Relatório Parcial sobre Dimensionamento de Equipamentos Secundários na Produção de Estireno

Recebido em às h por EQ922 Projeto Químico 1o Semestre de 2014 Produção de Estireno porDesidrogenação do Etilbenzeno Relatório Parcial No 8 Dimensionamento dos Equipamentos Secundários Supervisor Profa Dra Maria Aparecida Equipe 1 Caio Henrique Adami de Freitas RA090597 Carolina Crochiquia Palomo RA090694 Luiz Guilherme LomônacoGerminiani RA103246 Marcelle Bruna de Mendonça Spera RA092175 Natália FaganelloFachini RA103620 Paulo Morales Mostasso RA103747 ÍNDICE RESUMO3 NOMENCLATURA4 1 OBJETIVOS5 2 INTEGRAÇÃO ENERGÉTICA 6 3 PROJETO DO TROCADOR DE CALOR6 31Seleção do tipo de trocador 10 32Dimensionamento do trocador 11 4 PROJETO DO REFERVEDOR DA COLUNA DE DESTILAÇÃO18 41Seleção do tipo de refervedor10 42Dimensionamento do refervedor11 5 PROJETO DE TUBULAÇÃO 18 51Tubulação10 52Válvulas11 53Bomba11 6 DIMENSIONAMENTO DOS TANQUES DE ARMAZENAGEM18 61Dimensionamento dos tanques 11 7 COMENTÁRIOS FINAIS20 8 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS21 ANEXOS22 3 NOMENCLATURA Segue abaixo a lista com os símbolos adotados para representar as variáveis presentes nos cálculos efetuados nesse relatório seguido de suas unidades parâmetro de abertura da válvula projetada 𝐶𝑣 diâmetro interno da tubulação projetada in 𝑑 fator de atrito de Fanning gm³ 𝑓 aceleração da gravidade 981 ms² 𝑔 perda de carga da tubulação projetada m ℎ𝑖 carga da bomba projetada m 𝐻𝐵 comprimento de tudo equivalente m 𝐿𝑒𝑞 média logarítmica das diferenças de temperatura do trocador de calor projetado F 𝑀𝐿𝐷𝑇 vazão molar da corrente molh 𝑛 𝑖 𝑖 Net Positive Suction Head m 𝑁𝑃𝑆𝐻 NPSH disponível no sistema m 𝑁𝑃𝑆𝐻𝑑 𝑃𝑖 pressão absoluta do ponto bar 𝑖 pressão de vapor do componente mais leve a temperatura de trabalho PA 𝑃𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 vazão volumétrica da tubulação projetada ft³s 𝑄 vazão volumétrica que atravessa a válvula projetada galmin 𝑄𝑣 número de Reynolds 𝑅𝑒 coeficiente global de transferência de calor para o refervedor tipo Kettle Wm²C 𝑈𝑘 𝑣𝑖 velocidade do fluido no ponto ms 𝑖 volume de reagente consumido diariamente L 𝑉𝑐 vazão volumétrica da corrente Lmin 𝑉 𝑖 𝑖 volume de produto produzido diariamente L 𝑉𝑝 volume requerido para um tanque de armazenamento de estireno L 𝑉𝑅𝑇𝑃 5 volume requerido para um tanque de armazenamento de etilbenzeno L 𝑉𝑅𝑇𝑅 vazão mássica da corrente fria alimentada ao trocador de calor projetado lbh 𝑊 𝑧𝑖 altura relativa ao solo do ponto m 𝑖 queda de pressão na válvula projetada psi 𝑃𝑣 variação de temperatura para o refervedor tipo Kettle C 𝑇 rugosidade relativa do tubo ε𝐷 massa específica do fluido que escoa pela tubulação gm³ ρ massa específica do fluido que escoa pela tubulação projetada lbmft³ ρ𝑡 densidade relativa á água do fluido que escoa pela válvula projetada ρ𝑤 6 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 7 2 INTEGRAÇÃO ENERGÉTICA Escrever o procedimento realizado e os resultados da integração energética 8 3 PROJETO DO TROCADOR DE CALOR 31 Seleção do tipo de trocador O equipamento a ser dimensionado é um trocador de calor 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 do nosso 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 1 Figura 1 Esquema do trocador de calor casco e tubos a ser dimensionado 32 Dimensionamento do trocador O cálculo utilizado foi o método proposto por Kern 1950 pelo qual realizouse uma sistemática de cálculos que foi representada sucintamente por itens Cada item foi calculado e está na planilha anexa ao relatório 1 Levantamento das propriedades físicas à temperatura média 2 Cálculo do e do fator de correção pela Figura 18 pela qual concluise que o 𝑀𝐿𝐷𝑇 trocador terá um passe no casco e duas passagens no tubo 3 Balanço de energia e cálculo da vazão mássica de vapor e da potência transferida 4 Estimativa de um tipo de tubo e o comprimento do casco 5 Estimativa inicial de um coeficiente global de transferência de calor Quadro 8 para estimar o número de tubos e o diâmetro do casco Quadro 9 6 Cálculo da área de escoamento do lado do casco e dos tubos 7 Escolha do componente que escoa nos tubos com base na maior velocidade mássica 8 Cálculo dos coeficientes de película do lado do casco e dos tubos 9 Cálculo do coeficiente global limpo de transferência de calor 10 Cálculo da área de troca e do coeficiente global projeto de transferência de calor 9 11 Cálculo do fator de incrustração e conclusão da viabilidade do trocador de calor dimensionado Dessa forma dimensionouse o trocador de calor casco e tubos e obtiveramse os parâmetros de projeto como na Tabela 1 Tabela 1 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 Potência trocada kW 90049 10 4 PROJETO DO REFERVEDOR DA COLUNA DE DESTILAÇÃO 41 Seleção do tipo de refervedor 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 2 abaixo 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 Figura 2 Ilustração de um refervedor tipo Kettle Cao 2009 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 11 nos bocais 1 e 2 Outra caracteristica que vale a pena ressaltar é a necessidade de se inserir vapor dágua na parte superior dos tubos para que o condensado não represente um obstáculo elevando a perda de carga no lado tubo Além disso esta imposição garante maior uniformidade da troca térmica 42 Dimensionamento do refervedor No design do trocador de calor com mudança de fase TEMA BKU apresentado na Figura 2 foram feitas algumas considerações que serão explicadas abaixo Diâmetro dos tubos Foram adotados tubo de 1905 mm ¾ com espessura de 211 mm Ou seja diâmetro externo de 2116 mm Arranjo dos tubos e Pitch Apesar de arranjos triangulares apresentarem maiores coeficientes de troca térmica e serem mais aconselhados em fluidos incrustantes estes fatores não são observados de forma evidente em Kettles Assim utilizouse o arranjo quadrado devido a sua simplicidade para determinação da área do feixe conforme será apresentado na memória de cálculo O valor recomendado pela literatura para estimar o Pitch distância entre os centros dos tubos é dada em função de um coeficiente que multiplica o diâmetro externo dos tubos O coeficiente sugerido pela literatura Sinnott Towler 2008 é 125 porém a distância final entre os tubos é inferior a distancia necessária para que se efetue a limpeza de arranjos quadrados 64 mm 𝐷𝑖𝑠𝑡â𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠 5 29 𝑚𝑚 Dessa forma adotouse o fator multiplicativo como sendo 15 valor também sugerido em literatura Sinnott Towler 2008 quando se deseja evitar o acúmulo de bolhas de vapor entre os tubos Comprimento do feixe A literatura 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 12 Além disso conforme informado por Sinnott Towler 2008 são impostas algumas restrições ao projeto de trocadores de calor especialmente tipo Kettle Relação do comprimento e diâmetro do feixe A literatura Sinnott Towler 2008 cita que existe uma relação ótima entre o comprimento e o diâmetro do feixe do mesmo o valor sugerido está entre 5 e 10 Vale ressaltar que quanto maior a relação melhor uma vez que a área de troca térmica é constante quanto maior o comprimento dos tubos menor será o número deste consequentemente mais barato será Devese considerar que trocadores muito longos exigem maiores esforços no que diz respeito à sustentação apresentando um custo inicial ao projeto indesejado Portanto a relação ideal para o dimensionamento deste trocador foi definido como um Fluxo crítico O fluxo crítico determina o fluxo de calor no qual a evaporação nucleada deixa de ser estável Neste ponto a geração de vapor passa a ser grande o suficiente para romper a camada de líquido sobre os tubos gerando dry patches Dessa forma a taxa de transferência de calor cai drasticamente Figura 3 Ilustração do fluxo crítico em função da temperatura da superfície Sinnott Towler 2008 O valor encontrado para o fluxo crítico ainda deve ser multiplicado por um fator de segurança comumente 70 para se evitar trabalhar próximo ao ponto crítico Velocidade da fase vapor 13 O propósito do espaço existente entre o feixe e o casco é proporcionar uma melhor separação entre as gotículas de líquido e a fase vapor evitando o arraste Para que não haja arraste assumese que a velocidade da fase vapor apresenta um limite que pode ser calculado em função as densidades das fases Caso a velocidade encontrada seja maior que o limite estabelecido parâmetros de projeto devem ser modificados a fim de se evitar o risco de arraste de líquido Toda a metodologia utilizada para determinação das variáveis de projeto é apresentada na memória de cálculo Os resultados obtidos seguem nas Tabelas 2 e 3 Tabela 2 Resultados obtidos para dimensionamento do Kettle Carga térmica 1093283 kW 𝑈𝑘 94000 Wm²C 𝑇 372 C Área 31290 m² Tabela 3 Parâmetros de projetos obtidos no dimensionamento do Kettle 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 Razão entre comprimento e diâmetro do feixe 8 Diâmetro do casco 112 m Altura do vertedouro 087 m 14 5 PROJETO DE TUBULAÇÃO 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 4 equipamentos e instrumentação realizouse o dimensionamento da tubulação das válvulas de controle e da bomba Figura 4 Isométrico sem escala da linha entre o separador trifásico e a coluna de destilação 51 Tubulação Para escolher o diâmetro ótimo da tubulação realizouse o cálculo proposto por Walas 1990 em que para o regime turbulento temse 𝑑 𝑖𝑛 3 9 𝑄 𝑓𝑡 3 𝑠 045 ρ𝑡 𝑙𝑏𝑚 𝑓𝑡 3 013 3 9 0 2438 045 54 54 013 3 48 𝑖𝑛 Eq 1 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 4 15 Tabela 4 Informações da tubulação escolhida com base no cálculo de diâmetro ótimo Dimensão nominal 3 ½ in 889 mm Diâmetro externo 40 in 1016 mm Série Schedule 40 Espessura 0226 in 57 mm Diâmetro interno 3548 in 901 mm Material Aço comercial Rugosidade relativa ε𝐷 00005 52 Válvulas As válvulas devem ser dimensionadas de acordo com a vazão requerida Para isso existe o parâmetro de abertura da válvula chamado que pode ser estimado para líquidos pela 𝐶𝑣 Equação 2 abaixo 𝐶𝑣 𝑄𝑣 𝑃𝑣 ρ𝑤 1094 2 091 73 Eq 2 Pelo cálculo da perda de carga podese dizer que a queda de pressão é cerca de 2 psi então dessa forma temse que o ótimo da válvula deve ser igual a 73 Como se pretende usar 𝐶𝑣 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 5 Informações da válvula globo escolhida com base no cálculo do ótimo 𝐶𝑣 Dimensão 4 in 889 mm Diâmetro interno 35 in 1016 mm Tipo de controle Linear Fabricante Masoneilan 𝐶𝑣 100 Modelo 217100 Tipo de trim Anticavitação e baixo ruido Material Aço carbono comercial descrição completa item a do catálogo 16 Figura 5 Parte do catálogo da Masoneilan para escolha da válvula de controle 53 Bomba Para dimensionar a bomba da linha partiuse da equação de Bernoulli Equação 3 𝑃1 ρ𝑔 𝑣1 2 2𝑔 𝑧1 𝐻𝐵 𝑃2 ρ𝑔 𝑣2 2 2𝑔 𝑧2 ℎ𝐿 Eq 3 Considerando que o ponto 1 é a superfície de líquido no separador trifásico e o ponto 2 é a entrada da válvula de controle de pressão logo antes da coluna considerouse que a pressão é igual nos dois pontos e a velocidade no ponto 1 é nula Dessa forma temse que a carga da bomba é igual a 𝐻𝐵 𝐻𝐵 𝑣2 2 2𝑔 𝑧2 𝑧1 ℎ𝐿 1085 2 2 981 30 2 8 ℎ𝐿 27 3 ℎ𝐿 Eq 4 Dessa forma basta calcular a perda de carga dada pela equação abaixo ℎ𝐿 ℎ𝐿 2𝑓 𝐿𝑒𝑞 𝐷 𝑣 2 𝑔 Eq 5 Para encontrar o comprimento de tubo equivalente listouse todos os acidentes e com auxílio da literatura obtevese o de cada acidente Somouse todos os valores e obtevese com 𝐿𝑒𝑞 o comprimento de tubulação utilizada um comprimento equivalente de 1225 m O fator de atrito de Fanning obtevese do diagrama de Moody onde para 7 e 𝑅𝑒 1 0 10 rugosidade relativa 00005 obtevese Dessa forma obtevese que 𝑓 0 0205 ℎ𝐿 2𝑓 𝐿𝑒𝑞 𝐷 𝑣 2 𝑔 2 002 1225 1085 2 0090 981 6 5 𝑚 Eq 5 Assim calculouse a carga da bomba por 𝐻𝐵 27 3 ℎ𝐿 27 3 6 7 33 8 𝑚 Eq 6 17 Além de calcular a carga da bomba é necessário que a bomba escolhida atenda outros requisitos como a vazão e o material adequado A vazão de trabalho é 249 m³h e a carga 𝑁𝑃𝑆𝐻 requerida pelo sistema é cerca de 34 m dessa forma procurouse no catálogo da KBS uma bomba que atendesse os requisitos e mais próxima do ponto ótimo A bomba escolhida foi a Etaprime LBN 618 de rotação 2900 rpm e 50Hz cujas curvas de operação se encontram na Figura 6 Figura 6 Curvas de operação da bomba escolhida para o deslocamento do fluido entre o separador e a coluna de destilação Pela curva de operação da bomba notase que o requerido da bomba é de 25 m 𝑁𝑃𝑆𝐻 Para concluir que a bomba é adequada ao sistema calculouse o disponível 𝑁𝑃𝑆𝐻 𝑁𝑃𝑆𝐻𝑑 𝑃1𝑃𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 ρ𝑔 𝑧1 ℎ𝐿 Eq 7 A pressão de vapor foi obtida pela pressão de vapor do componente mais leve por Antoine na temperatura de 40 oC e a perda de carga foi calculada somente com os acidentes e tubulação anterior a bomba Com isso obtevese 18 𝑁𝑃𝑆𝐻𝑑 𝑃1𝑃𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 ρ𝑔 𝑧1 ℎ𝐿 10000028655 8737 981 2 8 2 6 11 5 𝑚 Como disponível é maior que o requerido então a bomba é adequada ao sistema em 𝑁𝑃𝑆𝐻 questão Tabela 6 Informações da bomba escolhida com base no cálculo da carga requerida e 𝑁𝑃𝑆𝐻 Rotação 2900 rpm Fabricante KBS Modelo Centrífuga Etaprime LBN 618 Frequência 50 Hz Potência 4600 W Vazão de operação 249 m³h 𝑁𝑃𝑆𝐻 requerido 25 m Material Aço inoxidável 19 6 DIMENSIONAMENTO DOS TANQUES DE ARMAZENAGEM Para o dimensionamento do tanque fezse necessário escolher o volume a ser estocado de reagentes e produtos etilbenzeno e estireno Desse modo optouse por escolher um múltiplo da demanda diária de etilbenzeno e da produção diária de estireno visando cobrir possíveis atrasos no sistema de transporte que atende a planta carga e descarga do produto e da matériaprima Estipulouse então trabalhar com um sistema de armazenamento adequado para manter a produção por quatro dias mesmo que haja atraso dos carregamentos Portanto dados 𝑛 𝐷1 130 𝑚𝑜𝑙ℎ 𝑛 𝐷9 126 6 𝑚𝑜𝑙ℎ que em termos volumétricos são 𝑉 𝐷1 301 961 𝐿 𝑑𝑒 𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎çã𝑜 𝑚𝑖𝑛 𝑉 𝐷9 271 124 𝐿 𝑑𝑒 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑡𝑜 𝑚𝑖𝑛 chegamos que diariamente são consumidos 𝑉𝑐 434824 𝐿 114868 𝑔𝑎𝑙 𝐸 𝑈 𝐴 e produzidos 𝑉𝑝 390419 𝐿 103138 𝑔𝑎𝑙 𝐸 𝑈 𝐴 Neste ponto optouse por construir quatro tanques com dimensões para acomodar um dia de produção cada além de uma margem de segurança 10 turton Esse escolha foi baseada em critérios de segurança e nos dados da Tabela 7 Dentre os critérios de segurança é válido citar que os produtos a serem armazenados são inflamáveis e nesse caso é desaconselhável o uso de um único tanque além de que o uso de múltiplos tanques facilita procedimentos de manutenção Kuan Assim os volumes requeridos para cada tanque de reagente é 𝑉𝑅𝑇𝑅 434824𝑥1 1 478307 𝐿 126355 𝑔𝑎𝑙 𝐸 𝑈 𝐴 Eq 8 e para cada tanque de produto 𝑉𝑅𝑇𝑃 390419𝑥1 1 429461 𝐿 113452 𝑔𝑎𝑙 𝐸 𝑈 𝐴 Eq 9 Para esses volumes a literatura Walas reporta que o devese utilizar preferencialmente tanques cilindricos verticais tanques horizontais são normalmente limitados a um volume de 35000 gal Além disso como se tratam de líquidos inflamáveis cuja temperatura de fulgor encontrase próxima ou abaixo de armazenamento temperatura ambiente aproximadamente 25 C Optou se por um tanque de teto flutuante pois estes são vantajosos pois estes não permitem que haja espaço para o acumulo de gases Também pelo grau de periculosidade do compostos armazenados optouse por usar o tanque com a teto flutuante interno que apresenta uma cobertura fixa sobre a borda do tanque para proteger o teto flutuante do intemperismo e do 20 acumulo de água da chuva Kuan Este tipo de tanque é ilustrado na Figura 7 Figura 7 Tanque de armazenamento com teto flutuante interno 61 Dimensionamento dos tanques Para tanques com grande capacidade são usados tanques cuja espessura de parede varia Isso se dá pois a pressão do fluido se torna cada vez maior No entanto construir todo o tanque com a espessura necessária ao fundo é desvantajoso em termos econômicos sendo que variar a espessura de parede pode baixar o custo de construção do tanque em questão SINNOTT Na literatura Walas encontrouse a Tabela 7 Tabela 7 Tanques verticais que apresenta as dimensões típicas de um tanque vertical padrão API Assim selecionaramse as dimensões apresentadas na Tabela 8 21 Tabela 8 Dimensões dos selecionadas que atendem satisfatoriamente o volume requerido pelos tanques da planta anteriormente apresentados Notase que para o volume selecionado não há necessidade de variar a espessura da parede A Tabela 9 apresenta os valores aproximados das principais dimensões dos tanques da planta em unidades convencionais Tabela 9 Dimensões dos tanques da planta 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 Por fim no que se refere ao material de construção dos tanques optouse por 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 22 7 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 23 8 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS 1 D H James W M Castor Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry Vol34 Pág 529 a 544 Referências Caio Refervedor Cao E 2009 Heat Transfer in Process Engineering slMcGraw Hill Mostinski I L 1963 Calculation of boiling heat transfer coefficients based on the law of corresponding states 8580 Mukherjee R 1998 Effectively Design ShellandTubes Heat Exchangers Sinnott R Towler G 2008 Chemical Engineering Design slElsevier Referências Luiz Tanques Walas S M Walas Chemical Process Equipments Selection and Design ButterworthHeinemann 1990 Turton R Turton et al Analysis Synthesis and Design of Chemical Processes 3ªed Prentice Hall 1998 Sinnott G Towler R Sinnott Chemical Engineering Design Kuan S Y Kuan Design Construction and Operation of the Floating Roof Tank Dissertação University of Souther Queensland 2009 24 ANEXOS Tabela 10 Balanço de massa e energia global