Relatório Parcial sobre a Produção de Estireno por Desidrogenação do Etilbenzeno

Recebido em às h por EQ922 Projeto Químico 1o Semestre de 2014 Produção de Estireno por Desidrogenação do Etilbenzeno Relatório Parcial No 7 Balanços de Massa e Energia 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 ÍNDICE RESUMO3 NOMENCLATURA4 1 OBJETIVOS5 2 PRODUÇÃO DE ESTIRENO6 21 Descrição do Processo6 22 Condições de Operação 10 23 Descrição das Correntes 11 24 Utilidades 13 241 Préreação 14 242 Unidade de Reação 14 243 Separador Trifásico 15 244 Unidade de Destilação 15 245 Reciclo 16 3 MEMÓRIA DE CÁLCULO18 4 COMENTÁRIOS FINAIS20 5 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS21 ANEXOS22 2 RESUMO Para dar continuidade ao projeto de produção de estireno estudado será finalizado os balanços de massa e energia do processo incluindo o reciclo do etilbenzeno A inclusão do reciclo criou algumas dificuldades na simulação e fezse necessário ajustes para atingir a conversão desejada Após descrição do processo serão apresentadas as características das correntes Os resultados encontrados permitiram a realização de uma análise preliminar do consumo de utilidades e viabilizam a elaboração da etapa seguinte onde serão detalhados os equipamentos secundários como bombas e compressores tanques de armazenamento e trocadores de calor 3 NOMECLATURA Para esse relatório foram efetuados apenas cálculos usando o simulador e portanto não foi necessário adotar nenhum símbolo para representar as variáveis que foram discutidas ao longo dessa etapa 4 1 OBJETIVOS O objetivo dessa etapa do projeto é finalizar os balanços de massa e energia do processo Portanto serão necessários ajustes simples na simulação para que seja possível unir as unidades da planta detalhadas nas etapas anteriores e realizar o reciclo dos reagentes não convertidos Esperase que o reciclo seja o ponto de maior dificuldade nessa etapa pois ele dificulta a convergência do simulador 5 2 PRODUÇÃO DE ESTIRENO A principal rota de produção do estireno é a desidrogenação direta do etilbenzeno em que é conduzida em fase vapor sobre um leito catalítico constituído principalmente de óxido de ferro No interior do reator de desidrogenação ocorrem inúmeras reações no entanto para efeitos do projeto proposto foram consideradas apenas três delas 1 I 𝐶6𝐻5𝐶𝐻2𝐶𝐻3𝐶6𝐻5𝐶𝐻𝐶𝐻2 𝐻2 II 𝐶6𝐻5𝐶𝐻2𝐶𝐻3 𝐶6𝐻6 𝐶2𝐻4 III 𝐶6𝐻5𝐶𝐻2𝐶𝐻3 𝐻2 𝐶6𝐻5𝐶𝐻3 𝐶𝐻4 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 1 Como reações paralelas serão consideradas duas reações que competem pelo etilbenzeno Reações II e III Essas reações produzem benzeno e tolueno que usualmente são considerados subprodutos do processo além de metano e etileno que serão tratados como efluentes 1 Outras reações que ocorrem no reator incluem a degradação térmica do etilbenzeno a carbono e hidrogênio Essa reação é uma das principais causas da desativação do catalisador pois o carbono é um veneno catalítico do óxido de ferro Os catalisadores modernos superam essa dificuldade adicionando compostos de potássio que promovem reações entre o carbono e o vapor dágua que além de aumenta a vida útil do catalisador atua como fonte de calor e diluente do sistema reacional 1 A rota de desidrogenação adiabática é a mais usada comercialmente 75 de todas as plantas tendo sido a estratégia de síntese selecionada para o projeto em questão 21 Descrição do Processo Na rota de desidrogenação adiabática é comum o uso de dois reatores de leito fixo associados em série Nesse caso o fornecimento de calor se dá tanto pelo uso de vapor dágua superaquecido quando pela troca indireta pois é necessário reaquecimento dos reagentes não convertidos do primeiro reator antes da alimentação no reator seguinte A conversão do etilbenzeno varia de um processo para o outro mas valores comuns giram em torno de 35 na saída do primeiro reator e 65 na saída do último reator 1 A corrente de saída do reator é então condensada o que usualmente é feito através da troca de calor com as correntes de alimentação dos reatores de modo a obter um ganho econômico ao minimizar os gastos com energia integração energética A corrente condensada é então enviada para um separador trifásico do qual são obtidas três correntes uma corrente gasosa contendo principalmente gás hidrogênio uma corrente de aquosa que é destinada para 6 tratamento ou reuso e uma corrente orgânica usualmente designada de estireno cru que é encaminhada para uma unidade de destilação 1 A Figura 1 apresenta um diagrama dessa etapa como retratado na literatura 1 Figura 1 Fluxograma do processo de desidrogenação adiabática do etilbenzeno para obtenção do estireno cru 1 Legenda a caldeiras para geração de vapor superaquecido b reatores c vapor de alta pressão d vapor de baixa pressão e condensador f trocador de calor O processo como acima descrito foi a base para construir a simulação utilizada nesse projeto para a obtenção de dados da planta e para dimensionamento de equipamentos detalhes da simulação serão fornecidos na Seção Memória de Cálculo No entanto o principal objetivo da planta é atingir uma produção anual de 100000 toneladas de estireno Assim definidos os períodos de operação fazse necessário atingir níveis mínimos de conversão para que a produção desejada seja atingida Realizouse um estudo visando determinar a arquitetura da UNIDADE DE REAÇÃO retratado no Relatório Parcial 5 Após esse estudo alcançouse os resultados desejados para a conversão de etilbenzeno coerente com o estudo termodinâmico realizado no Relatório Parcial 2 obtendo um arranjo de reatores composto de duas séries de quatro reatores em paralelo 8 reatores no total Esse arranjo é coerente com o que é retratado na Figura 1 pois o agrupamento paralelo de reatores foi consequente da estratégia escolhida para manter a perda de carga dentro de valores aceitáveis de modo que podemos entendêlos como um único reator subdividido No entanto essa configuração de reatores nos forneceu uma composição de saída distinta daquela retratada na literatura 1 A seletividade na UNIDADE DE REAÇÃO foi acima da esperada 7 e a produção dos subprodutos benzeno e tolueno ficou na escala de ppm em termos de composição Deste modo o interesse econômico de se recuperar esses compostos passou a ser inválido dado dispendioso custo de separação e a baixa quantidade Por essa razão o benzeno e o tolueno passaram a ser tratados como impurezas Essas diferenças no desempenho da UNIDADE DE REAÇÃO naturalmente também alteraram as composições de saída do SEPARADOR TRIFÁSICO No entanto privilegiando as facilidades operacionais optouse por manter as condições selecionadas no Relatório Parcial 3 assim como o dimensionamento No que se refere à UNIDADE DE DESTILAÇÃO a principal dificuldade na separação dos componentes do estireno cru via destilação é a necessidade de se evitar elevados tempos de residência em altas temperaturas a fim de evitar a polimerização do estireno Usualmente estão envolvidos na separação três etapas uma para a remoção do benzeno e tolueno que podem ser destinados a plantas de desidogenação de tolueno ou separados a fim de se vender o tolueno e reciclar o benzeno para etapas não estudadas onde é realizada a síntese de etilbenzeno outra etapa é necessária para separar o etilbenzeno não reagido que deve ser reciclado e por fim o estireno deve ser separado de compostos pesados residuais e dos oligômeros formados ao longo do processo É importante citar que a fim de se minimizar a polimerização parcial do estireno são misturados ao estireno cru os chamados inibidores de polimerização antes de se alimentar a mistura a unidade de destilação Para processo de destilação do estireno cru são relatados na literatura 1 diversos arranjos de colunas dentre os quais podemos destacar os representados nas Figuras 2 e 3 Figura 2 Fluxograma do processo padrão de destilação do estireno cru 1 8 Figura 3 Fluxograma do processo Monsanto de destilação do estireno cru 1 Novamente após o levantamento das estratégias de separação usualmente empregadas em escala industrial foi proposto no Relatório Parcial 1 uma separação em duas etapas removendo primeiramente o estireno em uma primeira coluna e em seguida separando o etilbenzeno não reagido do benzeno e tolueno uma terceira coluna para realizar a separação de oligômeros não é necessária pois na simulação não foram levada em conta tais reações no entanto considerouse esse fenômeno para a seleção das condições de operação tendo sido essa a abordagem discutida e detalhada no Relatório Parcial 3 No entanto como já mencionado anteriormente foi obtida uma baixa produção de benzeno e tolueno na UNIDADE DE REAÇÃO de modo que a primeira coluna é suficiente para se obter etilbenzeno e estireno de pureza adequada Porém em razão do reciclo do etilbenzeno obtido foi necessário introduzir um SEPARADOR podendo ser uma coluna de adsorção por exemplo na corrente de topo da COLUNA a fim de se evitar o acumulo de benzeno e tolueno na planta e viabilizar a convergência da simulação Essa abordagem para a UNIDADE DE DESTILAÇÃO é a que foi apresentada no Relatório Parcial 6 e que foi utilizada para o dimensionamento da COLUNA A Figura 4 apresenta um fluxograma completo do processo conforme descrito anteriormente incluindo equipamentos não citados acima que se fazem necessários para garantir as condições de operação selecionadas para o processo A Figura 5 representa a UNIDADE DE REAÇÃO apresentada de forma simplificada na Figura 4 9 Figura 4 Fluxograma do processo desenvolvido Figura 5 Fluxograma da UNIDADE DE REAÇÃO 22 Condições de Operação A partir do fluxograma apresentado Figura 4 serão discutidas as condições de operação de cada um dos principais equipamentos utilizados para a síntese do estireno UNIDADE DE REAÇÃO SEPARADOR TRIFÁSICO e UNIDADE DE DESTILAÇÃO assim como os equipamentos secundários necessários para que as condições escolhidas sejam atingidas A reação da síntese do estireno foi realizada em duas etapas em série cada etapa inclui 4 reatores em paralelo totalizando 8 reatores Entretanto todos os reatores operam na mesma condição 14 bar de pressão e temperatura de entrada da mistura reacional de 600 C 10 Inicialmente é necessário aquecer a entrada do primeiro reator a corrente D4 para tal será utilizado um trocador de calor o TC1 para elevar a temperatura da mistura de 588 C até 600 C A reação é conduzida da maneira adiabática ou seja ao longo do reator ocorre uma queda de temperatura desta forma a corrente de saída do primeiro bloco de reação D4B está a uma temperatura abaixo da estabelecida para a entrada no segundo bloco de reação 600 C Novamente um forno TC2 se faz necessário para elevar a temperatura da corrente de 525 C até 600 C Após as unidades de reação a próxima etapa importante para a síntese do estireno é o SEPARADOR TRIFÁSICO que separa a corrente D5 composta principalmente de água estireno etilbenzeno e hidrogênio em outras três correntes D6 estireno e etilbenzeno D7 hidrogênio e D8 água Ele opera a uma temperatura de 40 C e a pressão atmosférica Se faz necessário então mais um trocador de calor o TC3 para abaixar a temperatura da corrente de saída do segundo bloco reacional de 525 C até os 40 C definidos Por último a etapa final trata da coluna de destilação que separa a corrente D6 em estireno e etilbenzeno Levando em conta a temperatura máxima de que a coluna poderia atingir devido a polimerização do estireno definiuse que a mesma não poderia ultrapassar os 120 C Dessa forma conforme visto no Relatório Parcial 6 a pressão máxima de operação da coluna é de 0533 bar 400 mmHg Para se ter uma margem de segurança para trabalhar definiuse então que a coluna deve opera a 0507 bar 380 mmHg no refervedor e ao longo da mesma ocorrerá uma perda de carga máxima de 02 atm 0202 bar ou 152 mmHg Ao se trabalhar com o vácuo nesta etapa também facilita a separação do par binário etilbenzenoestireno Dito isto temse então que diminuir a pressão da corrente D6 para aproximadamente 05 bar Para tal fazse o uso de uma válvula de expansão Na Tabela 1 abaixo são apresentadas as cargas térmicas necessárias para cada trocador de calor descrito neste processo Tabela 1 Cargas térmicas necessárias para atingir as condições de operação Trocador de Calor Carga Térmica kW TC1 266 TC2 1686 TC3 1726 23 Descrição das Correntes A vazão mássica temperatura pressão e entalpia de cada uma das correntes do processo foram apresentadas na Tabela 2 e suas respectivas composições molares na Tabela 3 11 12 Tabela 2 Balanço de massa e energia e variáveis do processo por corrente Corrent e Vazão kgh Vazão kmolh Temperatura oC Pressão bar Entalpia Gcalh D1 138018 1300 135 20 033 D2 218044 2054 164 20 124 D3 376519 20900 900 20 10408 D4 594563 22954 588 20 10284 D4A 594563 22954 600 14 10244 D4B 594563 23808 525 13 10244 D4C 594563 23808 600 13 9990 D5 594523 24226 565 12 9984 D6 212106 2031 40 10 297 D6A 212106 2031 40 05 297 D7 7848 1409 40 10 052 D8 374569 20786 40 10 14130 D9 131881 1266 121 05 365 D10 80026 754 96 03 008 D10A 80026 754 97 03 077 D10B 80026 754 164 20 091 D11 199 11 96 03 006 D13 594523 24226 40 10 13666 D15 80225 765 96 03 071 D17 376519 20900 90 56 14023 Tabela 3 Dados de composição das correntes do processo Corrent e Benzen o Tolueno Água Metano Hidrogêni o Estireno Etileno Etilbenzen o D1 0 0 0 0 0 0 0 1000 D2 0 0 0 0 0 0009 0 0991 D3 0 0 1000 0 0 0 0 0 D4 0 0 0911 0 0 0001 0 0089 D4A 0 0 0911 0 0 0001 0 0089 D4B Traços Traços 0878 Traços 0036 0037 Traços 0050 D4C Traços Traços 0878 Traços 0036 0037 Traços 1050 D5 Traços Traços 0863 Traços 0052 0053 Traços 0032 D6 148PP M Traços 0005 Traços Traços 0626 Traços 0369 D6A 0000 Traços 0005 Traços Traços 0626 Traços 0369 D7 Traços Traços 0074 Traços 0903 0012 18 PPM 0011 D8 0 0 1000 Traços Traços 42 PPM Traços 17 PPM D9 0 0 0 0 0 0990 0 0010 D10 0 0 0 0 0 0023 0 0977 D10A 0 0 0 0 0 0023 0 0977 D10B 0 0 0 0 0 0023 0 0977 D11 0 18PPM 1000 Traços Traços 0 1 PPM 0 13 D13 Traços Traços 0863 Traços 0052 0053 Traços 0032 D15 4 PPM Traços 0014 Traços Traços 0023 Traços 0963 D17 0 0 1000 0 0 0 0 0 A partir das Tabelas 2 e 3 conseguiuse a convergência da simulação resultando na quantidade requerida de estireno As quantidades produzidas de tolueno e benzeno no entanto foram muito diferentes das esperadas que impactou positivamente no processo ao reduzir o número de colunas de destilação no processo no entanto criou a necessidade de a instalação de um flash na corrente de reciclo e posterior tratamento desse efluente gerado corrente D11 da Figura 4 Temse também como fator negativo dessa baixa produção de tolueno e benzeno que a venda destes produtos ficou inviabilizada A corrente de reciclo do etilbenzeno D10 volta ao processo com uma pureza de aproximadamente 98 mas o fechamento do reciclo causou a necessidade de algumas mudanças nas unidades de separação e a coluna de destilação sofreu leves mudanças de design para se tornar mais flexível e compatível com tal modificação do processo 24 Utilidades As utilidades disponíveis neste processo apresentam fundamental importância na adequação das temperaturas das correntes que alimentam os equipamentos Na maioria dos casos a temperatura em que a corrente deixa um equipamento é diferente da temperatura de operação do equipamento seguinte Sendo assim há a necessidade de se alterar a temperatura lançandose mão das utilidades As utilidades disponíveis neste processo segundo a proposta fornecida seguem na Tabela 4 Tabela 4 Utilidades disponíveis para o processo Utilidade Pressão Temperatura Vapor de Baixa Pressão 6 bar 15883 C Vapor de Média Pressão 11 bar 18407C Vapor de Alta Pressão 42 bar 25327C Água de Caldeira 55 bar 90 C Água de Resfriamento 5 bar 30 C Água de Refrigeração 5 bar 10 C Eletricidade Gás Natural 5 bar 30 C Vale ressaltar que lançar mão do uso de utilidades deve ser a última escolha realizada pelo engenheiro de projeto uma vez que representa um gasto contínuo devido à operação Inicialmente devese avaliar a possibilidade de realizar a integração energética da planta 14 aproveitando o máximo possível o calor das correntes de processo ou seja o definir um sistema de trocas térmicas que se aproximem o máximo possível das metas avaliadas pela análise de Pinch Esta análise não será realizada neste relatório mas é importante frisar sua importância no momento pois ela impacta sobre o uso de utilidades gerando grandes economias no consumo das mesmas O uso de utilidades será analisado individualmente para as diversas etapas do processo Préreação UNIDADE DE REAÇÃO SEPARADOR TRIFÁSICO UNIDADE DE DESTILAÇÃO e Reciclo 241Préreação O etilbenzeno puro é adicionado ao processo à 135 C sendo que a corrente de reciclo que se soma a esta alimentação é adequada para aproximadamente 135 C Assim temse uma corrente de etilbenzeno com o reciclo à 135 C que deve ser fornecida à UNIDADE DE REAÇÃO à 610 C Desta forma à corrente de etilbenzeno é adicionada uma fração 103 para 1 de vapor superaquecido 883 C e 2 bar Como nas utilidades disponíveis não há vapor superaquecido este processo deve ser realizado em um forno Para isso o forno é alimentado preferencialmente com vapor de baixa pressão 15883 C e 6 bar e gás natural 30 C e 5 bar utilizado como combustível Ambos disponíveis neste processo Para controle da temperatura na entrada da UNIDADE DE REAÇÃO será realizado o controle cascata da temperatura do vapor através de um dessuperaquecedor a fim de se garantir o a temperatura de alimentação de 610 C 242UNIDADE DE REAÇÃO A etapa de reação apresenta o arranjo de reatores apresentados na Figura 5 e como já mencionado todos os reatores operam adiabaticamente Notase que devido à reação principal ser fortemente endotérmica o meio reacional apresenta um contínuo resfriamento ao longo do reator Sendo assim há a necessidade de reaquecimento entre as séries Figura 6 Perfil de temperatura ao longo da UNIDADE DE REAÇÃO 15 Na saída da primeira série a corrente apresenta temperatura de aproximadamente 527 C Portanto há a necessidade de reaquecer até 597 C Este aquecimento seria impossível com a utilização dos vapores disponíveis uma vez que o vapor de maior pressão é disponível em 42 bar aproximadamente 253 C Sendo assim concluise que a utilização de vapor neste aquecimento é inviável A inserção de vapor na corrente poderia ser uma possibilidade porém o procedimento aumentaria a perda de carga no segundo estágio de reação Por fim concluiuse que a melhor maneira de se aquecer a corrente entre as etapas de reação seria lançar mão de um trocador fogo tubular ou um forno Assim a utilidade necessária nesta etapa é o gás natural utilizado na combustão uma utilidade já utilizada no superaquecimento do vapor na etapa de préreação 243SEPARADOR TRIFÁSICO Visando a adequação da corrente de saída dos reatores 56519 C com a alimentação do separador trifásico que opera à 40C projetase a instalação de uma série de trocadores de calor que utilizam vapor de baixa pressão 6 bar água de caldeira e água de resfriamento ou de refrigeração A quantidade de utilidade necessária se deve ao fato de haver uma faixa muito larga de temperatura no resfriamento Preliminarmente observase que esta etapa do processo tem um grande potencial de integração o que será avaliado em estudos futuros 244UNIDADE DE DESTILAÇÂO A destilação apresenta grande necessidade do uso de utilidades tanto no condensador quanto no refervedor Para avaliar qual utilidade deve ser aparecer em cada equipamento devese inicialmente analisar as temperatura e pressões de operação no topo e base da COLUNA A integração energética em colunas de destilação não é um procedimento muito aconselhado apesar de efetuado em algumas indústrias Essa afirmação se deve a complexidade do processo de destilação sendo este muito sensível à operação do 16 condensador e evaporador Assim se a vazão da corrente integrada variar muito a coluna deixará de operar de maneira projetada Logo como este processo trabalha com marcha constante 100000 tonano é possível ser avaliada a viabilidade de se integrar esta etapa Figura 7 Perfil da temperatura ao longo da COLUNA A temperatura no topo da coluna é de aproximadamente 97 C portanto concluise que água de resfriamento 30 C e 5 bar será suficiente Por outro lado a temperatura na base da coluna se aproxima de 121 C sendo vapor de baixa pressão 6 bar o necessário para desempenhar o papel esperado no refervedor 245Reciclo A corrente de reciclo deve ter sua temperatura adequada à temperatura de alimentação da UNIDADE REACIONAL O reciclo deixa o topo da coluna a 97 C e deve ser alimentado ao sistema préadição de vapor a 135 C Para esta função basta utilizar vapor de baixa pressão Vale ressaltar que sempre que possível devese utilizar vapor de baixa pressão para aquecimento isto por que a diferença entálpica entre estado líquido e vapor reduz com o aumento da pressão do vapor saturado utilizado aumentando assim a massa de vapor necessária e despesa com utilidades 17 A Tabela 5 abaixo apresenta um resumo da discussão abordada neste tópico sumarizando como eram as correntes antes e após a adequação de temperatura e como foi realizada esta adequação Tabela 5 Emprego de utilidade no processo Préreação UNIDADE DE REAÇÃO SEPARADOR TRIFÁSICO UNIDADE DE DESTILAÇÃO Reciclo ANTES T C 90 527 56519 97 Saída Alimentação de água de caldeira Primeiro bloco de reatores UNIDADE DE REAÇÃO Condensador ADEQUAÇÃO Utilidade Água de caldeira Gás natural Gás natural Água de caldeira Vapor de baixa pressão Água de resfriamento refrigeração Água de resfriamento Vapor de baixa pressão Vapor de baixa pressão Equipamento Forno Forno Trocadores de calor Condensador Refervedor Trocador de calor APÓS T C 883 597 40 135 Entrada UNIDADE DE REAÇÃO Segundo bloco de reatores Separador trifásico Misturador 18 3 MEMÓRIA DE CÁLCULO Em relação ao tempo de operação optouse por uma planta com 330 dias de operação com 3 turnos 24 horas diárias de operação de modo a definir a vazão de alimentação de etilbenzeno para atingir a produção anual de 100000 toneladas de estireno Essa decisão foi tomada baseandose no fato de que o tempo médio de parada de um planta química varia de 30 a 45 dias selecionouse assim 35 dias de parada como um valor razoável resultando portanto em 330 dias de operação Quanto a simulação do processo esta foi realizada no simulador Aspen Plus versão 73 empregando o fluxograma apresentado na Figura 8 onde os principais blocos utilizados foram RPlug para os reatores RadFrac para a coluna de destilação Flash para o separador trifásico e Sep para o vaso separador da corrente de topo da coluna O modelo termodinâmico adotado foi o NRTL conforme discutido no Relatório Parcial 3 que é recomendado para sistemas altamente nãoideias nos quais há presença de mistura de substâncias polares e apolares e pode ser utilizado para os equilíbrios líquidovapor líquidolíquido e vaporlíquidolíquido A escolha desse modelo foi mantida para a simulação das colunas de destilação no entanto para os demais equipamentos foi adotada uma variação desse pacote termodinâmico o NRTLRK Isso porque desejouse 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 fase vapor 19 Figura 8 Fluxograma da simulação empregada no Aspen Plus 4 COMENTÁRIOS FINAIS Nessa etapa do projeto obtevese com sucesso os resultados de balanço de massa e energia definitivos do processo Esses resultados permitiram ainda uma análise preliminar do consumo de utilidades que deverão ser quantificadas após uma análise das possibilidades de integração energética das correntes de processo Além disso a conclusão bem sucedida dessa etapa do projeto viabiliza a elaboração da etapa seguinte onde serão detalhados os equipamentos secundários como bombas e compressores tanques de armazenamento e trocadores de calor 5 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS 1 D H James W M Castor Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry Vol34 Pág 529 a 544 22 ANEXOS Tabela 6 Balanço de massa e energia global Tabela 7 Balanço de massa e energia completo 24