulação D6 D6A Para escolher o diâmetro ótimo da tubulação realizouse o cálculo proposto por Walas 1990 em que para o regime turbulento temse Onde é o diâmetro interno do tubo a vazão e a massa específica Como não se está trabalhando a alta pressão escolheuse as tubulações mais usuais em Schedule 40 de diâmetro nominal 35 in cujas informações estão na Tabela 11 18 Tabela 11 Informações da tubulação escolhida com base no cálculo de diâmetro ótimo Dimensão nominal in 3 ½ Diâmetro externo in 40 Série Schedule 40 Espessura in 0226 Diâmetro interno in 3548 Material Aço comercial Rugosidade relativa 00005 Válvula As válvulas foram dimensionadas de acordo com a vazão requerida Para isso calculouse o parâmetro de abertura da válvula o Cv que no ótimo deve ser igual a 73 Como se pretende usar uma válvula de controle esperase que a abertura esteja por volta de 70 encontrouse no catálogo da Dresser uma válvula compatível com as especificações Escolheuse uma válvula anticavitação pois a pressão de operação é praticamente ambiente a vazão é alta e a pressão de vapor dos componentes é relativamente alta Tabela 12 Informações da válvula globo escolhida com base no cálculo do Cv ótimo Dimensão in 4 Diâmetro interno in 35 Tipo de controle linear Fabricante Masoneilan Cv 100 Modelo 217100 Tipo de trim Anticavitação e baixo ruido Material Aço carbono comercial Bomba P301 Para dimensionar a bomba da linha partiuse da equação de Bernoulli calculouse a perda de carga na linha utilizandose do comprimento equivalente dos acidentes e levando em consideração as distâncias de tubulação e NPSH requerido e disponível escolheuse uma bomba da KBS que satisfizesse as condições de operação Tabela 13 Informações da bomba escolhida com base nos cálculos de projeto Rotação rpm 2900 Fabricante KBS Modelo Centrífuga Etaprime LBN 618 Fequência 50 Hz Potência W 4600 Vazão de operação m³h 249 NPSH requerido m 25 Material Aço inoxidável 19 38 Tanque de armazenagem TQ101 TQ401 O dimensionamento dos tanques de armazenagem para o estireno e etilbenzeno levaram em conta trabalhar com um sistema de armazenamento adequado para manter a produção por quatro dias visando cobrir possíveis atrasos no sistema de transporte que atende a planta carga e descarga do produto e da matériaprima Assim optouse por construir quatro tanques para cada um desses materiais por critérios de segurança visto que esses líquidos são inflamáveis e para facilitar a manutenção dessas unidades Cada tanque foi projetado com dimensões para acomodar um dia de produção cada além de uma margem de segurança 10 Turton 1998 Assim os volumes requeridos para cada tanque de reagente é e para cada tanque de produto Os tanques serão cilindros verticais tanques horizontais são normalmente limitados a um volume de 35000 gal com teto flutuante interno conforme Figura 9 por se tratar de líquidos inflamáveis cuja temperatura de fulgor encontrase próxima ou abaixo de armazenamento temperatura ambiente aproximadamente 25 C Além disso os tanques terão uma cobertura fixa sobre a borda do tanque para proteger o teto flutuante do intemperismo e do acúmulo de água da chuva Kuan 2009 Figura 9 Tanque de armazenamento com teto flutuante interno A Tabela 14 apresenta os valores aproximados das principais dimensões dos tanques da planta em unidades convencionais 20 Tabela 14 Dimensões dos tanques TQ101 e TQ401 Diâmetro 91 m Altura 73 m Capacidade 480 m³ Espessura da Parede 5 mm Placas do fundo 64 mm de espessura Placas do teto 5 mm de espessura O material de construção dos tanques será aço carbono pois apresenta baixo custo além de grande disponibilidade Vale dizer que o aço carbono é apropriado para o armazenamento de misturas de hidrocarbonetos como o Petróleo Bruto Kuan 2009 4 ANÁLISE ECONÔMICA 41 Lucro anual e viabilidade econômica O lucro anual da planta de estireno foi analisado de acordo com duas situações Na primeira situação o lucro foi calculado considerando simplesmente o consumo de utilidades sem qualquer tipo de melhoria ou reaproveitamento Na segunda situação o lucro foi calculado considerando melhorias integrações de utilidades e reaproveitamento de material A base de tempo considerada foi 24 horas por dia e 330 dias por ano e o consumo foi baseado no balanço de massa e energia proveniente do Aspen Plus 42 Consumo total sem melhorias O consumo total foi calculado e está descrito proporcionalmente na Figura 10 com base nos gastos anuais O gasto com etilbenzeno não foi expresso no gráfico pois não representa grande potencial para melhorias O gasto com energia elétrica foi quantificado baseado na previsão de 8 equipamentos de transporte de fluido bombas e compressores de potência nominal média 5000 W operando 24 horas por dia e 330 dias por ano Apesar de o catalisador ter a vida útil de 21 meses foi considerado como um gasto constante ao longo do tempo para terse a mesma base comparativa de um ano útil 21 Figura 10 Consumo proporcional de utilidades e serviços com base no gasto anual de cada componente em F sem considerar melhorias 100 corresponde a F 304 milhões Analisando o consumo da planta notase que os maiores gastos estão em Gás Natural e Água de caldeira na produção de vapor Eletricidade nos equipamentos de transporte e Vapor de baixa pressão para trocadores e refervedores Dessa forma propuseramse melhorias de processo para reduzir o consumo anual e consequentemente os gastos 43 Integração energética Realizouse a integração energética da corrente quente que sai da unidade de reação para préaquecer vaporizar a corrente de etilbenzeno que está líquida antes de se adicionar o vapor vivo Essa melhoria reduz o consumo de água de refrigeração e de Gás Natural uma vez que não será necessária uma temperatura tão grande de vapor para obter uma mistura em condições ideais para a reação 44 Aproveitamento da Água do separador trifásico A água que sai do separador trifásico pode ser tratada para remover orgânicos dissolvidos e reaproveitada como água de caldeira para se obter novamente vapor vivo O custo do tratamento é o mesmo necessário para enviar para descarte portanto não foi considerado no custo do projeto O benefício dessa melhoria é economia de água de caldeira que será necessária apenas para repor aquilo que for perdido no processo 45 Aproveitamento do Gás hidrogênio O gás hidrogênio possui um potencial energético muito grande tanto em termos da produção de calor como na produção de energia elétrica Como nessa planta a principal necessidade energética é o calor para produzir vapor optouse por direcionar o efluente gasoso do separador trifásico para a caldeira Esse procedimento requer muitos cuidados operacionais mas economiza Gás Natural 516 010 176 7143 896 118 099 1041 Consumo de utilidades sem melhorias Água de caldeira Tratamento Catalisador Gás Natural Vapor de baixa Água de resfriamento Água de refrigeração Eletricidade 22 46 Análise de Custos Considerando todas as melhorias calculouse o lucro total da planta considerando que o preço de cada componente em F não varie ao longo do tempo e a produtividade seja constante ao longo do tempo Figura 11 Gráfico cascata do lucro anual em F antes e depois das melhorias de processo Notase que apenas com as melhorias propostas a planta se torna viável economicamente principalmente devido ao aproveitamento energético do gás hidrogênio Entretanto existe ainda muito potencial para reduzir custos principalmente reduzindo o consumo de gás natural como é possível observar na Figura 12 Figura 12 Consumo proporcional de utilidades e serviços com base no gasto anual de cada componente em F considerando melhorias 100 corresponde a F 234 milhões 50 40 30 20 10 00 10 20 30 40 Lucro sem melhorias Integração energética Aproveitamento da água Aproveitamento do H2 Lucro com melhorias Lucro anual milhões de F Gráfico cascata do lucro anual após melhorias F 395 mi F 110 mi F 156 mi F 431 mi F 304 mi 003 013 228 6968 1164 144 129 1351 Consumo de utilidades após melhorias Água de caldeira Tratamento Catalisador Gás Natural Vapor de baixa pressão Água de resfriamento 23 Tabela 15 Consumo total e específico em termos mássicos e energéticos para todos os componentes e serviços utilizados no projeto de produção de estireno Componente Consumo kgh Consumo específico Consumo energético GJh Preço Custo anual F Estireno 131885 13 Fkg 1358 mi Etilbenzeno 138018 096 kgkg 10 Fkg 1093 mi Água de caldeira 1946 68 kgkg 0005 Fkg 001 mi Tratamento 394390 033 kgkg 00001 Fkg 003 mi Catalisador 338 391 kgkg 20 Fkg 05 mi Gás Natural 26810 49 kgkg 13748 150 FGJ 163 mi Vapor de baixa pressão 344368 04 kgkg 7178 001 Fkg 27 mi Água de resfriamento 50485117 0003 kgkg 14164 03 FGJ 03 mi Água de refrigeração 4549317 003 kgkg 1273 30 FGJ 03 mi Eletricidade 91587 kgGJ 014 2778 Fkg 32 mi LUCRO TOTAL 304 mi 24 5 SEGURANÇA E QUALIDADE 51 Qualidade O primeiro ponto para garantir a qualidade do produto final são as especificações da matéria prima Tanto o Etilbenzeno como a água de caldeira devem estar na qualidade desejada em alto grau de pureza Para garantir isso são necessárias análises no recebimento de matéria prima e se necessário utilizarse dos tanques de estocagem para misturar eventuais produtos fora de especificação Além das matérias primas o controle da temperatura de entrada do reator é de extrema importância isso porque a alta temperatura favorece a degradação do etilbenzeno e a baixa temperatura desfavorece a conversão Dessa forma é necessário manter a temperatura de entrada do reator a 600 oC com pouquíssima variação Para isso devese utilizarse de um dessuperaquecedor com controle para garantir essa especificação Na unidade de reação devese atentar para a troca do catalisador que deverá ser trocado com no máximo 21 meses de uso Para ajudar na preservação do catalisador podese utilizar a parada anual para regenerálo somente com vapor Na unidade de separação devese apenas atentarse à temperatura de entrada no separador trifásico e ao controle de orgânicos na fase aquosa a qual será reciclada Pequenas variações ao redor de 40 oC são permitidas mas devese lembrar que a temperatura alta desfavorece a separação líquidolíquido e a temperatura baixa favorece a solubilidade dos gases na fase líquida Além disso a fase aquosa deve ser enviada para tratamento e controlada quanto a especificação de processo A fase mais crítica do processo em termos de qualidade é a unidade de destilação na qual se obterá o estireno em alta pureza A pressão da coluna não poderá ser superior a 400 mmHg para se evitar temperatura superior a 120 oC em que o estireno começa a polimerizar Outro parâmetro importante é a razão de refluxo a qual deve sofrer pouquíssima variação para não inundar a coluna nem tirar de especificação o produto Nessa etapa devese considerar a utilização de um analisador online 52 Segurança Os locais onde apresentam maior perigo são aqueles que permitem cenários de sobrepressão ou explosões químicas Devido a reação em fase gasosa em alta temperatura e a presença de materiais extremamente inflamáveis e explosivos como o gás hidrogênio devese eliminar qualquer possibilidade de presença de gás oxigênio dentro de tubulações e equipamentos Para isso fazse necessário a presença de analisadores de oxigênio e cobertura de nitrogênio nas principais linhas e vasos Devese também realizar uma intensa análise de risco na caldeira ao utilizar os gases do separador trifásico na obtenção de energia pois a corrente é rica em hidrogênio gasoso o qual é 25 potencialmente explosivo Os tanques de estocagem também devem ser avaliados pois a temperatura interna deve estar abaixo do ponto de fulgor 25 C para hidrocarbonetos em geral e além disso devese atentar para estratégias de contenção de fogo e eventuais explosões Em relação ao Layout da planta recomendase deixar todos os tanques de estocagem juntos para não espalhar o risco e longe dos locais potencialmente explosivos que são os reatores e a caldeira 26 6 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS Cao E Heat Transfer in Process Engineering slMcGraw Hill 2009 Foust AS Wenzel LA Clump CW Maus L Andersen LB Princípio das operações unitárias 2a Ed Rio de Janeiro 1982 James D H Castor W M Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry v 34 p 529544 2007 Kern D Q Process Heat Transfer 21st printing McGrawHill 1983 Kister H Z Distillation Design MacGrawHill 1992 Kuan S Y Design Construction and Operation of the Floating Roof Tank Dissertação University of Souther Queensland 2009 Luyben W L Distillation Design and Control Using AspenTM Simulation John Wiley Sons 2006 Mostinski I L Calculation of boiling heat transfer coefficients based on the law of corresponding states v 8 n 580 1963 Mukherjee R Effectively Design ShellandTubes Heat Exchangers 1998 Sinnott R Towler G Chemical Engineering Design slElsevier 2008 Tillack D J Guthrie J E Wrought and cast heatingresistance stainless steels and nickel alloys for the refining and petrochemical industries Nickel Development Institute Treybal R E MassTransfer Operations McGrawHill 3ª Ed 1980 Turton R et al Analysis Synthesis and Design of Chemical Processes 3ªed Prentice Hall 1998 Walas S M Chemical Process Equipments Selection and Design ButterworthHeinemann 1990 27 ANEXOS Tabela A1 Balanço de massa final Fluxo de Energia Corrente Pressão bar Temperatura C Vazão Mássica kgh Vazão Molarkmolh Etilbenzeno Estireno Benzeno Tolueno Hidrogênio Metano Etileno Água Gcalh D1 25 25 138018 1300 1 0 0 0 0 0 0 0 743 D1A 5 25 138018 1300 1 0 0 0 0 0 0 0 743 D1B 22 135 138018 1300 1 0 0 0 0 0 0 0 033 D2A 22 124 223393 2106 096 004 0 0 0 0 0 0 124 D2 2 165 223393 2106 096 004 0 0 0 0 0 0 342 D3A 55 90 1946 114 0 0 0 0 0 0 0 1 D3B 4 50 396336 22000 0 0 0 0 0 0 0 1 14130 D3 2 900 396336 22000 0 0 0 0 0 0 0 1 10408 D4 2 600 619729 24106 0084 0003 0 0 0 0 0 0913 10284 D4A 14 600 619729 24106 0084 0003 0 0 0 0 0 0913 10244 D4B 13 528 619729 24960 005 0037 Traços Traços 0036 Traços Traços 0878 10244 D4C 12 600 619729 24960 005 0037 Traços Traços 0036 Traços Traços 0878 9990 D5 11 565 619729 25376 0029 0054 Traços Traços 005 Traços Traços 0867 9984 D5A 15 565 619729 25376 0029 0054 Traços Traços 005 Traços Traços 0867 9984 D5B 14 502 619729 25376 0029 0054 Traços Traços 005 Traços Traços 0867 10202 D5C 12 80 619729 25376 0029 0054 Traços Traços 005 Traços Traços 0867 13014 D5D 1 40 619729 25376 0029 0054 Traços Traços 005 Traços Traços 0867 13319 D6 1 40 217465 2083 0349 0645 145PPM Traços Traços Traços Traços 0005 297 D6A 41 40 217465 2083 0349 0645 145PPM Traços Traços Traços Traços 0005 297 D6B 05 40 217465 2083 0349 0645 145PPM Traços Traços Traços Traços 0005 297 D7 1 40 7807 1407 001 0012 Traços Traços 0903 Traços 18 PPM 0074 052 D7A 5 40 7807 1407 001 0012 Traços Traços 0903 Traços 18 PPM 0074 052 D8 1 40 394390 21886 17 PPM 42 PPM 0 0 Traços Traços Traços 1 1413 D8A 6 40 394390 21886 17 PPM 42 PPM 0 0 Traços Traços Traços 1 1413 D8B 5 40 394390 21886 0 0 0 0 0 0 0 1 1413 D9 05 121 131885 1266 001 099 0 0 0 0 0 0 365 D9A 4 121 131885 1266 001 099 0 0 0 0 0 0 365 D10A 03 105 85580 817 087 011 4PPM 02PPM Traços Traços Traços 001 008 D10B 3 105 85580 817 087 011 4PPM 02PPM Traços Traços Traços 101 077 D10 2 105 85375 806 089 011 0 0 0 0 0 0 091 Composição Molar 28 Tabela A2 Balanço de energia final 29 Figura A1 Fluxograma detalhado do processo com numeração das correntes 30 Perfis do reator Figura A2 Perfil de temperatura ao longo da unidade de reação Figura A3 Perfil de pressão ao longo da unidade de reação Figura A4 Perfil de conversão de etilbenzeno ao longo da unidade de reação 780 790 800 810 820 830 840 850 860 870 880 00 07 14 21 28 35 42 49 56 63 70 77 84 91 98 04 11 18 25 32 39 46 53 60 67 74 81 88 95 Estágio 1 Estágio 2 Temperatura do Reator K Comprimento Total dos Reatores m 1 105 11 115 12 125 13 135 14 00 07 14 21 28 35 42 49 56 63 70 77 84 91 98 04 11 18 25 32 39 46 53 60 67 74 81 88 95 Estágio 1 Estágio 2 Pressão do Reator atm Comprimento Total dos Reatores m 0 01 02 03 04 05 06 07 00 07 14 21 28 35 42 49 56 63 70 77 84 91 98 04 11 18 25 32 39 46 53 60 67 74 81 88 95 Estágio 1 Estágio 2 Conversão de Etilbenzeno Comprimento Total dos reatores m 31 Figura A5 Composição molar ao longo da unidade de reação 0 001 002 003 004 005 006 007 008 009 01 00E0 20E8 40E8 60E8 80E8 10E7 12E7 14E7 16E7 00 09 18 27 36 45 54 63 72 81 90 99 07 16 25 34 43 52 61 70 79 88 97 Estágio 1 Estágio 2 ComposiçãoEstireno e Etilbenzeno Composição Benzeno e Tolueno Comprimento Total dos reatores m Tolueno Benzeno Estireno Etilbenzeno