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Recebido em: ___/____/_____, às ____:_____ h por: _______________________ EQ922 Projeto Químico 1 o Semestre de 2012 Produção de Estireno por Desidrogenação do Etilbenzeno Relatório Final Equipe 3 Supervisor: Profa. Dra. Maria Aparecida Silva Igor Tristão Charpinel de Souza 081638 Lucas de Lima Martins Portela 083801 Paulo Roberto Polastri 082462 Renan Ranelli 084588 Renato Correa Mascheti 082662 Ricardo Soares Cutolo 084067

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Recebido

em: ___/____/_____,

às ____:_____ h

por: _______________________

EQ922 – Projeto Químico

1o Semestre de 2012

Produção de Estireno por Desidrogenação do

Etilbenzeno

Relatório Final

Equipe 3 Supervisor: Profa. Dra. Maria Aparecida Silva Igor Tristão Charpinel de Souza 081638 Lucas de Lima Martins Portela 083801 Paulo Roberto Polastri 082462

Renan Ranelli 084588 Renato Correa Mascheti 082662 Ricardo Soares Cutolo 084067

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Sumário

1 Nomenclatura ................................................................................................................................ 5

2 Resumo ......................................................................................................................................... 8

3 Objetivo ......................................................................................................................................... 9

4 Descrição do processo ................................................................................................................ 10

4.1 Pré-reação do Etilbenzeno .................................................................................................. 11

4.2 Reação do Etilbenzeno ........................................................................................................ 11

4.3 Separação do Estireno ........................................................................................................ 12

4.4 Resfriamento do Estireno .................................................................................................... 13

4.5 Consumo específico de utilidades ....................................................................................... 15

5 Equipamentos projetados............................................................................................................ 16

5.1 Reatores .............................................................................................................................. 16

5.2 Separador trifásico ............................................................................................................... 16

5.3 Colunas de Destilação ......................................................................................................... 17

5.4 Refervedor da coluna C2. .................................................................................................... 18

5.5 Trocador de calor ................................................................................................................. 19

5.6 Tubulação entre as colunas de destilação ........................................................................... 20

5.7 Tanque de armazenamento ................................................................................................. 21

6 Análise técnico-econômica .......................................................................................................... 22

7 Custo de Capital Inicial ................................................................................................................ 23

7.1 Custo de capital fixo ............................................................................................................. 23

7.1.1 Tubulações ................................................................................................................... 23

7.1.2 Bombas ........................................................................................................................ 25

7.1.3 Válvulas de controle ..................................................................................................... 26

7.1.4 Válvulas ........................................................................................................................ 26

7.1.5 Trocadores de calor ...................................................................................................... 27

7.1.6 Refervedores e Condensadores ................................................................................... 28

7.1.7 Fornos .......................................................................................................................... 29

7.1.8 Separador trifásico ....................................................................................................... 29

7.1.9 Colunas de destilação .................................................................................................. 29

7.1.10 Reatores ....................................................................................................................... 30

7.1.11 Tanques de armazenamento ........................................................................................ 30

7.1.12 Custo total .................................................................................................................... 30

7.2 Custo de capital de giro ....................................................................................................... 32

7.3 Custo de start-up ................................................................................................................. 32

8 Custo de produção ...................................................................................................................... 33

8.1 Custos variáveis ................................................................................................................... 33

8.1.1 Matéria-prima ............................................................................................................... 33

8.1.2 Tratamento de rejeitos .................................................................................................. 34

8.1.3 Utilidades ...................................................................................................................... 34

Page 3: G3 Relat%f3rio Final

3

8.1.4 Mão de obra de operação ............................................................................................ 35

8.1.5 Cálculo do custo de manufatura (COM) ....................................................................... 36

8.1.6 Mão de obra de supervisão .......................................................................................... 36

8.1.7 Manutenção e reparos .................................................................................................. 37

8.1.8 Suprimentos de operação ............................................................................................ 37

8.1.9 Despesas com laboratório ............................................................................................ 37

8.1.10 Patentes e royalties ...................................................................................................... 37

8.2 Custos fixos ......................................................................................................................... 38

8.2.1 Taxas locais e seguros ................................................................................................. 38

8.2.2 Custos diversos (overhead) .......................................................................................... 38

8.3 Custos gerais ....................................................................................................................... 39

8.3.1 Custo de administração ................................................................................................ 39

8.3.2 Distribuição e vendas ................................................................................................... 39

8.3.3 Pesquisa & desenvolvimento ....................................................................................... 40

8.4 Resumo dos custos de produção ........................................................................................ 40

8.5 Receita ................................................................................................................................. 41

8.6 Lista de custos de produtos , insumos e atividades............................................................. 41

9 Análise econômica ...................................................................................................................... 42

9.1 Hipóteses ............................................................................................................................. 42

9.2 Fluxo de caixa ...................................................................................................................... 42

9.2.1 Depreciação e carga tributária...................................................................................... 42

9.2.2 Fluxo de caixa discreto ................................................................................................. 43

9.2.3 Fluxo de caixa cumulativo ............................................................................................ 45

9.3 Análise de investimento ....................................................................................................... 46

9.3.1 Tempo de retorno ......................................................................................................... 46

9.3.2 Valor presente líquido ................................................................................................... 46

9.3.3 Taxa interna de retorno (IRR) ....................................................................................... 47

9.4 Análise de sensibilidade ...................................................................................................... 48

9.5 Análise da planta de estireno ............................................................................................... 50

9.6 Análise de cenário ............................................................................................................... 51

10 Conclusões .............................................................................................................................. 56

11 Referências Bibliográficas ....................................................................................................... 57

12 Anexo 1 Fluxograma do processo ........................................................................................... 59

13 Anexo 2 Reator ........................................................................................................................ 60

14 Anexo 3 Separador trifásico .................................................................................................... 63

15 Anexo 4 Coluna de destilação ................................................................................................. 65

15.1.1 Procedimento de projeto da coluna C1 ........................................................................ 65

15.1.2 Procedimento de projeto da coluna C2 ........................................................................ 66

16 Anexo 5 Refervedor ................................................................................................................. 68

17 Anexo 6 Trocador de calor ...................................................................................................... 72

18 Anexo 7 Tubulação entre as colunas de destilação ................................................................ 76

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4

18.1 Definição do traçado da tubulação (layout) ......................................................................... 76

18.2 Seleção da válvula de controle ............................................................................................ 76

18.3 Linha entre as colunas C1 e C2 ........................................................................................... 77

18.4 Bomba.................................................................................................................................. 79

19 Anexo 8 Layout da linha entre as colunas ............................................................................... 81

20 Anexo 9 Tanque de armazenamento ....................................................................................... 82

21 Anexo 10 Diagrama de engenharia ......................................................................................... 83

22 Anexo 11 Custo unitários dos equipamentos .......................................................................... 84

Page 5: G3 Relat%f3rio Final

5

1 Nomenclatura

Símbolo Descrição Unidade

A Área de troca térmica do trocador de calor / refervedor m²

AHL Área do separador trifásico da fase líquida pesada m²

ALL Área do separador trifásico da fase líquida leve m²

AMT Altura manométrica total m

AT Área total do separador trifásico m²

AV Área do separador trifásico da fase vapor m²

cC Folga do casco no trocador de calor m

CCG Custo de capital de giro F$

COL Custo de mão-de-obra F$

COM Custo de manufatura F$

cP Calor específico J/kg

Cprod Custo de produção F$

CRM Custo de matéria-prima F$

CS Custo de Startup F$

CUT Custo de utilidades F$

Cvreq Coeficiente de vazão da válvula -

CWT Custo de tratamento de resíduos F$

d0 Diâmetro externo do tubo do trocador de calor / refervedor In, cm

DB Diâmetro de feixe dos tubos m

DC Diâmetro do casco do trocador de calor / refervedor m

ddep Depreciação F$

di Diâmetro interno do tubo no trocador de calor / refervedor In, cm

DP Diâmetro de partícula cm

Dt Diâmetro externo do tubo no trocador de calor m

DT Diâmetro interno do tubo do reator cm

Dt,i Diâmetro interno do tubo no trocador de calor m

Dv Diâmetro do vaso m

E0 Eficiência dos estágios da coluna -

F0 Vazão molar de entrada dos reatores mol / s

Fcaixa Fluxo de caixa F$

FCI Custo de capital fixo F$

fD Fator de atrito de Darcy -

FT Fator de correção de temperatura no trocador de calor -

G Fluxo mássico através do reator kg / m³ s

h Coeficiente de transferência de calor por convecção W / m² K

H Altura total da coluna m

h0 Coeficiente de calor convectivo no casco do refervedor W / m² K

HB Altura do fundo da coluna m

HB Carga da bomba m

hC Coeficiente de transferência de calor no lado do casco W / m² K

hi Coeficiente de calor convectivo no tubo no trocador de calor / refervedor W / m² K

hL Perda de carga m

HP Altura da seção de pratos da coluna m

hT Coeficiente de transferência de calor no lado dos tubos W / m² K

HT Altura do topo da coluna m

ides Taxa de desconto %

iIR Taxa de imposto de renda %

jf Parâmetro da correlação de queda de pressão no trocador casco-e-tubo -

Page 6: G3 Relat%f3rio Final

6

jh Parâmetro da correlação de coeficiente de calor convectivo -

K1 Parâmetro de arranjo trocador de calor -

KB Fator para tipo de arranjo de refervedor -

Kw Coeficiente de transferência de calor por condução no tubo do refervedor W / m K

L Comprimento do trocador de calor / refervedor m, cm

Lbruto Lucro bruto F$

Leq,i Comprimento equivalente do acidente i m

Lliq Lucro líquido F$

Lreator Comprimento do reator m

LT Comprimento dos tubos no trocador de calor m

Ltrib Lucro tributável F$

LV Comprimento do vaso m

N1 Parâmetro de arranjo do trocador de calor -

NIdeal Número de estágios ideais -

Np,t Número de passes de tubos no trocador de calor -

NPSHd Carga positiva disponível da bomba na sucção m

NRe Número de Reynolds -

NReal Número de estágios reais -

Nt Número de tubos do feixe do trocador de calor / refervedor -

Ntubos Número de tubos do reator -

P Pressão do vapor no casco do refervedor kPa, bar

Pc Pressão crítica do vapor no casco do refervedor kPa, bar

Pcaixa Valor presente F$

Peixo Potência no eixo da bomba W

Pi Pressão no ponto i Pa

Pr Número de Prandtl -

PT Passo do feixe de tubos do trocador de calor / refervedor in, cm

Pvap Pressão de vapor Pa

Pvaphk Pressão de vapor do componente de chave pesada bar

Pvaplk Pressão de vapor do componente de chave leve bar

Q Carga térmica do trocador de calor / refervedor W

q Vazão volumétrica de líquido através da válvula m³

q’’ Fluxo de calor W / m²

q’’cb Fluxo de calor de segurança para ebulição no casco do refervedor W

q’’max Fluxo de calor máximo no casco do refervedor W

QL Vazão volumétrica para fase líquida ft³/s

QV Vazão volumétrica para fase gasosa m³/s

R Parâmetro de troca térmica do trocador de calor -

Rd,c Fator de incrustação no lado do casco m² K / W

Rd,t Fator de incrustação no lado do tubo m² K / W

Re Número de Reynolds -

S Parâmetro de troca térmica do trocador de calor -

Sc Área de secção no casco do trocador de calor / refervedor m²

Tf,e Temperatura de entrada do fluido frio no trocador de calor K, °C

Tf,s Temperatura de saída do fluido frio no trocador de calor K, °C

Th Tempo de hold-up do separador trifásico s

Tq,e Temperatura de entrada do fluido quente no trocador de calor K, °C

Tq,s Temperatura de saída do fluido quente no trocador de calor K, °C

TS Tempo de surge do separador trifásico s

U Coeficiente de transferência global do trocador de calor / refervedor W / m² K

uc Velocidade do fluido escoando nos tubos do trocador de calor m/s

Page 7: G3 Relat%f3rio Final

7

UL Coeficiente global de transferência de calor limpo W/ m² K

US Coeficiente global de transferência de calor sujo W / m² K

uv Velocidade do vapor ascendente no refervedor m/s

V Vazão volumétrica m³/h

VH Volume de hold-up do separador trifásico m³

VPL Valor presente líquido F$

Vreator Volume do reator m³

Vreq Volume requerido ao armazenamento m³

VS Volume de surge do separador trifásico m³

Wreator Massa de catalisador do reator kg

Letras Gregas

Símbolo Descrição Unidade

µ Viscosidade dinâmica Pa . s

αa Volatilidade relativa entre dois componentes -

ΔP1ºReator Queda de pressão no primeiro reator bar

ΔP2ºReator Queda de pressão no segundo reator bar

ΔPC Queda de pressão no lado dos tubos kPa

ΔPT Queda de pressão no lado do casco kPa

ΔT1ºReator Queda de temperatura do primeiro reator K

ΔT2ºReator Queda de temperatura do segundo reator K

Δtarm Tempo de armazenamento estimado h

ΔTm Diferença média de temperatura no trocador de calor / refervedor K, °C

ΔTml Diferença média logarítmica de temperatura no trocador de calor K, °C

η Eficiência mecânica da bomba -

λ Calor latente de vaporização J/kg

ρA Densidade aparente do catalisador kg / m³

ρL Densidade na fase líquida kg/m³

ρV Densidade na fase vapor kg/m³

σ Tensão superficial do líquido N/m

Page 8: G3 Relat%f3rio Final

8

2 Resumo

O presente trabalho se apresenta como a congruência de todo desenvolvimento realizado ao longo

da disciplina de projeto químico, sendo o ponto de chegada de toda análise desenvolvida desde os

balanços de massa e energia preliminares aos diagramas de engenharia. É apresentada

brevemente uma descrição do processo, conceituando as principais etapas presentes na rota de

produção proposta e especificando as composições das principais correntes da planta. Em seguida,

apresenta-se uma compilação das dimensões dos equipamentos projetados, cujas memórias de

calculas conceituais estão inseridas em anexo ao corpo do relatório, juntamente com os diagramas

de engenharia e o isométrico da linha de operação entre as colunas. Procede-se então para análise

técnico-econômica do processo, onde se levantam os custos de capital inicial (capital inicial fixo,

capital de giro e capital de start-up), os custos de produção e as receitas operacionais do processo,

e sobre a qual se avalia a viabilidade do investimento proposto e se faz uma análise de

sensibilidade sobre as variáveis de maior influência no desempenho econômico da planta.

Page 9: G3 Relat%f3rio Final

9

3 Objetivo

O objetivo deste trabalho é apresentar o projeto final do processo de produção de estireno pela rota

de desidrogenação do etilbenzeno, os equipamentos que o compõem e suas principais dimensões,

e uma análise técnico-econômica simplificada do processo. O projeto dos principais equipamentos

do processo permite utilizar os principais conceitos desenvolvidos ao longo do curso de engenharia

química. Além disso, a realização da análise técnico-econômica é essencial para se analisar a

viabilidade prática da implantação do projeto, permitindo identificar onde se concentram os custos

mais elevados, e, posteriormente, quais as alterações no processo que poderiam ser feitas para se

reduzir os custos.

Page 10: G3 Relat%f3rio Final

10

4 Descrição do processo

A planta de estireno proposta tem capacidade produtiva de 100.000 toneladas anuais da commodity,

considerando-se uma parada da fábrica de 10 dias a cada ano (355 dias/ano de operação). A

parada geral prevista tem como principais objetivos a verificação, limpeza e manutenção dos

equipamentos, limpeza da planta, assim como a realização de estudos de campo e modificações

visando melhorias no processo. Além disso, é importante notar que diversos outros tipos de

manutenções menores podem ocorrer com a planta em operação, como a manutenção de

equipamentos rotativos (e.g. bombas, compressores, etc.), instrumentos e acessórios de tubulação

(válvulas, placas de orifício, medidores, etc.). Este tipo de manutenção não foi considerado no

projeto, uma vez que está mais relacionada aos projetos de tubulação e mecânica.

A rota de síntese utilizada é a desidrogenação do etilbenzeno (Reação 1). Nesta rota, a reação é

conduzida a baixa pressão e alta temperatura, em um reator catalítico heterogêneo.

8 10 8 8 2

EtilBenzeno Estireno

C H C H H Reação 1

Neste sistema, também podem ocorrer reações indesejáveis que formam benzeno, tolueno, etileno

e metano (Reações 2 e 3).

8 10 6 6 2 6

EtilBenzeno Benzeno

C H C H C H Reação 2

8 10 2 7 8 4

EtilBenzeno Tolueno

C H H C H CH Reação 3

Além disso, a manutenção da temperatura no reator menor que 660°C é importante para minimizar

a formação de coque, polimerização e desgaste do catalisador.

A planta de estireno proposta consiste em duas principais unidades. Na primeira unidade ocorrem a

pré-reação e a reação do etilbenzeno, na segunda unidade, separação e o resfriamento do estireno.

O processo elaborado está resumido nos fluxogramas simplificados que se encontram entre a

Figura 4.2 e a Figura 4.5. A legenda dos dados de processo se encontra na Figura 4.1.

Figura 4.1 Legenda dos dados de processo do fluxograma.

Page 11: G3 Relat%f3rio Final

11

4.1 Pré-reação do Etilbenzeno

A pré-reação é responsável pelo recebimento do etilbenzeno, principal reagente do processo,

representado na corrente de processo D1. O etilbenzeno passa por um pré-tratamento antes de ser

descarregado no reator, que incluí sua mistura com a corrente de reciclo D10, proveniente da

unidade de separação do estireno. A essa nova corrente, designada de D2, será misturado vapor

superaquecido a 800°C, na razão 15:1 de mols de vapor em relação ao etilbenzeno alimentado. A

mistura reacional formada será pré-aquecida a 610°C num forno alimentado por gás natural,

formando a corrente D4. Nesse ponto, a reação estará pronta para ser iniciada.

Figura 4.2 Fluxograma resumido da unidade de pré-reação do etilbenzeno.

4.2 Reação do Etilbenzeno

A corrente D4, composta predominantemente de Etilbenzeno e Vapor a 610°C é alimentada ao

sistema de reação. O sistema de reação é composto de dois reatores tubulares catalíticos e

adiabáticos. Como a reação de desidrogenação é uma reação endotérmica, é necessário dividir o

reator e reaquecer a mistura reacional para evitar que o volume de um único reator seja grande

demais. Entre eles, há um forno/queimador alimentado por gás natural responsável por garantir uma

temperatura de entrada alta da mistura reacional no segundo reator.

A mistura reacional deixa o segundo reator composta de Água, Estireno, Etilbenzeno, Hidrogênio e

em menor escala, Benzeno e Tolueno, produtos de reações paralelas no reator e de impurezas na

alimentação de etilbenzeno no processo. Segundo o projeto proposto, a conversão de etilbenzeno

no sistema reacional atinge 55,5%.

Page 12: G3 Relat%f3rio Final

12

Figura 4.3 Fluxograma resumido da unidade de reação.

4.3 Separação do Estireno

A mistura efluente do sistema reacional é resfriada até cerca de 75°C, e segue para um vaso

separador trifásico horizontal. Nesta temperatura, todos os componentes condensáveis apresentam-

se nas fases líquidas. Neste equipamento, as três fases provenientes da reação são separadas

segundo suas propriedades físicas e químicas. No topo do vaso saem os gases gerados na reação,

compostos quase totalmente por hidrogênio. No fundo do vaso a água é retirada do processo,

enquanto que os líquidos orgânicos, que apresentam pouca interação com a água, são retirados na

faixa intermediária do vaso.

A corrente de líquidos orgânicos é composta essencialmente de Etilbenzeno e Estireno, e uma

pequena quantidade de Tolueno e Benzeno. Esta corrente segue para um sistema de duas colunas

de destilação à vácuo. No topo da primeira coluna (T-201), separam-se os componentes Tolueno e

Benzeno com 99% de pureza (Corrente D11). A mistura no fundo da T-201 segue para uma

segunda coluna de destilação (T-202) cuja função é separar o Etilbenzeno do Estireno. Esta é uma

coluna relativamente complexa, visto que as substâncias são quimicamente e fisicamente similares.

Para isso, foi necessário dimensionar uma coluna de grandes dimensões e com uma alta razão de

refluxo. A corrente de topo de T-202 (D10), composta de cerca de 95% de Etilbenzeno, retorna a

Unidade de Pré-Reação enquanto a corrente de fundo (D9), com mais de 99% de pureza de

Estireno segue para um sistema de resfriamento, para que o Estireno possa ser devidamente

armazenado.

Page 13: G3 Relat%f3rio Final

13

Figura 4.4 Fluxograma resumido da unidade de separação.

4.4 Resfriamento do Estireno

O Estireno efluente da T-202 segue para um sistema de resfriamento composto por dois trocadores

de calor casco-e-tubo em série. O primeiro deles utiliza água de resfriamento, e o segundo água de

refrigeração (chilled-water). O estireno efluente do segundo trocador de calor está a 27,5°C, uma

temperatura adequada para seu armazenamento, amenizando problemas de polimerização do

estireno.

Figura 4.5 Fluxograma resumido da unidade de resfriamento do estireno.

Page 14: G3 Relat%f3rio Final

Tabela 4.1 Dados de processo das principais correntes do projetadas.

Composição Molar

Corrente Pressão (bar)

Temperatura (°C)

Vazão (kg/h)

Vazão (kmol/h)

Etilbenzeno Estireno Benzeno Tolueno Hidrogênio Metano Etileno Água Fluxo de

Energia (kW)

D1 2,00 135,0 12.084 113,86 99,80% - 0,10% 0,10% - - - - 333,7

D2 1,00 131,9 22.026 207,59 97,70% 2,10% 0,05% 0,05% - - - - 708,5

D3B 42,00 800,0 51.268 2.845,80 - - - - -

- 100,00% -168.560,0

D4B 1,40 610,0 73.294 3.053,39 6,60% 0,10% 0,00% 0,00% - - - 93,20% -164.870,0

D5B 1,00 75,0 73.294 3.166,10 2,80% 3,70% 0,00% 0,00% 3,60% trace trace 89,90% -216.180,0

D6A 1,00 75,0 21.799 207,60 43,50% 56,40% 0,06% 0,05% - - - - 3.652,7

D7 1,00 75,0 227 112,70 - - - - 100,00% trace trace - 45,3

D8 1,00 75,0 51.268 2.845,80 - - - - - - - 100,00% -224.230,0

D9D 1,44 27,7 11.837 113,64 0,80% 99,20% - - - - - - 3.297,7

D10 0,80 128,0 9.942 93,73 95,20% 4,80% - - - - - - 374,7

D11 0,50 70,0 20 0,23 0,40% 0,04% 49,80% 49,70% - - - - 2,4

Page 15: G3 Relat%f3rio Final

4.5 Consumo específico de utilidades

No processo de produção de estireno, conforme descrito no subitem anterior há consumo de vapor

satura a alta e média pressão, água de resfriamento e água de refrigeração, e gás natural.

O gás natural é consumido nos formos (queimadores) a fim de aquecer as correntes de entrada dos

dois reatores a 610 oC e a corrente de alimentação de vapor saturado a 42 bar a 800oC tornando-o

vapor superaquecido.

O vapor de alta pressão é consumido nos refervedores das duas colunas de destilação, e como

alimentação do processo, tornando-se de corrente de utilidade corrente de processo. O vapor de

média pressão é consumido no preaquecimento do etilbenzeno, armazenado a temperatura

ambiente e aquecido a 135 oC para entrar no processo.

Nos trocadores projetados na saída de fundo da segunda coluna, a fim de resfriar a corrente de

produto, há consumo das utilidades frias, água de resfriamento e refrigeração. Água de resfriamento

também é utilizada no trocador de calor após o segundo reator e nos condensadores das duas

colunas de destilação.

Discriminado todo consumo de utilidade, é possível calcular o consumo específico com base nas

vazões mássicas de cada utilidade empregada e na produção total de estireno ao fim do processo.

O parâmetro de consumo específico adotado é definido, assim, como a razão entre a produção de

estireno e o consumo de utilidade.

Os resultados que caracterizam as utilidades empregadas no processo estão na Tabela 4.1.

Tabela 4.1 Consumo específico de utilidades no processo.

Bloco Componente Vazão Mássica (kg/h) Consumo Específico

Global Estireno 11742,3

Global Etilbenzeno 12059,8 0,97

Global Vapor de Alta Pressão 90631 0,13

Global Gás Natural 1683 6,98

Global Água de Resfriamento 4152991 0,0028

Global Água de Refrigeração 8293 1,42

Global Vapor de Média Pressão 1185 9,91

Page 16: G3 Relat%f3rio Final

16

5 Equipamentos projetados

No desenvolvimento do projeto químico foram dimensionados e especificados os principais

equipamentos presentes na planta de produção de estireno. Na confluência dos trabalhos

realizados, apresentam-se a seguir os resultados das dimensões básicas de cada um desses

equipamentos.

5.1 Reatores

Os reatores utilizados no processo são do tipo catalítico heterogêneo e adiabáticos. O reator é

alimentado com uma mistura de etilbenzeno e vapor d’água a alta temperatura e baixa pressão no

reator. A reação de desidrogenação é endotérmica, e, portanto, são utilizados dois reatores em

série, com um reaquecimento entre eles.

Os resultados do reator químico são apresentados a seguir. Uma descrição detalhada do

procedimento de cálculo é apresentada no Anexo 2.

Tabela 5.1 Dados de Setup no Aspen.

Parâmetro Reator 1 Reator 2 Unidade

Configuração do reator Multitubular Multitubular -

Tipo de reator Adiabático Adiabático

Número de tubos 50 50

Comprimento do tubo 4 4 m

Diâmetro do tubo 0.8 0.8 m

Pressão de entrada 1.4 1.297 bar

Eq. de queda de pressão Ergun Ergun -

Fração de vazio do leito 0.4 0.4

Densidade da partícula 1282 1282 kg/m³

Diâmetro da partícula 1 1 cm

Esfericidade da partícula 1 1 -

Tabela 5.2 Resultados finais da simulação dos reatores.

Modo de operação Adiabático

Pressão de Operação 1.4

Razão H2O/Etilbenzeno 15

Conversão Global 99.2%

Conversão por passo 56.0%

Temperatura de entrada 610 °C

Temperatura de saída 578,1 °C

Perda de Carga 0,232 bar

5.2 Separador trifásico

Após a reação, a mistura gasosa é resfriada rapidamente à uma temperatura de 75 °C, permitindo

que os componentes condensáveis passem à fase líquida, formando uma fase aquosa e uma

Page 17: G3 Relat%f3rio Final

17 orgânica. Para separar essa mistura com duas fases líquidas e uma fase vapor, utiliza-se um

separador trifásico.

O separador projeto é do tipo horizontal, e foi projetado utilizando procedimentos empíricos,

baseados na definição de tempos de hold-up e surge. O vaso opera em pressão atmosférica. Os

resultados do dimensionamento do vaso são apresentados na Tabela 5.3. O procedimento

detalhado de dimensionamento é apresentado no Anexo 3.

Tabela 5.3 Resultados do dimensionamento.

Parâmetro Valor

Diâmetro 2,44 m

Comprimento 5,79 m

Razão Diâmetro por Comprimento 2,38

Espessura 6,35 mm

Massa do Vaso 2360 kg

Material Aço Carbono

Pressão 1 bar

Temperatura 75 oC

5.3 Colunas de Destilação

A separação a jusante do separador trifásico é realizada utilizando duas colunas de destilação. A

primeira coluna, C1, é responsável pela separação do benzeno e tolueno formados nas reações

indesejadas do etilbenzeno não reagido e o estireno. A segunda coluna, C2, procede com a

separação final do estireno e do etilbenzeno não reagido, que é reciclado. Os resultados do projeto

da coluna C1 são apresentados na Tabela 5.4 e na Tabela 5.5. Os resultados do projeto da coluna

C2 são apresentados na Tabela 5.6 e na Tabela 5.7. O procedimento detalhado de

dimensionamento das colunas é apresentado no Anexo 4.

Tabela 5.4 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1

Parâmetro Valor

Componente chave leve (LK) Tolueno

Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno

Recuperação do LK no destilado 0,99999

Recuperação do HK no destilado 0,00001

Pressão no condensador (bar) 0,5

Pressão no refervedor (bar) 1,2

Número de estágios 40

Tabela 5.5 Resultados do projeto simplificado da coluna C1

Parâmetro Valor Unidade

Razão de refluxo mínima 413 -

Razão de refluxo real 2646 -

Número mínimo de estágios 38,18 -

Número de estágios reais 40 -

Page 18: G3 Relat%f3rio Final

18

Parâmetro Valor Unidade

Estágio de alimentação 20,36 -

Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -

Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr

Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr

Temperatura do destilado 70 C

Temperatura na corrente de fundo 149 C

Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -

Tabela 5.6 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1

Parâmetro Valor

Componente chave leve (LK) Tolueno

Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno

Recuperação do LK no destilado 0,99999

Recuperação do HK no destilado 0,00001

Pressão no condensador (bar) 0,5

Pressão no refervedor (bar) 1,2

Número de estágios 40

Tabela 5.7 Resultados do projeto simplificado da coluna C1

Parâmetro Valor Unidade

Razão de refluxo mínima 413 -

Razão de refluxo real 2646 -

Número mínimo de estágios 38,18 -

Número de estágios reais 40 -

Estágio de alimentação 20,36 -

Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -

Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr

Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr

Temperatura do destilado 70 C

Temperatura na corrente de fundo 149 C

Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -

5.4 Refervedor da coluna C2.

O refervedor da coluna 2 é do tipo kettle, e opera com uma mistura composta por 99,2% de estireno

e 0,8% de etilbenzeno. Desta forma, dentro do feixe de tubos escoa o fluido quente, selecionado

como vapor de 42 bar (vapor de alta). O refervedor opera a uma pressão ligeiramente superior à

pressão de fundo da coluna. O refervedor foi projetado para operar com um fluxo de calor específico

inferior ao fluxo crítico. Os resultados do projeto do refervedor são apresentados na Tabela 5.8 e

Tabela 5.9. O procedimento detalhado do cálculo do refervedor é apresentado no anexo 5.

Tabela 5.8 Parâmetros utilizados no cálculo do fluxo de calor de segurança.

Variável Unidade Valor

Aceleração da gravidade, g m/s² 9,81 Calor latente de vaporização, λ J/kg 340.917

Page 19: G3 Relat%f3rio Final

19

Variável Unidade Valor

Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Fator para o tipo de arranjo, Kb - 0,44 Fluxo atual, q” kW/m2 85,5 Fluxo máximo, q”max kW/m2 108,2 Fluxo de segurança,q”cb kW/m² 154,6 Massa específica do líquido, ρL kg/m³ 767,4 Massa específica do vapor, ρv kg/m³ 4,77 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Passo, pt mm 62,5 Tensão superficial do líquido, σ N/m 0,024

Tabela 5.9 Parâmetros finais de projeto do refervedor tipo Kettle.

Variável Unidade Valor

Área de troca térmica m² 143 Carga térmica kW 12259 Comprimento do feixe m 5 Comprimento do tubo mm 10000 Diâmetro do casco m 2,88 Diâmetro do feixe m 1,11 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Número de passes nos tubos - 2 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Pressão da utilidade bar 42 Temperatura da carga ºC 166,3 Temperatura da utilidade ºC 252,1 Uglobal W/(m².K) 996

5.5 Trocador de calor

Foram projetados dois trocadores de calor para o resfriamento do estireno produzido após a

separação na coluna C2. Como a água de resfriamento é disponível a 30°C, e o estireno deve ser

armazenado a temperatura inferior a 32°C, a carga térmica do resfriamento foi dividida entre dois

trocadores, um operando com água de resfriamento (E-205) e outro operando com água de

refrigeração (E-206), de forma apresentada na Figura 5.1.

Figura 5.1 Arranjo dos trocadores de calor alocados.

O projeto dos trocadores foi realizado inicialmente utilizando o método de Kern, e refinado utilizando

o Aspen. Os resultados dos trocadores são apresentados na Tabela 5.10 e na Tabela 5.11. O

procedimento detalhado de projeto dos trocadores é apresentado no Anexo 6.

Page 20: G3 Relat%f3rio Final

20

Tabela 5.10 Inputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.

Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206

Diâmetro do Casco 31 cm 19,5 cm Número de Passes do Casco

1 1

Número de Tubos 86 45 Número de Passes dos Tubos

4 4

Diâmetro dos Tubos 0,75 in 0,75 in Pitch 0,94 in 0,94 in Comprimento dos Tubos 12 ft 14 ft Número de Chicanas 35 40 Corte das Chicanas 0,25 0,25 Vazão Mássica de Utilidade 12,22 kg/s 2,30 kg/s Vazão Mássica de Processo 3,28 kg/s 3,28 kg/s

Tabela 5.11 Outputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.

Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206

Temperatura de Entrada do Fluido Quente 166,3 oC 51,4oC Temperatura de Entrada do Fluido Frio 30 oC 10oC Temperatura de Saída do Fluido Quente 51,4oC 27,7oC Temperatura de Saída do Fluido Frio 43,0 oC 22,3oC Carga Térmica 720,54 kW 128,1 kW Área de Troca Térmica 18,8 m2 11,5 m2 Velocidade de Escoamento no Tubo 1,08 m/s 1,91m/s Velocidade de Escoamento no Casco 1,09 m/s 0,30 m/s Coeficiente Global de Troca Térmica Limpo

1082,0 W m-2 K-1 717,3 W m-2 K-1

Coeficiente Global de Troca Térmica Sujo 724,5 W m-2 K-1 540,2W m-2 K-1 Queda de Pressão do Casco 0,60 bar 0,012 bar Queda de Pressão do Tubo 0,14 bar 0,54 bar

5.6 Tubulação entre as colunas de destilação

O traçado da tubulação (layout) foi realizado levando em conta critérios de operação e manutenção

dos acessórios de tubulação da linha. Na linha entre as colunas C1 e C2, foi alocada uma placa de

orifício, uma válvula de controle e válvulas de bloqueio, dreno e bypass sobre essas. A bomba que

movimento o fluido nesta tubulação possui uma bomba reserva, e um sistema de bloqueio e

intertravamento automático. As bombas também possuem válvulas de retenção no trecho de

descarga. O traçado da linha é apresentado no Anexo 8. Explicação mais detalhada a respeito da

filosofia de síntese da linha é apresentada no Anexo 7.

A válvula de controle presente na linha é do tipo “globo”, com atuador pneumático tipo diafragma. A

característica de vazão é igual percentagem. Para uma queda de pressão definida na válvula de

0.02 bar, pode-se utilizar tipicamente uma válvula globo de 4”.

O material da tubulação é o aço AISI 304L. A linha projetada tem aproximadamente 55 metros de

trecho reto e 4 polegadas de diâmetro. Nesta linha, a maior parte da perda de carga se deve à

necessidade de elevar o fluido até o prato de alimentação na coluna. O procedimento detalhado

Page 21: G3 Relat%f3rio Final

21 para o dimensionamento da linha é apresentado no Anexo 7. Os resultados do dimensionamento da

linha são apresentados na Tabela 5.12.

Tabela 5.12 Características do escoamento na tubulação da linha entre as colunas.

Parâmetro Valor Unidade

Diâmetro interno (Di) 4 in

Schedule 40 adimensional

Velocidade (v) 0,973 m/s

N° de Reynolds (Re) 3,38.105 adimensional

Fator de atrito (fD) 0,0069 adimensional

Comprimento de tubulação (L) 53,5 m

Comprimento equivalente acidentes (Leq/D) 394 adimensional

Queda de pressão por atrito (∆Pa) 5757,5 Pa

Queda de pressão estática (∆Pe) 2,030.105 Pa

Queda de pressão total (∆Pt) 2,088.105 Pa

A bomba utilizada na linha foi dimensionada a partir dos resultados de queda de pressão estática e

por atrito. A bomba selecionada é do tipo centrífuga. O procedimento detalhado para o projeto da

bomba é apresentado no anexo 7. Os resultados da bomba projetada são apresentados na Tabela

5.13.

Tabela 5.13 Características da bomba projetada

Parâmetro Valor Unidade

NPSH requerido (NPSHR) Não foi definido m

NPSH disponível (NPSHD) 1,717 m

Pressão na Sucção (Psuc) 1,38 bar

Pressão na Descarga (Pdes) 3,31 bar

Temperatura na sucção (Tsuc) 150 °C

Temperatura na descarga (Tsuc) 150 °C

Vazão (Q) 28,411 m³/h

Tipo de bomba centrífuga -

Potencia (Peixo) 2,14 kW

5.7 Tanque de armazenamento

Foram projetados tanques de armazenamento para o etilbenzeno e estireno. O armazenamento

ocorre a 1 bar e 25 °C. O tempo de armazenamento de todas as correntes é de 3 dias, com os

tanques operando a 75% de suas capacidades máximas. Os tanques são cilíndricos e com teto

vertical. As dimensões dos tanques são apresentadas na Tabela 5.14. O procedimento detalhado

para o dimensionamento dos tanques é apresentado no Anexo 9.

Tabela 5.14 Dimensões dos tanques de armazenamento, em unidade do SI.

Composto Nº de

Tanques Diâmetro Altura Volume

Volume Total

Espessura

Parede e Teto Fundo Etilbenzeno ou Estireno

2 9,14 m 10,94 m 718,2 m3 1436 m3 4,76 mm 6,35 mm

Page 22: G3 Relat%f3rio Final

22

6 Análise técnico-econômica

Projetados os principais equipamentos presentes no processo, segue-se a análise técnico-

econômica da planta a fim de estimar os custos referentes ao capital inicial e à produção e a receita

operacional. Detalhados cada um dos fatores que compõe os custos e as receitas do processo,

procede-se à análise de lucratividade do investimento.

A análise técnico-econômica é fundamental ao projeto da planta de estireno, pois traduz em uma

base econômica todo trabalhado técnico desenvolvido, e caracteriza a viabilidade do processo. Sua

apresentação no presente documento está dividida em três itens, apresentados cada qual em um

capítulo a seguir: custo de capital inicial, custo de produção e análise econômica.

Page 23: G3 Relat%f3rio Final

23

7 Custo de Capital Inicial

7.1 Custo de capital fixo

Para a estimativa dos custos dos equipamentos, utilizou-se de estimativas com base em algum

parâmetro do equipamento, como área de troca térmica dos trocadores ou a potência no caso das

bombas. Todas as equações utilizadas neste item se encontram listadas no Anexo 11. Aos custos

dos equipamentos são atribuídos um fator de instalação além do fator material e do fator de

pressão. Esses fatores se encontram no mesmo anexo. O custo de instalação de equipamento é

dado pela Equação 7.1.

Custo de instalacao=Custo* 4+fator de material+fator de pressao 7.1

7.1.1 Tubulações

Para se calcular os custos das tubulações, é necessário realizar algumas estimativas sobre o layout

da planta, como distâncias entre tanques de armazenamento e equipamentos, e distância entre os

equipamentos. Os custos da tubulação dependem do comprimento e diâmetros das tubulações.

O trecho de tubulação calculado durante o projeto, entre as duas colunas de destilação, possui

diâmetro de 4 polegadas. Portanto, os diâmetros de todas as linhas de utilidades da planta foram

estimados como possuindo o mesmo diâmetro, de 4 polegadas.

Para se avaliar a validade dessa escolha, foram calculadas as velocidades em cada uma dessas

linhas. Inicialmente, atribuiu-se um sequencial para cada linha, conforme a Tabela 7.1.

Tabela 7.1 Definição de numeração sequencial para as linhas.

Sequencial De Para

1 Tanque de armazenamento EB Ponto de Mistura 1

2 Ponto de mistura 1 Forno

3 Forno Reator 1

4 Reator 1 Forno

5 Forno Reator 2

6 Reator 2 Trocador E-104

7 Trocador E-104 Separador Trifásico

8 Separador Trifásico Est Tratamento Efluentes

9 Separador Trifásico Coluna 1

10 Coluna 1 Coluna 2

11 Coluna 1 Tanque de arm B + T

12 Coluna 2 Trocador E-105

13 Coluna 2 Reciclo

14 Trocador E-105 Trocador E-106

15 Trocador E-106 Tanque de armazenamento S

16 Central de Utilidades E-104

17 Central de Utilidades E-105

Page 24: G3 Relat%f3rio Final

24

Sequencial De Para

18 Central de Utilidades E-106

19 Central de Utilidades Condensador 1

20 Central de Utilidades Refervedor 1

21 Central de Utilidades Condensador 2

22 Central de Utilidades Refervedor 2

A vazão volumétrica e a velocidade em cada foram então calculadas, e estão apresentadas na

Tabela 7.2. Observa-se que, enquanto para a maioria das tubulações com vazões de líquido as

velocidades estão dentro de valores aceitáveis (próximas a 1 m/s), nas tubulações em que há a

operação com gás, essa velocidade é extremamente alta. Seria necessário dimensionar linhas de

diâmetro maior. Entretanto, como nosso reator tubular é composto de 50 tubos de 80 cm, o ideal

seria instalar uma tubulação na saída de cada reator, juntando-os em seguida, através de um

manifold, logo antes da entrada do trocador de calor que condensa a mistura, de modo a se

trabalhar com tubulações menores.

Como nessa etapa deseja-se apenas uma estimativa inicial de diâmetro e comprimento, para

calcular o custo, foi utilizado o mesmo diâmetro para as tubulações de processo e utilidades.

Entretanto, numa fase de projeto detalhado, seria necessário calcular cada linha para obter um

diâmetro que apresentasse velocidade de escoamento adequado, e tomar cuidado especial com as

tubulações em que há escoamento gasoso.

Tabela 7.2 Diâmetro, comprimento e velocidade estimados para cada tubulação.

Sequencial Comprimento (m) Diâmetro (in) Vazão (m³/s) Velocidade (m/s)

1 50 4 0,008 0,986

2 10 4 41,300 5094,154

3 10 4 44,447 5482,292

4 10 4 46,726 5763,436

5 10 4 49,054 6050,534

6 20 4 53,245 6567,556

7 20 4 3,908 481,972

8 50 4 0,015 1,860

9 10 4 0,007 0,890

10 20 4 0,008 0,973

11 50 4 0,000007 0,001

12 10 4 0,004 0,531

13 30 4 0,004 0,442

14 10 4 0,004 0,463

15 50 4 0,004 0,453

TOTAL 360

16 50 4 0,8563 105,615

17 50 4 0,0122 1,507

18 50 4 0,0023 0,284

19 50 4 0,0894 11,030

20 50 4 0,1845 22,757

21 50 4 0,1957 24,140

Page 25: G3 Relat%f3rio Final

25

Sequencial Comprimento (m) Diâmetro (in) Vazão (m³/s) Velocidade (m/s)

22 50 4 0,3489 43,032

TOTAL 350

Os comprimentos estimados, também apresentados na Tabela 7.2 foram de 50 metros de tubulação

entre tanques e equipamentos e para as linhas de utilidades, já que normalmente os tanques e

central de utilidades se encontram mais afastadas da planta produtiva, e de 10 metros entre

equipamentos, utilizando-se 20 metros entre equipamentos que apresentam bombas entre eles.

Ressalta-se novamente que esses valores são apenas estimativas iniciais, e no projeto detalhado

da planta seria necessário projetar o layout da planta, e todos os encaminhamentos de tubulações,

para se obter um valor exato.

Os custos totais da tubulação, bem como os custos totais da tubulação instalada, estão

apresentados na Tabela 7.3. O material utilizado foi Aço carbono, para as tubulações nas quais não

há presença de estireno, e de Aço Inoxidável nas tubulações em que há a presença de estireno.

Para todas as linhas de processo, opera-se com pressões inferiores a 10 bar, e, portanto, não é

necessário considerar um fator de pressão no custo. Já para as tubulações de vapor de alta, é

necessário considerar esse fator. Como a vazão do vapor de média é baixa, e ele é utilizado em

apenas um trocador de calor, a tubulação dessa utilidade foi desconsiderada, por motivo de

simplificação.

Tabela 7.3 Custos totais das tubulações.

Tipo de serviço Comprimento total

(m)

Custo total

(F$)

Custo total instalado

(F$)

Com estireno, baixa pressão 200 20.320 162.560

Sem estireno, baixa pressão 410 41.656 166.624

Sem estireno, alta pressão 100 10.160 91.440

O custo total das tubulações instaladas, portanto, é de F$ 420.324,00.

7.1.2 Bombas

Como hipótese, sugeriu-se que para cada bomba haja uma bomba redundante para o caso de falha

ou manutenção. Assim, o número de bombas estimado é igual ao dobro do número de postos

necessários.

O número de postos estimados foi de 6. Estimou-se inicialmente uma bomba entre o tanque de

armazenamento de matéria-prima (etilbenzeno) e o primeiro reator, capaz de levar o fluido do inicio

do processo, através dos reatores e até o vaso separador trifásico. Em seguida, estimou-se uma

bomba entre o separador trifásico e a primeira coluna. Depois, uma bomba entre o topo da Coluna 1

e o tanque de armazenamento de Benzeno e Tolueno. Uma quarta bomba entre as duas colunas,

que foi a única bomba calculada nos relatórios anteriores. Por fim, uma bomba na corrente de

reciclo de etilbenzeno, e uma bomba entre os trocadores de calor de resfriamento do estireno, que

Page 26: G3 Relat%f3rio Final

26 deve vencer a perda de carga dos reatores e conduzir o fluido até o tanque de armazenamento

desse produto.

Para facilitar as estimativas, considerou-se que as bombas possuem a mesma potência de

operação e, portanto, possuem custos padrões iguais. Porém, algumas bombas são utilizadas para

bombear fluido com estireno e, portanto, são mais caras por terem que ser feitas de material

inoxidável.

Tabela 7.4 Custo das bombas instaladas em relação à potência necessária

Aplicação Número de

bombas Potência das bombas (kW)

Fator de material

Custo unitário (F$)

Bombeamento sem estireno

4 2,24 0 22.091,19

Bombeamento com estireno

8 2,24 4 88.364,78

7.1.3 Válvulas de controle

Como foi feito apenas o PI&D entre as duas colunas de destilação, foram especificadas apenas as

válvulas de controle necessárias para esses dois equipamentos. No total, foram 18 válvulas de

controle para essas colunas, sendo que 14 delas tem o estireno como fluido de processo, duas

delas utilizam utilidade de baixa pressão (água de resfriamento) e duas utilizam utilidade de alta

pressão (vapor de 42 bar).

Para os outros equipamentos, considerou-se que havia duas válvulas de controle sem estireno

ligadas aos seguintes equipamentos: Forno H-101, H-102 e H-103; trocadores E-101, E-102, E-205

e E-206; reatores R-101 e R-102; separador trifásico V-201 e tanque de armazenamento de

estireno. Esse valor considera que uma variável de controle de qualidade e outra para controle de

segurança do processo. O total de válvulas de controle se encontra na Tabela 7.5.

Tabela 7.5 Custo das válvulas de controle instaladas em relação ao diâmetro de escoamento.

Aplicação da válvula

Quantidade Diâmetro de escoamento

(pol)

Fator de material

Fator de pressão

Custo da aplicação

instalada (F$)

Sem estireno, pressão < 10 bar

20 4 0 0 84.880,13

Sem estireno, pressão > 40 bar

2 4 0 5 19.098,03

Com estireno, pressão < 10 bar

14 4 4 0 118.832,18

7.1.4 Válvulas

O número de válvulas necessárias foi estimado a partir do número de bombas. Como se considerou

que são 12 bombas (6 bombas do processos mais as redundantes), multiplicou-se por quatro esse

valor com base no detalhamento realizado na linha de processo feito entre as duas colunas. Esse

valor considera as válvulas de bloqueio, retenção e dreno.

Page 27: G3 Relat%f3rio Final

27

Tabela 7.6 Custo das válvulas instaladas em relação ao diâmetro de escoamento.

Aplicação da válvula

Quantidade Diâmetro de escoamento

(pol)

Fator de material

Fator de pressão

Custo da aplicação

instalada (F$)

Sem estireno, pressão < 10 bar

16 4 0 0 33.952,05

Com estireno, pressão < 10 bar

32 4 4 0 135.808,20

7.1.5 Trocadores de calor

Alguns trocadores já haviam sido projetados e, portanto, suas áreas já estavam disponíveis para os

cálculos dos custos. O trocador de calor E-104 não havia sido projetado, portanto, uma área

precisou ser estimada com base na carga térmica. Utilizando a Equação 7.2, essa estimativa se

tornou possível com base nos resultados obtidos pelo simulador do processo. T era a diferença

entre temperaturas entre o fluido de processo, que caiu de 578,1°C para 75 °C. A utilidade, neste

caso, foi a água de resfriamento que variou a temperatura de 30°C para 45°C (a máxima variação

permitida).

A carga térmica do trocador retirada do ASPEN foi 53668 kW. O valor do coeficiente global de troca

térmica foi estimado pela Figura 7.1. Considerando que este trocador condensa os componentes

que saem do reator, considerou-se esse coeficiente como sendo o de um condensador, cujo valor

estimado pelo gráfico foi de, aproximadamente, 650 W/(m².ºC).

No trocador E-101, há a condensação de um vapor saturado. Assim, considerou-se o coeficiente

global igual ao dos refervedores ,1000 W/m².°C. O calor foi obtido pela simulação do aquecimento

da alimentação de estireno de 25ºC para 135ºC, que necessitou de 684,03 kW.

7.2

7.3

Page 28: G3 Relat%f3rio Final

28

Figura 7.1 Estimativa do coeficiente global de troca térmica dos trocadores. [3]

As áreas de cada trocador e seus respectivos custos se encontram na Tabela 7.7.

Tabela 7.7 Custos trocadores de calor instalados em relação à área de troca térmica.

Identificação Área (m²) Fator material Fator de pressão Custo de instalação (F$)

E-101 7,3 4 0 52.736,79 E-102 418,2 4 0 598.343,26 E-205 18,8 4 0 93.028,22 E-206 11,5 4 0 69.268,96

7.1.6 Refervedores e Condensadores

O cálculo dos refervedores e condensadores é similar ao cálculo de aos outros tipos de trocadores

de calor com a diferença que a estimativa de custo é acrescida em 30% ao valor calculado pela

equação. A equação geral de trocadores (Equação 7.2) também foi utilizada. Analogamente aos

trocadores, retiraram-se do ASPEN as temperaturas e carga térmica para estimar a área desses

equipamentos.

O refervedor da segunda coluna de destilação já havia sido detalhado e, portanto, não precisou

desta etapa de cálculo. Os coeficientes globais de troca térmica também foram estimados pela

Figura 7.1 levando em consideração os fluidos envolvidos.

Os custos dos refervedores e condensadores podem ser encontrados na Tabela 7.8.

Tabela 7.8 Custos dos refervedores e condensadores instalados em relação à área de troca térmica.

Identificação Tipo Área (m²)

Fator de material

Fator de pressão

Custo de instalação (F$)

E-201 Condensador 270 0 0 299.257,16 E-202 Refervedor 63 4 0 249.843,28 E-203 Condensador 209 4 0 513.039,86 E-204 Refervedor 143 4 0 408.568,57

Page 29: G3 Relat%f3rio Final

29 7.1.7 Fornos

Os custos dos fornos são relacionados com a carga térmica necessária. O fluido que fornece

energia é o gás natural que entra em combustão. São três fornos que operam à pressão ambiente.

Apesar de alguns fornos trabalharem com vapores de alta pressão, essas pressões não alteram o

fator de pressão, pois os vapores passam dentro dos tubos e, portanto, considerou-se que a

estrutura não é afetada por isso.

Tabela 7.9 Custo dos fornos instalados em relação à carga térmica.

Identificação Carga Térmica (kW) Eficiência Custo de instalação (F$)

H-101 18026,2323 0,8 14.571.129,52 H-102 2984,31625 0,8 3.456.568,14 H-103 2359,4334 0,8 2.864.279,71

7.1.8 Separador trifásico

A estimativa separador trifásico foi obtida a partir da equação de custo do vaso. Não há correção por

um fator de pressão, pois já é considerada na equação da estimativa dos custos. A pressão de

operação foi considerada como sendo 1 bar (operação à pressão ambiente). Porém, o separador

trifásico opera com estireno e deve ter um fator corretor.

Tabela 7.10 Custo do separador trifásico instalado em relação ao diâmetro e altura.

Identificação Diâmetro

(m) Altura (m) Pressão (bar) Custo de instalação (F$)

V-201 2,22 5,72 1 490.430,50

7.1.9 Colunas de destilação

O cálculo do custo da coluna é dividido em duas partes: o cálculo do custo da estrutura e o cálculo

do custo dos pratos.

No caso da estrutura da coluna, utilizou-se a mesma equação para o cálculo de vasos, ou seja,

dependente da altura e do diâmetro. Para a estrutura da coluna, não se considera o fator de pressão

pois a mesma está inclusa na equação. Como hipótese, considerou-se que ambas as colunas

operam a pressão de 1 bar. Esta é uma estimativa razoável, pois as pressões no refervedor e no

condensador são moderadas (próximas à atmosférica). O fator de material a ser considerado é o do

aço inoxidável, já que o estireno está presente.

A primeira coluna de destilação, a que separa o benzeno e tolueno, não foi detalhada e, portanto,

seu custo teve que ser estimado a partir dos resultados da segunda coluna. O número mínimo de

estágios dessa coluna foi dado pelo Short-Cut da simulação com o valor de 39. Como o simulador

considera o refervedor e o condensador como estágios, o número de pratos considerado foi 37.

Page 30: G3 Relat%f3rio Final

30 Tabela 7.11 Custo das colunas de destilação instaladas em função do diâmetro, altura e número

de pratos.

Identificação Diâmetro (m) Altura (m) Número de

pratos Pressão (bar)

Custo de instalação (F$)

T-201 3,6 31,4 37 1 4.994.762,44

T-202 3,6 62,3 78 1 9.614.112,56

7.1.10 Reatores

O custo dos reatores é proporcional apenas à quantidade deles. Nenhuma dimensão está envolvida

na estimativa. Porém, como há estireno, foi necessário utilizar aço inoxidável e, portanto, um maior

fator de material no cálculo do custo de instalação.

Tabela 7.12 Custo unitário de instalação dos reatores.

Quantidade de reatores Fator de material Fator de pressão Custo unitário de instalação (F$)

2 4 0 16.000.000

7.1.11 Tanques de armazenamento

Como já especificado, foram dimensionados os tanques de armazenamento de estireno e

etilbenzeno. Consideraram-se dois tanques de iguais dimensões para cada uma dessas

substâncias. O tanque contendo estireno foi considerado que seria feito de aço carbono revestido,

pois sua estrutura seria mais barata em comparação a um tanque de aço inoxidável, mas mais caro

que o aço carbono por conta da necessidade do material e mão-de-obra para o revestimento. Como

não foi dado um valor para o fator desse tipo de material, considerou-se que esse fator é 1,5 (igual

ao aço com Cr e Mo).

Foi considerada também a existência de um tanque para o armazenamento da mistura de benzeno

e tolueno. Considerou-se que o tanque teria volume de 30m³, equivalente ao volume necessário

para o armazenamento de 52 dias de produção desse subproduto (sua vazão é de 0,024 m³/h). É

um valor superestimado, mas que inclui os valores de suas especificidades e fatores de segurança

não detalhados no projeto. Outro motivo para tal estimativa é que não compensa utilizar um tanque

de baixo volume, pois o custo do transporte iria elevar muito o custo de logística.

Tabela 7.13 Custos dos tanques de armazenamento instalados em função do volume.

Substância armazenada

Volume (m³)

Fator de material Fator de pressão Custo de instalação (F$)

Etilbenzeno 718,2 1,5 0,0 569.036,24

Etilbenzeno 718,2 1,5 0,0 569.036,24

Estireno 718,2 0,0 0,0 413.844,54

Estireno 718,2 0,0 0,0 413.844,54

Benzeno/ Tolueno 30 0,0 0,0 61.569,09

7.1.12 Custo total

Page 31: G3 Relat%f3rio Final

31 Somando-se todos os custos dos equipamentos e considerando os fatores de instalação, de

material e de pressão, foi possível obter uma estimativa do custo de instalação da fábrica. Tal valor

se encontra na Tabela 7.14.

Tabela 7.14 Custo total de instalação da planta de estireno a partir da produção desejada.

Equipamento Custo Unitário (F$) Número de equipamentos

Custo total (F$)

Bomba (bombeamento com estireno)

11.045,60 8 88.364,78

Bomba (bombeamento sem estireno)

5.522,80 4 22.091,19

Coluna de destilação T-201 4.994.762,44 - 4.994.762,44

Coluna de destilação T-202 9.614.112,56 - 9.614.112,56

Condensador E-201 299.257,16 - 299.257,16

Condensador E-203 513.039,86 - 513.039,86

Forno H-101 14.571.129,52 - 14.571.129,52

Forno H-102 3.456.568,14 - 3.456.568,14

Forno H-103 2.864.279,71 - 2.864.279,71

Reatores 16.000.000 2 32.000.000

Refervedor E-202 249.843,28 - 249.843,28

Refervedor E-204 408.568,57 - 408.568,57

Separador Trifásico V-201 490.430,50 - 490.430,50

Tanque de armazenamento de benzeno/tolueno

61.569,09 1 61.569,09

Tanque de armazenamento de estireno

569.036,24 2 1.138.072,48

Tanque de armazenamento de etilbenzeno

413.844,54 2 827.689,08

Trocador de calor E-101 52.736,79 - 52.736,79

Trocador de calor E-102 598.343,26 - 598.343,26

Trocador de calor E-205 93.028,22 - 93.028,22

Trocador de calor E-206 69.268,96 - 69.268,96

Tubulação com estireno, pressão<10 bar

- 200 m 162.560

Tubulação sem estireno, pressão<10 bar

- 410 m 166.624

Tubulação sem estireno, pressão>40 bar

- 100 m 91.440

Válvula de controle, com estireno, pressão<10 bar

8.488,01 14 118.832,18

Válvula de controle, sem estireno, pressão<10 bar

4.244,01 20 84.880,13

Page 32: G3 Relat%f3rio Final

32

Equipamento Custo Unitário (F$) Número de equipamentos

Custo total (F$)

Válvula de controle, sem estireno, pressão>40 bar

9.549,01 2 19.098,03

Válvula, com estireno, pressão<10 bar

4.244,01 32 135.808,20

Válvula, sem estireno, pressão<10 bar

2.122,00 16 33.952,05

Custo total dos equipamentos - - 73.158.296,24

7.2 Custo de capital de giro

O capital de giro é definido como a quantidade de dinheiro necessária para financiar os meses

iniciais de operação da planta, antes que esta comece a ter receita com a venda do(s) produtos(s)

[1]. Tipicamente, este dinheiro é utilizado para a compra de matéria-prima e suprimentos, para o

pagamento de salários e para eventuais contingências que surjam no início da operação. Inclui

também uma parcela destinada ao armazenamento e manutenção dos produtos em estoque, até

que a cadeia de suprimentos e as vendas estejam estabelecidas [1, 2]. A faixa típica para o custo de

capital de giro é de 10 a 20% do custo de capital fixo. Utilizou-se o fator médio de 15%, adotando

uma postura mais conservadora. Na Equação 7.4 encontra-se calculado o custo de capital de giro.

0,15 0,15 ( $72.891.293,11) $10.923.193,97CCG FCI F F 7.4

7.3 Custo de start-up

Durante a partida (start-up) de uma planta química, todas as unidades que a compõem são testadas

para verificar se estão operando dentro das faixas previstas em seu projeto e se estão adequadas

às normas de segurança previstas. O período de duração de um start-up depende diretamente da

complexidade da planta e pode haver a necessidade de serem feitas modificações nos

equipamentos até que as condições de projeto sejam atingidas [2].

A taxa de produção para o primeiro ano de operação de uma nova planta é geralmente estimada

como sendo uma parcela da capacidade prevista em projeto, devido ao período improdutivo, ou

ainda, de reduzida produtividade durante a partida. Recomenda-se a destinação de 5 a 20% do

custo de capital fixo para as despesas com partida. Adotou-se 10% do custo de capital fixo, uma que

vez que se trata de um valor tipicamente utilizado [2]. O custo de start-up é calculado através da

Equação 7.5.

0,10 0,10 ( $72.891.293,11) $7.282.129,31CS FCI F F 7.5

Page 33: G3 Relat%f3rio Final

33

8 Custo de produção

O custo de produção é a soma dos custos de todos os recursos utilizados no processo para produzir

o produto final. Este pode ser divido em três categorias: custos variáveis, custos fixos e custos

gerais. A soma destes três resulta no custo de produção.

Utilizou-se metodologia baseada no custo de manufatura (COM), apresentado na Equação 8.1, que

é um custo estimado utilizado para detalhar os cálculos de todos os custos que compõem o custo

total de produção.

O custo de manufatura (COM) representa uma primeira estimativa do custo de produção, sendo

função do custo de capital fixo, custo com mão de obra, e dos custos com matéria-prima, utilidades

e tratamento de efluentes. A partir dessa estimativa, é possível então calcular cada componente do

custo de produção, como uma porcentagem do custo de manufatura, e por fim calcular o custo total

de produção, de forma mais detalhada.

0,280 2,73 1,23( )OL UT WT RMCOM FCI C C C C 8.1

8.1 Custos variáveis

Os custos variáveis compõem a parcela do custo de produção que varia com a taxa de produção da

planta. Inclui os custos com matéria-prima, utilidades, tratamento de resíduos, mão de obra de

operação, mão de obra de supervisão, manutenção e reparos, suprimentos de operação, despesas

com laboratório além de despesas com patentes e royalties.

8.1.1 Matéria-prima

O custo de matéria-prima é composto pelo custo do etilbenzeno e pelo custo do catalisador. O custo

do etilbenzeno é de F$ 1.000/kg, e representa o maior componente de custo da planta, já que se

utiliza uma vazão mássica grande, de aproximadamente 103.000 toneladas por ano, para que se

possa produzir 100.000 toneladas anuais de estireno. Já o catalisador representa um custo

significativamente menor, de F$ 516.000 para as 258 toneladas necessárias para o reator, devendo

ser trocado a cada 21 meses. Os custos de matéria-prima estão apresentados na Tabela 8.1.

Tabela 8.1 Custos de matéria-prima.

Componente Massa utilizada Custo/massa Custo total

Etilbenzeno 102.953.550 kg/ano 1 F$/kg 102.953.550 F$/ano Catalisador 258.000 kg/(21 meses) 2 F$/kg 516.000 F$/(21 meses)

Como é necessário, entretanto, estimar o custo anual de matérias primas, deve-se multiplicar o

custo de catalisador, a cada 21 meses, por um fator de (12/21) que o transforma num custo

equivalente anual, que é de F$ 295.000. Entretanto, ao se considerar o custo de catalisador no fluxo

de caixa, deve-se utilizar o período de 21 meses para troca de catalisador, de modo a refletir de

forma mais realista os gastos para a substituição de catalisador no reator.

Page 34: G3 Relat%f3rio Final

34 Dessa forma, o custo total anual de matéria prima é apresentado na Equação 8.2.

$103.248.407,14RMC F 8.2

8.1.2 Tratamento de rejeitos

O custo de tratamento de efluente é proporcional à vazão gerada. Existem duas correntes efluentes

no processo, ambas provenientes do separador trifásico: uma corrente gasosa, composta

principalmente de hidrogênio, e outra composta de água contaminada com orgânicos, que sai no

fundo do vaso. Como não se deseja utilizar a corrente de hidrogênio, e se trata de um componente

combustível, é possível utilizar um flare.No flare, o hidrogênio será queimado, de forma que a única

emissão para a atmosfera será de gás carbônico e vapor d'água.

O único efluente a ser considerado pra o tratamento, portanto, e a água que sai do separador

trifásico. O custo total do tratamento de efluente é relativamente baixo, e corresponde a F$

43.680/ano, como apresentado na Tabela 8.2.

Tabela 8.2 Custos de tratamento de efluente.

Componente Vazão de efluente (m³/ano) Custo (F$/m³) Custo total - WTC

(F$/ano)

Água 436.803 0,1 43.680

8.1.3 Utilidades

O cálculo do custo total das utilidades foi realizado utilizando os custos fornecidos por massa, ou por

carga térmica de cada utilidade. As cargas térmicas totais fornecidas por cada utilidade, bem como

as vazões totais, estão apresentadas na Tabela 8.3.

Tabela 8.3 Cargas térmicas e vazões utilidades.

Utilidade Carga térmica (kW) Vazão Mássica (kg/h)

Gás Natural 23.369,9 1.683 Vapor de Alta 18.741,9 90.631 Vapor de Média 684,0 1.185 Água de Resfriamento -72.259,9 4.152.992 Água de Refrigeração -128,1 8.293 Energia Elétrica 15,4 -

Os custos específicos de cada utilidade, bem como os custos totais por ano estão apresentados na

Tabela 8.4.

Tabela 8.4 Custos com as utilidades.

Utilidade Custo específico Unidade Custo total (F$/ano)

Gás Natural 3 F$/GJ 2.150.414 Vapor de Alta 0,017 F$/kg 13.126.994 Vapor de Média 0,014 F$/kg 141.371 Água de Resfriamento 0,3 F$/GJ 664.898 Água de Refrigeração 3 F$/GJ 11.787 Energia Elétrica 1 F$/kWh 131.208

Page 35: G3 Relat%f3rio Final

35 Observa-se que os maiores custos são referentes ao Vapor de alta pressão e ao Gás Natural,

embora a maior carga térmica para uma utilidade seja a da água de resfriamento. Essa discrepância

pode ser justificada pelo custo mais elevado do gás natural em relação à água, e ao custo mais

elevado do processo geração de vapor em uma caldeira, em relação ao resfriamento da água numa

torre de resfriamento, que é um equipamento mais simples e que necessita de menos insumos para

operar. Enquanto o resfriamento de água em uma torre é realizado utilizando ar, na caldeira é

necessário queimar um combustível, além de ser necessário utilizar água desmineralizada para

gerar vapor, o que eleva os custos.

Já vapor de média, água de refrigeração e energia elétrica são utilizados em quantidades menores,

e por isso representam frações menores do custo total. Deve-se destacar que o custo de energia

elétrica considerado é apenas o utilizado pelas bombas do processo.

Portanto, o custo total com utilidades é calculado através da Equação 8.3.

8.1.4 Mão de obra de operação

A quantidade de operadores pode ser estimada de acordo com o número de equipamentos

presentes na planta química e de acordo com o número de etapas nas quais há manipulação de

partículas sólidas. A planta de estireno projetada contém 11 equipamentos (Equação 8.4) e não há

nenhuma etapa com manejo de partículas sólidas ( 0P ). De acordo com a Equação 8.5 calcula-se

o número de operadores necessários.

Definiu-se no projeto que a planta irá operar 355 dias por ano com três turnos diários. Logo a

quantidade total de turnos é de:

UTC =2.150.414+13.126.994+141.371+664.898+11.787+131.208= F$16.085.302 8.3

11npN Equipamentos 8.4

2 0,5 2(6,29 31,71 0,23 ) (6,29 31,71OL npN P N P 0

0,50,23.11) 2,97operadores 8.5

355 .3 1065dias turnos turnos

ano dia dia 8.6

Page 36: G3 Relat%f3rio Final

36 Previu-se um mês de férias (4 semanas) para cada operador e que cada um irá trabalhar 5 turnos

por semana, dessa forma, calcula-se a quantidade total de turnos que cada operador fará por ano

através de:

Levando em conta a carga horária de cada operador e as férias de cada um deles, estima-se que a

quantidade de operadores devem ser contratados para operador necessário é de:

Através da Equação 8.9calcula-se a quantidade total de operadores que deve ser contratada.

Como o custo mensal de cada operador é de F$5.500,00, o custo anual com mão de obra de

operação é calculado na Equação 8.10.

8.1.5 Cálculo do custo de manufatura (COM)

A partir dos custos de capital fixo, de matéria prima, utilidades e de mão de obra de operação,

calculou-se o custo de manufatura a partir da Equação 8.1. O resultado obtido encontra-se

apresentado na Equação 8.11. Deve-se destacar novamente que esse valor é um resultado

intermediário, que não compõe o custo total de produção, mas que será utilizado para estimar

outros custos mais detalhados, que irão compor o custo total de produção.

8.1.6 Mão de obra de supervisão

Supervisores técnicos ou mesmo consultores são, em algumas situações, necessários para

realização de melhorias e de modificações de processo. A quantidade de gastos com essa classe de

mão de obra está diretamente relacionada com a quantidade de mão de obra de operação, com a

complexidade da operação e com o padrão de qualidade do produto [2]. Recomenda-se destinar de

(52 4) 5 240.

turnos turnossemanas

operador semana operador 8.7

1065 .4,4

240 .

op contratados

op necessário 8.8

.2,97 .4,4 13,2 14

.

op contratadosoperadores operadores operadores

op necessário 8.9

F$5.500 12Mão de obra de operação = 14operadores. $924.000,00

. 1

mesesF

operador mês ano 8.10

$169.833.578,02COM F 8.11

Page 37: G3 Relat%f3rio Final

37 10 a 25% dos custos com mão de obra de operação para essa finalidade. Utilizou-se o fator médio

de 18% [1]. Na Equação 8.12 calcula-se o custo anual com mão de obra de supervisão.

8.1.7 Manutenção e reparos

Os equipamentos de uma planta química estão expostos a uma gama de condições severas, como

por exemplo fluidos corrosivos, que desgastam suas estruturas continuamente. Manutenção de

bombas, válvulas e juntas, reparos de vazamentos fazem parte do dia a dia de qualquer planta.

Nos processos industriais destina-se para manutenção de 2 a 10% do custo de capital fixo. O fator

médio é de 6%, no entanto, adotou-se 7% como segurança [2]. Na Equação 8.13 calcula-se o custo

anual com manutenção e reparos.

8.1.8 Suprimentos de operação

Os custos com suprimentos de operação incluem os gastos, como por exemplo, filtros, lubrificantes,

produtos químicos de testes, dispositivos de proteção pessoal (EPI’s), uniformes e outros produtos

similares, que não são considerados como matéria prima nem como relativos à manutenção [2].

Sugere-se destinar de 10 a 20% dos gastos com manutenção e reparos para utilizar com

suprimentos de operação. Adotou-se o fator médio de 15% [1]. Os custos com suprimentos de

operação são calculados através da Equação 8.14.

8.1.9 Despesas com laboratório

Todas as plantas químicas possuem laboratórios para realização de análises rotineiras, bem como

análise de qualidade. Destina-se para estas despesas de 10 a 20% do custo com a mão de obra de

operação. Optou-se por adotar o fator médio de 15% para estimar esses custos [1,2]. As despesas

com laboratório encontram-se calculadas na Equação 8.15.

8.1.10 Patentes e royalties

OLMão de obra de supervisão = 0,18C =0,18 (F$924.000,00)= F$166.320,00 8.12

Manutenção e reparos =0,07FCI= 0,07 (F$73.131.676,51)= F$5.119.217,36 8.13

Suprimentos e reparos = 0,15 (0,06 ) 0,009 (F$73.131.676,51)= F$685.185,09FCI 8.14

Despesas com laboratório = 0,15 =0,15 (F$924.000,00)= F$138.600,00OLC 8.15

Page 38: G3 Relat%f3rio Final

38 Patentes protegem diversos produtos e rotas de processo, assim, para utilizá-las é necessário que

se pague aos detentores os direitos de patente ou ainda royalties baseados na quantidade

produzida do produto que utiliza a patente. Quando as patentes são obtidas pela empresa que

gerencia a planta, existem custos relacionados à pesquisa envolvida e aos registros legais desta, no

entanto, estes custos geralmente são amortizados durante o período de proteção legal da patente

[2]. Sugere-se considerar estes custos como sendo de até 6% do custo de manufatura. Para o

cálculo das despesas com patentes e royalties trabalhou-se com o fator médio de 3% [1], conforme

a Equação 8.16.

8.2 Custos fixos

Ao contrário dos custos variáveis, os custos fixos não variam com a taxa de produção da planta.

Inclui os custos com taxas locais e seguros e os custos diversos (overhead).

8.2.1 Taxas locais e seguros

As taxas locais dependem da localização da planta química e das leis regionais. Regiões mais

populosas costumam ter taxas mais altas [2].

Todas as plantas industriais possuem seguro, dados os riscos associados aos processos químicos.

O custo com seguro é tão maior quanto mais complexo for o processo e na extensão da infra-

estrutura protegida.

A soma dos custos com taxas e seguro varia de 1,4 a 5% do custo de capital fixo. Utilizou-se o fator

médio de 3,2% e o cálculo dos custos com taxas locais e seguros está apresentado na Equação

8.17.

8.2.2 Custos diversos (overhead)

Os custos diversos incluem aqueles associados com a operação das instalações auxiliares que dão

suporte a produção, que envolvem: serviços de pagamento e contabilidade, proteção contra

incêndio e serviços de segurança, serviços médicos, lanchonetes, instalações recreativos e

benefícios para funcionários. Este custo é estimado como sendo de 50 a 70% da soma dos custos

de mão de obra de operação, de mão de obra de supervisão e de manutenção e reparos, conforme

a Equação 8.18.

Despesas com laboratório = 0,03 =0,03 (F$169.833.578,02)= F$5.095.007,34COM 8.16

Taxas locais e seguros = 0,032 =0,032 (F$73.131.676,51)= F$2.340.213,65FCI 8.17

Page 39: G3 Relat%f3rio Final

39

Os custos com mão de obra de operação, de supervisão e com manutenção e reparos foram

calculados nas Equações 8.10,8.12 e 8.13. Adotou-se o fator médio de 60% para o cálculo dos

custos diversos, que se encontra apresentado na Equação 8.19.

8.3 Custos gerais

8.3.1 Custo de administração

Os custos de administração referem-se aos gastos com atividades executivas e administrativas.

Incluem salários para administradores, secretários, economistas, equipe de tecnologia da

informação, engenheiros e advogados, além dos gastos com materiais e equipamentos de

escritório, comunicação externa e com prédios administrativos [2]. Este custo é estimado como

sendo de 15% da soma dos custos com mão de obra de operação, mão de obra de supervisão e

com manutenção e reparos, conforme a Equação 8.20 [1].

Os custos com mão de obra de operação, de supervisão e com manutenção e reparos foram

calculados nas Equações 8.10,8.12 e 8.13. O cálculo dos custos de administração está apresentado

na Equação 8.21.

8.3.2 Distribuição e vendas

Os custos com distribuição e vendas incluem os salários e suprimentos para o escritório comerciais

e seus respectivos funcionários, além de comissões e despesas com viagens dos representantes

comerciais. Inclui despesas com frete, custo de contêineres, propagandas e serviço técnico de

vendas [2].

Como a planta de estireno estará localizada em um complexo industrial de onde receberá a matéria

prima (etilbenzeno) e venderá o estireno diretamente para a produção de poliestireno, os gastos

com distribuição e vendas se reduzirão bastante. Recomenda-se destinar de 2 a 20 % do custo de

manufatura para distribuição vendas [1]. Devido à localização da planta, dentro de um complexo

OL

Manutenção e reparosMão de obra de supervisão

Custos diversos = (0,5-0,7)(C (0,1 0,25) (0,02 0,1) )OLC FCI 8.18

Custos diversos = 0,6 (F$(924.000,00+166.320,00+5.119.217,36))= F$3.286.932,35 8.19

OL

Manutenção e reparosMão de obra de supervisão

Custos de administração = 0,15(C (0,1 0,25) (0,02 0,1) )OLC FCI 8.20

Custos de administração = 0,15(F$(924.000,00+166.320,00+5.119.217,36))= R$821.733,09 8.21

Page 40: G3 Relat%f3rio Final

40 industrial, utilizou-se o valor mais baixo dessa faixa (apenas de 2%). O custo anual com distribuição

e vendas é calculado através da Equação 8.22.

8.3.3 Pesquisa & desenvolvimento

Para melhorar a produtividade do processo, criar novos produtos ou modificar o produto de forma a

atender interesses de clientes específicos é crucial investir em pesquisa e desenvolvimento (P&D).

Qualquer empresa que deseja manter-se competitiva frente as suas concorrentes deve investir

constantemente em P&D.

Os custos com P&D incluem os salários com os funcionários envolvidos com estas atividades, os

custos dos equipamentos e aparelhos utilizados, os custos com materiais e suprimentos, além

gastos com consultores técnicos. Sugere-se destinar 5% do custo de manufatura para ser investido

em P&D [2]. Na Equação 8.23 os custos anuais com P&D são calculados.

8.4 Resumo dos custos de produção

Os itens que compõe o custo de produção estão apresentados na Tabela 8.5, juntamente com a

faixa típica de valores encontrados na literatura e os valores adotados.

Tabela 8.5 Detalhamento dos custos de produção. Item do custo de produção Faixa Típica Faixa adotada Valor (F$)

Custos variáveis

Matéria-prima CRM - 103.248.407

Tratamento de resíduos CWT - 43.680

Utilidades CUT - 16.085.302

Mão de obra de operação COL - 924.000

Mão de obra de supervisão (0,1-0,25)COL 0,18COL 166.320

Manutenção e reparo (0,02-0,1)FCI 0,06FCI 5.119.217

Suprimentos de operação (0,1-0,2)(0,02-0,1)FCI 0,009FCI 685.185

Despesas com laboratório (0,1-0,2)COL 0,15COL 138.600

Patentes e royalties (0-0,06)COM 0,03COM 5.095.007

Custos fixos

Taxas locais e seguros (0,014-0,05)FCI 0,032FCI 2.340.214

Custos diversos(Overhead) (0,5-0,7)(COL+(0,1-0,25)COL+(0,02-0,1)FCI) 0,708COL+ 0,036FCI 3.286.932

Custos gerais

Custos de administração 0,15(COL+(0,1-0,25)COL+(0,02-0,1)FCI) 0,177COL+0,009FCI 821.733

Distribuição de vendas (0,02-0,2)COM 0,02COM 3.396.672

Pesquisa e desenvolvimento 0,05COM 0,05COM 8.491.679

Custo total de produção

149.842.948

Distribuição e vendas =0,02COM=0,02(F$169.833.578,02) = F$3.396.671,56 8.22

Pesquisa e Desenvolvimento=0,05COM=0,05 (F$169.833.578,02)= F$8.491.678,90 8.23

Page 41: G3 Relat%f3rio Final

41

8.5 Receita

A receita do processo de produção de estireno é toda proveniente dos produtos do processo: o

estireno, com pureza de 99,2%, e a mistura de benzeno e tolueno, com pureza de 99,5%.

Entretanto, a produção de benzeno e tolueno, que entram no processo como contaminantes, e são

produzidos como subprodutos, é muito pequena, representando apenas 0,16%, em massa, da

produção de estireno. Além disso, o preço de venda da mistura benzeno-tolueno é de F$ 500/kg,

enquanto o de estireno é de F$ 1300/kg. Dessa forma, o preço de venda da mistura benzeno-

tolueno representa apenas 0,06% das receitas totais.

A receita total do processo é de F$ 131.194.167 conforme apresentado na Tabela 8.6.

Tabela 8.6 Receitas do processo.

Componente Massa utilizada

(kg/ano) Receita/massa

(F$/kg) Receita total

(F$/ano)

Estireno 100.854.648 1,3 131.111.042 Benzeno + Tolueno 166.251 0,5 83.125

Total 131.194.167

8.6 Lista de custos de produtos , insumos e atividades

Os custos referentes às utilidades, matérias-primas, produtos e tratamento de efluentes do

processo, estão reunidos na Tabela 8.7.

Tabela 8.7 Custos de insumos, utilidades e atividades do processo.

Produtos/Insumos/atividade Custo unitário Unidade Custo total anual (F$)

Etilbenzeno 1 F$/kg 102.953.550,00

Catalisador 2 F$/kg 294.857,14

Vapor de alta 0,017 F$/kg 3.126.994,04

Vapor de média 0,014 F$/kg 141.370,66

Água de resfriamento 0,3 F$/GJ 664.898,41

Água de refrigeração 3 F$/GJ 11.787,25

Gás natural 3 F$/GJ 2.150.413,92

Energia elétrica 1 F$/kWh 131.208,00

Tratamento de efluente 0,1 F$/m³ 43.680,34

Estireno 1,3 F$/kg 131.111.042,40

Benzeno + Tolueno 0,5 F$/kg 83.125,38

Page 42: G3 Relat%f3rio Final

42

9 Análise econômica

9.1 Hipóteses

Considerar que não se aplicam as taxas de inflação de mercado sobre os custos de operação e o

lucro líquido do processo ao longo do período de tempo de trabalhado. Tal hipótese se justifica pela

característica do produto e da matéria-prima do processo, cuja natureza é de commoditie e cujos

preços na indústria química oscilam de maneira própria.

Adota-se uma taxa de retorno de 10% ao ano, com base na taxa Selic do ano de 2011, a qual foi de

11,6%, conforme dados da receita federal. A taxa de juros considerada sobre o fluxo de caixa

cumulativo de cada ano é a mesma da taxa de retorno. [4]

Assume-se período de 12 anos para análise da planta de estireno, sendo 2 anos de construção da

planta e 10 anos de sua operação.

9.2 Fluxo de caixa

O fluxo de caixa é construído com base no custo de capital inicial, o qual inclui o custo de capital

fixo, o custo de start-up e o capital de giro, e na receita operacional. É apresentado em base em

discreta, por base anual, e cumulativa, a qual soma o balanço de caixa ano após ano

cumulativamente.

O capita inicial fixo é distribuído nos dois anos de construção da planta, 40% do valor no primeiro

ano, e 60% no segundo, quando efetivamente são adquiridos os principais equipamentos. Também

no segundo ano são incluídos os custos de capital de giro e start-up. Ressalta-se também o custo

de renovação do catalisador utilizados nos reatores do processo, a cada 21 anos, o que acarreta

contabilizá-lo nos fluxos de caixa dos anos 4, 6, 8, 9 e 11.

O fluxo de caixa anual é calculado com base no lucro líquido – receita da venda de produtos, na

despesa operacional – custo de produção, no imposto de renda e na depreciação, conforme a

Equação 9.1.

9.1

Nos cálculos desenvolvidos, o fluxo de caixa discreto apresenta um valor líquido negativo ao longo

dos anos de operação (ano 3 ao ano 12), resultado de custos de produção maiores que a receita

total da produção. Tal fato exerce decisiva influência nos cálculos do fluxo de caixa e na análise do

investimento e de sua lucratividade, os quais são detalhados nos subitens posteriores.

9.2.1 Depreciação e carga tributária

Com base no capital inicial fixo se aplica o conceito de depreciação como um artifício tributário no

cálculo do imposto de renda a ser pago anualmente sobre a produção. A depreciação é descontada

Page 43: G3 Relat%f3rio Final

43 do lucro líquido da planta abatendo o lucro tributável e diminuindo o próprio imposto de renda, como

na Equação 9.2.

9.2

Onde o lucro líquido é dado diferença entre a receita operacional e o custo de produção, conforme a

Equação 9.4.

9.3

Esse artifício auxilia financeiramente as empresas em consequência de grande investimento fixo

inicial realizado. Existem vários modelos para se calcular a depreciação ao longo de um

determinado período de tempo, na análise em curso, adota-se o modelo linear de depreciação para

um período de 10 anos, conforme a Equação 9.4. Com base no custo de capital fixo calculado no

valor de , a depreciação será de por ano ao longo dos 10 anos de operação da planta,

equivalente ao período do ano 3 ao ano 12. Os dados assumidos estão na Tabela 9.1.

9.4

Tabela 9.1 Capital inicial fixo, modelo, tempo e valores da depreciação.

Depreciação

Capital Inicial Fixo 73.158.296 F$

Modelo Linear

Tempo 10 anos

Parcela Anual 7.315.829 F$

Há, contudo um problema mais primário referente à análise de fluxo de caixa: o processo em

questão apresenta anualmente ao longo dos anos de operação da planta lucro líquido negativo. O

que significa que não há lucro tributável de imposto de renda e, logo, o artifício tributário da

depreciação não se aplica ao fluxo de caixa.

9.2.2 Fluxo de caixa discreto

O fluxo de caixa discreto correspondente a cada ano de operação individualmente é apresentado na

Tabela 9.2 onde estão os dados dos cálculos realizados, e nos gráficos da Figura 9.1, em forma de

colunas, e Figura 9.2, em forma de linha.

Tabela 9.2 Dados do fluxo de caixa discreto.

Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Discreto

1 0 -29.263.318 -29.263.318 -29.263.318

2 0 -62.184.552 -62.184.552 -62.184.552

3 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

4 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581

5 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

Page 44: G3 Relat%f3rio Final

44

Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Discreto

6 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581

7 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

8 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581

9 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

10 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

11 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -18.490.581

12 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -19.060.581

Figura 9.1 Fluxo de caixa discreto, em gráfico de colunas.

Figura 9.2 Fluxo de caixa discreto, em gráfico de linhas.

Conforme se pode observar nas figuras apresentas, nos dois primeiros anos se encontram os

custos com capital inicial, sendo estes mais pronunciados no segundo ano, quando se somam

custos de start-up e capital de giro. Nos anos de operação, o fluxo de caixa apresenta pouca

variação, sendo as mudanças consequências dos custos de renovação do catalisador, a cada 21

meses, e no último ano o capital de venda da planta como sucata.

-70

-60

-50

-40

-30

-20

-10

0

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

-70

-60

-50

-40

-30

-20

-10

0

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

Page 45: G3 Relat%f3rio Final

45 9.2.3 Fluxo de caixa cumulativo

O fluxo de caixa correspondente ao acúmulo dos fluxos de cada ano de operação é apresentado na

Tabela 9.3, onde estão os dados dos cálculos realizados, e nos gráficos da Figura 9.3, em forma de

colunas, e Figura 9.4, em forma de linha. Considera-se que incide sobre o fluxo cumulativo uma taxa

de juros de 10% ao ano, idêntica à taxa de desconto assumida.

Tabela 9.3 Dados do fluxo de caixa cumulativo.

Ano Lucro Bruto Custo de Produção Lucro Líquido Fluxo de Caixa Cumulativo

1 0 -29.263.318 -29.263.318 -29.263.318

2 0 -62.184.552 -62.184.552 -94.374.202

3 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -122.872.203

4 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -153.650.004

5 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -188.075.585

6 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -225.373.725

7 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -266.971.678

8 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -312.159.427

9 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -362.435.950

10 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -417.740.126

11 131.194.168 -149.684.749 -18.490.581 -478.004.719

12 131.194.168 -150.254.749 -19.060.581 -544.865.772

Figura 9.3 Fluxo de caixa cumulativo, em gráfico de colunas.

-600

-500

-400

-300

-200

-100

0

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

Page 46: G3 Relat%f3rio Final

46

Figura 9.4 Fluxo de caixa cumulativo, em gráfico de linhas.

O fluxo de caixa cumulativo revela que há um progressivo aumento negativo do capital acumulado,

resultando em uma dívida expressiva ao final do ano 12 em valor próximo a . Tal fluxo

mostra também que não há tempo de retorno do investimento nas circunstâncias da análise.

9.3 Análise de investimento

A análise do investimento é o meio mais direto de criar parâmetros que permitam a comparação do

investimento proposto com outras aplicações, tornando possível caracteriza a análise técnico-

econômica desenvolvida para a planta de estireno.

Em razão do lucro líquido negativo revelado anualmente pelo fluxo de caixa, restringem-se as

análises do investimento e os métodos para avaliar a lucratividade do processo proposto. A cada

análise requerida apresenta-se sua respectiva descrição.

9.3.1 Tempo de retorno

O tempo de retorno de um determinado investimento se relaciona ao fluxo de caixa cumulativo:

nesse caso, representa o tempo necessário desde o início da construção da planta para que o

investimento se pague e haja retorno econômico. Em outras palavras, para que o fluxo de caixa

cumulativo apresente valor positivo.

Como já ressaltado, nosso processo apresenta lucro líquido negativo, de modo que o fluxo de caixa

correspondente não apresenta valores positivos para as condições de cálculo e as hipóteses

assumidas. Assim, não há um tempo de retorno do investimento, e a análise não se aplica.

9.3.2 Valor presente líquido

-600

-500

-400

-300

-200

-100

0

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 M

ilhõ

es

de

F$

Ano

Page 47: G3 Relat%f3rio Final

47 O valor presente líquido representa a somatória dos balanços anuais do fluxo de caixa em valores

da moeda para o ano base considerado – neste caso o ano zero, 2012 – com base em uma taxa de

desconto específica. Na análise em curso, adota-se uma taxa de desconto de .

Ao fluxo de caixa discreto de cada ano se aplica a taxa de desconto para encontrar a

correspondência do valor em valores presentes, conforme a Equação 9.5 para um ano “k”.

9.5

Assim, o valor presente líquido, incluindo todas as parcelas anuais do fluxo de caixa no período de

tempo escolhido, é obtido pela Equação 9.6

9.6

Os valores do fluxo de caixa para cada ano de operação e seus correspondentes em valores

presentes são apresentados na Tabela 9.4.

Tabela 9.4 Fluxo de caixa e correspondente em valor presente.

Ano Fluxo de Caixa Valor Presente

1 -29.263.318 -26.603.017

2 -62.184.552 -51.392.192

3 -19.060.581 -14.320.496

4 -18.490.581 -12.629.315

5 -19.060.581 -11.835.121

6 -18.490.581 -10.437.451

7 -19.060.581 -9.781.092

8 -18.490.581 -8.625.992

9 -19.060.581 -8.083.547

10 -19.060.581 -7.348.679

11 -18.490.581 -6.480.836

12 -19.060.581 -6.073.288

O valor presente líquido verificado nas condições de cálculo adotadas é de

O valor negativo reflete o panorama encontrado no fluxo de caixa, onde em todos os

anos de operação há lucro líquido negativo. O valor presente líquido é consequência da

desvalorização da moeda ao longo dos anos de construção e operação, e recalculam-se os valores

do fluxo de caixa para o valor presente a fim de se obter um valor mais tátil do investimento que é,

em suma, sua equivalência em valores tomados para o ano 0.

9.3.3 Taxa interna de retorno (IRR)

A taxa interna de retorno (IRR) é uma análise subsequente intimamente ligada ao valor presente

líquido anteriormente apresentado. A IRR corresponde à taxa de desconto para a qual o valor

presente líquido do fluxo de caixa seja nulo. Em outras palavras, tal definição significa que o

Page 48: G3 Relat%f3rio Final

48 montante do investimento retornaria um rendimento final equivalente caso fosse aplicado à taxa de

juros da IRR. Sua definição está expressa na Equação 9.7.

9.7

Novamente, a análise de investimento se limita nesse ponto: como não há lucro líquido positivo no

processo, não há uma taxa de desconto que retorne um valor presente líquido nulo, haja vista que

no fluxo de caixa há apenas valores negativos, anulando a aplicabilidade da análise da taxa interna

de retorno.

9.4 Análise de sensibilidade

A análise de sensibilidade se aplica sobre o levantamento econômico do processo a fim de

identificar as principais relações entre as variáveis que definem os custos de produção, a receita

operacional e o lucro líquido da planta. Na análise em questão, frente ao resultado negativo obtido

para o valor presente líquido, a análise de sensibilidade permite predizer quais variáveis trariam ao

processo um melhor desempenho econômico.

Escrutinizando os custos de operação, observa-se que a matéria-prima representa a maior parcela

dos gastos, cerca de 70% do custo total de produção, de modo que o preço do etilbenzeno é a

variável de maior representatividade e influência no fluxo de caixa. Analogamente, a análise das

receitas do processo revelam, obviamente, que o preço de venda do produto também é a variável

de impacto direto no lucro bruto do processo.

Assim, a análise de sensibilidade mais inerente se dá em torno dos preços de matéria-prima e

produto do processo, com base nas flutuações da cotação das duas commodities. Tal abordagem se

justifica pelo fato proeminente da influência dos preços de mercado no balanço econômico de

maneira direta. Na prática, tal análise se mostra insuficiente, uma vez que o preço das commodities

são inerentes aos custos de produção e sofrem as flutuações de mercado características de cada

produto/matéria-prima.

Constroem-se assim duas abordagens: uma variando-se o preço de compra de etilbenzeno, e outra

o preço de venda de estireno. A variável correspondente que se adota para estabelecer o vínculo da

análise é o valor presente líquido, que sumariza o fluxo de caixa anual com base em uma taxa de

desconto constante de 10% ao ano. Desse modo, criam-se funções para o valor presente líquido

como variável dependente com o preço de venda de estireno e o preço de compra de etilbenzeno

como variáveis independentes.

A representação dessas funções se dá graficamente pelo gráfico da Figura 9.5 para o preço de

compra do etilbenzeno como variável independente, e pelo gráfico da Figura 9.6 para o preço de

venda de estireno como variável independente.

Page 49: G3 Relat%f3rio Final

49

Figura 9.5 Valor presente líquido em função do preço de compra do etilbenzeno.

Figura 9.6 Valor presente líquido em função do preço de venda do estireno.

Como se pode observar, em ambos os casos há um valor mínimo sobre o qual o valor presente

líquido se torna nulo passando de um valor negativo para um positivo.

Para o caso do preço de compra de etilbenzeno, o impacto se dá sobre os custos de produção,

reduzindo-os, de modo que quanto menor o custo de compra de matéria-prima, mais positivo será o

valor presente líquido. O limiar verificado, com um preço de venda da tonelada de estireno fixo

mantido em F$ 1.300 por tonelada gira em torno de F$ 650.

Para o caso do preço de venda do produto, a relação é inversa, o impacto está sobre a receita do

processo, quanto maior o preço de venda do estireno, maior a receita do processo e mais positivo o

valor presente líquido. Mantido fixo em F$ 1.000 o preço de compra da tonelada de estilbenzeno, o

limiar que conduz ao valor nulo do valor presente líquido para o preço do produto de venda é de F$

1650.

-200

-150

-100

-50

0

50

1000 950 900 850 800 750 700 650 600 V

alo

r P

rese

nte

(M

ilhõ

es

de

F$)

Preço Matéria-Prima F$/ton

-200

-150

-100

-50

0

50

1300 1350 1400 1450 1500 1550 1600 1650 1700

Val

or

Pre

sen

te (

Milh

õe

s d

e F$

)

Preço Produto F$/ton

Page 50: G3 Relat%f3rio Final

50 Em outras palavras, flutuações exclusivas e individualmente sobre os preços de matéria-prima e

produtos resultam em um valor presente líquido não-nulo somente caso sofram variações

expressivas e não condizentes com o esperado do mercado. Para ambos se requer uma variação

de 350 F$ por tonelada ou 35% do preço atual para matéria-prima e 27% para produto.

9.5 Análise da planta de estireno

Como bem salientado ao longo do texto a planta de estireno projeta e sobre a qual se fez a análise

técnico-econômica apresentou um resultado econômico negativo, operando sem retorno financeiro

– com lucro líquido negativo. A priori, a constatação inicial é refutar qualquer futuro desenvolvimento

técnico sobre o tema e rejeitar sua proposta de implementação, uma análise mais detalhada,

contudo, é necessária a fim de conceituar a unidade de produção proposta.

O produto do processo é em sua definição uma commoditie química, a qual possui baixo valor

agregado, cuja principal aplicação se dá como monômero da produção de poliestireno, o qual

possui diversas e distintas aplicações. Na grande maioria dos casos, a produção de estireno está

diretamente ligada à produção de seu polímero, poliestireno, e em adjacência à produção de sua

matéria-prima, etilbenzeno. Os três compostos são comumente produzidos em série dentro de um

mesmo processo industrial, como forma de agregar valor ao produto final, poliestireno, e, então,

encaminhá-lo a outras destinações finais.

A inviabilidade do processo de produção de estireno operando isoladamente sem se integrar às

plantas de etilbenzeno e poliestireno é ressaltada pela análise de sensibilidade anterior. Como

verificado, tornando o valor presente líquido como variável apenas do preço de matéria-prima e

produto individualmente, um por vez na análise, é necessário variações de 35% sobre os preços

atuais para que haja um valor presente líquido não-nulo.

De modo que a análise técnico-econômica e o projeto da planta de estireno são melhores situados

se se define como mercado de destinação complexos industriais que incluam a produção de

etilbenzeno e poliestireno. É essa a principal distinção do processo e que merece ser ressaltada

neste ponto.

Deve-se, contudo, levantar ainda possíveis medidas a serem implementadas no processo de

produção de estireno as quais trariam melhoras ao processo e otimização dos resultados

econômicos. Dentre as possíveis medidas, destacam-se duas:

(i) Integração energética nas correntes de processo: há grandes variações energéticas ao

longo do processo que incluem variações de calor sensível e latente, e as quais

demandam um setor de utilidades bem ambienta a servir ao processo. A integração

energética entre as distintas correntes ao longo da planta possibilitaria uma economia

nos custos de utilidades.

Page 51: G3 Relat%f3rio Final

51

(ii) Eliminação da primeira coluna de destilação: a primeira coluna de destilação presente no

processo elimina em sua corrente de topo uma mistura de benzeno e tolueno a uma

vazão de 20 kg/h, e origina em sua corrente de fundo a corrente de processo rica em

estireno, a uma vazão 21.780 kg/h. Eliminar a coluna é uma proposta que se baseia na

expressiva diferença entre as vazões de fundo e de topo (cerca de 1:1000) de modo que

é possível obter uma corrente de produto final com pureza de estireno maior que 99%

mesmo com apenas uma coluna de destilação. Um equipamento a menos corresponde a

uma redução no custo de capital fixo e no custo de operação da planta.

9.6 Análise de cenário

A fim de não exumar as análises de investimento do corpo do relatório e aplicar a análise de

sensibilidade apresentada – sobretudo do ponto de vista didático e elucidativo do trabalho realizado,

sugere-se um cenário econômico hipotético à planta em questão que conjugue um aumento de

preço de venda de estireno e uma diminuição no preço de compra de etilbenzeno. Sobre tal cenário

proposto, aplicam-se novamente as análises do fluxo de caixa e de lucratividade. As novas

condições estipuladas estão na Tabela 9.5.

Tabela 9.5 Novas condições de preço estipuladas para análise de cenário.

Cenário Hipotético

Preço Matéria-Prima 800 F$

Preço Produto 1500 F$

O cenário assim pensando se firma na hipótese de uma planta de estireno integrada ao complexo

de produção químico que englobe tanto o fornecimento de matéria-prima, etilbenzeno, quanto a

continuidade do processo e de seus derivados, principalmente o poliestireno. Ou seja, pensa-se na

planta de estireno como parte de um processo maior da planta de produção. Ao assumir tal fato,

pode-se predispor que o custo de matéria-prima diminua e se estipula um valor maior ao preço de

venda do estireno, uma vez que se visa retorno financeiro no processo global como um todo.

Nesse novo cenário considerado, calculam-se os fluxos de caixa de maneira diferente: considera-se

agora o imposto de renda, uma vez que o processo passa a ter lucro líquido positivo e um lucro

tributável não-nulo, aplicando-se as considerações da depreciação sobre a tributação.

O novo resultado conduz também a um valor positivo do valor líquido presente, e possibilita a

análise do tempo de retorno e da IRR.

Os valores empregados na construção do fluxo de caixa (lucros bruto, líquido e tributável,

depreciação e imposto de renda) para o cenário econômico hipotético se encontram na Tabela 9.6.

Tabela 9.6 Dados empregados no cálculo do fluxo de caixa, cenário hipotético.

Ano Lucro Bruto

Custo de Operação

Lucro Líquido

Depreciação Lucro

Tributável Imposto

1 0 -29.263.318 -29.263.318 - - -

2 0 -62.184.552 -62.184.552 - - -

Page 52: G3 Relat%f3rio Final

52

Ano Lucro Bruto

Custo de Operação

Lucro Líquido

Depreciação Lucro

Tributável Imposto

3 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

4 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522

5 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

6 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522

7 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

8 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522

9 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

10 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

11 151.365.097 -128.799.181 22.565.916 7.315.830 15.250.086 3.812.522

12 151.365.097 -129.369.181 21.995.916 7.315.830 14.680.086 3.670.022

Os valores dos fluxos de caixa discreto e cumulativo são apresentados na Tabela 9.7. Novamente,

na construção do fluxo de caixa cumulativo, considerou-se uma taxa de juros incidente igual à taxa

de desconto, no valor de 10%.

Tabela 9.7 Valores do fluxo de caixa discreto e cumulativo, cenário hipotético.

Ano Fluxo de Caixa Fluxo de Caixa Acumulativo

1 -29.263.318 -29.263.318

2 -62.184.552 -94.374.202

3 18.325.894 -85.485.728

4 18.753.394 -75.280.906

5 18.325.894 -64.483.103

6 18.753.394 -52.178.019

7 18.325.894 -39.069.926

8 18.753.394 -24.223.524

9 18.325.894 -8.319.982

10 18.325.894 9.173.914

11 18.753.394 28.844.699

12 18.325.894 50.055.064

Nas Figura 9.7 e Figura 9.8 é apresentado o fluxo de caixa discreto, enquanto o fluxo em base

cumulativa está representado nas Figura 9.9 e Figura 9.10.

Figura 9.7 Fluxo de caixa discreto para cenário suposto, em gráfico em colunas.

-70

-60

-50

-40

-30

-20

-10

0

10

20

30

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

Page 53: G3 Relat%f3rio Final

53

Figura 9.8 Fluxo de caixa discreto para cenário suposto, em gráfico de linha.

Figura 9.9 Fluxo de caixa cumulativo para cenário suposto, em gráfico de linha.

-70

-60

-50

-40

-30

-20

-10

0

10

20

30

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

-120

-100

-80

-60

-40

-20

0

20

40

60

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Milh

õe

s d

e F$

Ano

Page 54: G3 Relat%f3rio Final

54

Figura 9.10 Fluxo de caixa cumulativo para cenário suposto, em gráfico de linha.

Nota-se que há um fluxo de caixa anual positivo em cerca de F$ 18mi durante os anos de operação.

Como se pode observar pelo fluxo de caixa cumulativo, o tempo de retorno do investimento é de 10

anos.

O valor presente líquido também pode ser calculado para o cenário pensado, com base na mesma

taxa de desconto de 10%. Os valores das parcelas do fluxo de caixa correspondidas ao valor

presente são apresentadas na Tabela 9.8. O valor presente líquido verificado gira em torno de F$

68mi.

Tabela 9.8 Fluxo de caixa e correspondente em valor presente.

Ano Fluxo de Caixa Valor Presente

1 -29.263.318 -29.263.318

2 -62.184.552 -60.667.855

3 18.325.894 17.442.850

4 18.753.394 17.414.391

5 18.325.894 16.602.356

6 18.753.394 16.575.268

7 18.325.894 15.802.361

8 18.753.394 15.776.579

9 18.325.894 15.040.915

10 18.325.894 14.674.063

11 18.753.394 14.650.122

12 18.325.894 13.966.985

Segue-se então para construção do gráfico que identifica a IRR, o qual relaciona a taxa de desconto

com o valor presente líquido, a representação dessa função está na Figura 9.11.

-120

-100

-80

-60

-40

-20

0

20

40

60

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 M

ilhõ

es

de

F$

Ano

Page 55: G3 Relat%f3rio Final

55

Figura 9.11 Valor presente líquido em função da taxa de desconto, cálculo de IRR.

A relação gráfica apresenta um ponto onde há mudança de inclinação, tal ponto correspondente à

taxa de desconto para qual o lucro tributável (lucro líquido descontado da depreciação) deixa de ser

nulo e passa a incidir o imposto de renda na análise. Na prática, mesmo que haja um lucro líquido

positivo, o valor presente líquido pode ser negativo, revelando que no período de tempo

considerado, o investimento de capital inicial não se paga. A taxa verificada para IRR gira em torno

de 15%, o que ressalta que nesse cenário hipotético de cunho representativo há um retorno

financeiro.

-20

-10

0

10

20

30

40

50

60

70

80

2,5 5 7,5 10 15 20

Val

or

Pre

sen

te L

íqu

ido

Milh

õe

s d

e F$

Taxa de Desconto (%)

Page 56: G3 Relat%f3rio Final

56

10 Conclusões

O levantamento dos custos de capital fixo revela que os equipamentos projetados no processo

somam um valor próximo a F$ 73 milhões, inferindo em um custo de capital inicial em torno de F$

100 milhões, onde custo de start-up é próximo de F$ 7 milhões e o custo de capital de giro F$ 10

milhões. Por outro lado, o custo de produção verificado se apresentou maior que o capital inicial em

F$ 103 milhões, do qual cerca de 70% equivalem aos custos de compra de matéria-prima,

etilbenzeno.

Ao analisar o fluxo de caixa do investimento proposto para um período de 10 anos de operação e 2

anos de construção da planta, verifica-se que há um lucro líquido negativo do processo durante o

período de operação, o qual não retorna o investimento inicial. Ao fim do ano 12 há um balanço de

projeto negativo em torno de F$ 540 milhões sobre uma condição de juros de 10% ao ano, e o valor

presente líquido verificado a uma taxa de desconto de 10% ao ano está próximo a F$ 170 milhões.

Analisando-se todo balanço econômico de projeto através do valor presente líquido em função do

preço de venda de estireno e de compra de etilbenzeno, observa-se que só há uma condição não-

nula caso haja uma variação de F$ 350 nos preços de produto (aumento) e matéria-prima

(diminuição). De que se infere que tal variação é incompatível com as flutuações típicas do preço

dessas commodities no mercado químico, revelando que visto individualmente e de forma isolada a

produção de estireno não é viável economicamente.

De modo que se pode concluir que o processo proposto só pode ser compreendido com viabilidade

econômica caso se insira em um contexto de integração de sua produção a de seus derivados a de

sua matéria-prima. Como verificado no âmbito industrial brasileiro, a produção de estireno

geralmente ocorre em série em continuidade à produção de etilbenzeno e servindo de insumo a

produção de derivados, como, o principal, poliestireno.

Page 57: G3 Relat%f3rio Final

57

11 Referências Bibliográficas

[1]TURTON, R.. Analysis, synthesis, and design of chemical processes. 3rd ed. Upper Saddle

River, N.J.: Prentice-Hall, c2009. 1068p. ISBN 0135129664 (enc.).

[2]PETERS, M. S.; TIMMERHAUS, K. D.; WEST, R. Plant design and economics for chemical

engineers. 5th ed. New York, N.Y.: McGraw-Hill, 2003. 988p., il. ISBN 0071198725 (enc.).

[3]SINNOT, R. K., Chemical engineering design (Coulson and Richardson's chemical

engineering series - Volume 6), 4th ed., Oxford, England: Elsevier, c2005, p. 634-655, ISBN 978-0-

08049-255-1.

[4]RECEITA FEDERAL. Juros Selic. Disponível em:

http://www.receita.fazenda.gov.br/pagamentos/jrselic.htm#Taxa de Juros Selic – Acumulados.

Acesso em 24/06/2012

[5]WALAS, S. M.; Chemical process equipment selection and design, 1st ed., Newton, M. A.:

Butterworth-Heinemann, 1990, 755 p., ISBN 9780750693851.

[6]MONNERY, D. W., SVRCEK, W. Y., Successfully specify three-phase separators,

ChemicalEngineering Progress,1994. Setembro, 29 p.

[7]AMERICAN PETROLEUM INSTITUTE. Design and construction of large welded, low-

pressure storage tanks. API Standard 620, 10ª edição, Fevereiro de 2002.

[8]AMERICAN PETROLEUM INSTITUTE. Welded steel tanks for oil storage. API Standard 650,

10ª edição, Novembro de 1998.

[9]CHEVRON. Safe handling and storage of styrene monomer. Disponível

em:www.cpchem.com/bl/aromatics/en-us/Documents/Safe_Handling_and_Storage_of_Styrene_

Monomer .pdf. Acesso em: 27/05/2012.

[10]SHERWIN WILLIANS. Protective coatings: Etil silicato de zinco. Disponível em:

http://www.tintassumare.com.br/segmentos/linha-interna.php?idDivisao=11&idSegmento=1. Acesso

em: 28/05/2012

[9]EMERSON PROCESS. Control Valve Sizing Handbook, 2008. Disponível em:

http://www2.emersonprocess.com/en-US/Pages/Home.aspx. Acesso em: 29/05/2012.

[10]WAHRRING, R.H., Pumps: Selection, Systems and Applications. 2nd edition, Gulf

Publishing, 1984.

[11] API RP-14E - Offshore Production Platform Systems (5ª ed, Out 1991)

[12] Jakob, M., Kezios, S.P., Heat Transfer, ed. John Wiley & Sons, 1957.

[13] Stephanopoulos, G., Chemical Process Control: An Introduction to Theory and Practice, New

Jersey, Prentice-Hall International, 1984.

Page 58: G3 Relat%f3rio Final

58 [14] Douglas, J.M., Conceptual Design of Chemical Processes, ed. McGrawHill, 1st ed., 1988. ,

disponível para consulta em :

[15] Silva Telles, P. C., Tubulações industriais: materiais, projeto e montagem, Ed. LTC, 10ª

edição, 2001.

[16] TREYBAL, R. E.. Mass-transfer operations. 3. ed. Auckland: McGraw-Hill, 1982.

[17] Dickenson, T. C., Pumping Manual, 9th Edition, Oxford Elsevier Advanced Technology, 1995.

Page 59: G3 Relat%f3rio Final

59

12 Anexo 1 Fluxograma do processo

Figura 12.1: Fluxograma do processo implementado no Aspen.

Page 60: G3 Relat%f3rio Final

60

13 Anexo 2 Reator

O reator químico utilizado é do tipo PBR, ou seja, consiste de um reator tubular recheado com

partículas de catalisador. Por ser um reator heterogêneo, trata-se de um sistema de parâmetros

distribuídos (há variação de temperatura, concentração, ao longo do comprimento e raio). Porém,

existem relações que exprimem condições em que tais variações são desprezíveis, e o reator real

aproxima-se de um modelo pseudo-homogêneo.

A cinética química adotada foi fornecida na proposta do projeto. Não foram consideradas as reações

de polimerização e formação de coque (cinética desconhecida).

Todo o cálculo do reator foi realizado utilizando o Aspen. Para garantir a satisfação das condições

de pseudo-homogêneo, é necessário:

Garantir que não há limitação de transferência de massa nos poros do catalisador.

Garantir que não há dispersão axial.

Garantir que não há transferência de calor radial por condução.

Garantir uma queda de pressão inferior a 10% da pressão de entrada

A utilização de um reator em regime pseudo-homogêneo é interessante pois toda seção radial

conterá catalisadores com “atividade” máxima, minimizando a quantidade de catalisador e volume

de reator necessário.

Para que não haja transferência de calor radial deve-se maximizar o coeficiente de transferência de

calor da equação de Colburn (Jakob, 1957). Isso leva a uma relação diâmetro da partícula e

diâmetro interno do tubo apresentada abaixo. Com isso, definiu-se o diâmetro interno do reator.

0.0125p

T

D

D 13.1

Para que a queda de pressão fosse inferior a 10% da pressão de entrada, ajustou-se o número de

tubos até que a queda calculada pelo Aspen fosse inferior a 10%.

Para garantir que não há dispersão axial, o comprimento do reator deve ser maior que:

100p

L

D 13.2

Para que não haja limitações de transferência de massa, deve-se ter o número de Reynolds

modificado superior a 40.

40PRe

D GN

7.1

Page 61: G3 Relat%f3rio Final

61 Como a reação é endotérmica, decidiu-se separar o reator quando a temperatura de saída fosse

inferior a 610 °C. Com isso, para atingir a conversão desejada, definida no balanço de massa, foi

necessário apenas um reaquecimento.

Com estas restrições, foram iterativamente selecionados os diâmetros da tubulação, número de

tubos e comprimento do reator, com os cálculos realizados utilizando o Aspen, até que todas as

restrições fossem satisfeitas, e a conversão fosse satisfatória. Os dados de input (setup) finais do

Aspen são apresentados na Tabela 13.1.

O cálculo da massa de catalisador utilizada é realizada por meio da equação:

2

4tubos ap

DW N L

13.3

Onde W é a massa de catalisador, L o comprimento do reator, D o diâmetro do tubo, N o

diâmetro dos tubos, ap a densidade aparente do catalisador.

Tabela 13.1: Dados de Setup no Aspen.

Parâmetro Reator 1 Reator 2 Unidade

Configuração do reator Multitubular Multitubular -

Tipo de reator Adiabático Adiabático

Número de tubos 50 50

Comprimento do tubo 4 4 m

Diametro do tubo 0.8 0.8 m

Pressão de entrada 1.4 1.297 bar

Eq. de queda de pressão Ergun Ergun -

Fração de vazio do leito 0.4 0.4

Densidade da partícula 1282 1282 kg/m³

Diâmetro da partícula 1 1 cm

Esfericidade da partícula 1 1 -

Tabela 13.2: Resultados finais da simulação dos reatores.

Modo de operação Adiabático

Pressão de Operação 1.4

Razão H2O/Etilbenzeno 15

Conversão Global 99.2%

Conversão por passo 56.0%

Temperatura de entrada 610 °C

Temperatura de saída 578,1 °C

Perda de Carga 0,232 bar

De maneira simplificada, o projeto dos reatores seguiu o diagrama da Figura 13.1.

Page 62: G3 Relat%f3rio Final

62

Figura 13.1: Fluxograma simplificado das etapas de projeto do reator

Levantar dados

Físicos e

TermodinâmicosLevantar

Balanço de Massa

Preliminar

Levantar dados

cinéticos

Verificação das condições

de aproximação por reator

Pseudo-Homogêneo

Determinação das

dimensões do reator

(satisfazendo Pseudo-

Homogêneo)

Obtenção dos perfis de

temperatura, composição e

pressão pelo ASPEN

Queda de

pressão

Satisfatória?

Não

Conversão

Satisfatória?

Sim

Sim

Fim

Separar o reator

em reatores em

série e reaquecer

o efluente

Não

n

Page 63: G3 Relat%f3rio Final

63

14 Anexo 3 Separador trifásico

O dimensionamento do vaso separador trifásico se baseou em um procedimento empírico

encontrado na literatura [6] e comumente utilizado na indústria. Adota-se um vaso separador

trifásico na horizontal de formato cilíndrico com extremidades abauladas, cuja aplicação é mais

frequente em separações LLV, contendo duas fases líquidas e uma gasosa.

O procedimento tomou por base as vazões volumétricas das fases líquidas e gasosa a serem

separadas, tempos de surge e de hold-up referentes aos processos de separação física dentro do

equipamento, e nas alturas de cada fase verticalmente no vaso.

As vazões volumétricas da fase líquida (líquido pesado e líquido leve) e da fase gasosa são obtidas

a partir das correntes simuladas no processo. Os valores são para fase gasosa de

, para fase líquida leve de e para fase líquida pesada de

o que revela uma fração volumétrica de 0,98 da fase gasosa, em contraste com

a fração mássica de 0,75 da fase líquida pesada e 0,24 da fase líquida leve.

As condições de operação do vaso separador trifásico foram estabelecidas em e , as

quais foram definidas com base na separação desejada e nas pressões de vapor dos componentes

presentes na corrente de alimentação, em específico, a temperatura de ebulição de benzeno de

a .

Estimam-se os tempos de hold-up e de surge de acordo com valores típicos da literatura,

necessários a completa separação física entre as fases, por diferenças de viscosidade e massa

específica. O tempo de surge estimado é dado pela Equação 14.1, o tempo de hold-up pela

Equação 14.2.

14.1

14.2

O procedimento empírico consiste em estimar uma razão para diâmetro e comprimento do vaso

separador

e as alturas de cada fase verticalmente no vaso, as quais foram assumidas em

para o líquido leve (fase orgânica) e para líquido pesado (água) e fase gasosa.

Os cálculos levam a valores do diâmetro do vaso (altura), dada pela Equação 14.3, e a seu

comprimento, dada pela Equação 14.4. As equações tem por base a razão estimada de diâmetro

por comprimento, os volumes de hold-up e de surge – calculado a partir das vazões volumétricas e

dos tempos e de hold-up e surge – e as áreas de cada fase – calculadas por correlações empíricas

proporcionais às alturas estimadas para cada fase.

Page 64: G3 Relat%f3rio Final

64

14.3

14.4

O material empregado na construção do vaso é o aço carbono, viável devido as condições

relativamente brandas de operação. A espessura e a massa do equipamento são estimadas com

base em valores típicos para vasos de processo [5]. Os resultados finais para o equipamento são

apresentados na Tabela 14.1.

Tabela 14.1 Resultados do dimensionamento.

Parâmetro Valor

Diâmetro 2,44 m

Comprimento 5,79 m

Razão Diâmetro por Comprimento 2,38

Espessura 6,35 mm

Massa do Vaso 2360 kg

Material Aço Carbono

Pressão 1 bar

Temperatura 75 oC

Page 65: G3 Relat%f3rio Final

65

15 Anexo 4 Coluna de destilação

No processo, existem duas colunas de destilação, C1 e C2, cujo papel é remover o benzeno e o

tolueno formados nas reações paralelas e separar o etilbenzeno não reagido do estireno,

respectivamente. Apenas a coluna C2 foi calculada de forma detalhada, enquanto a coluna C1 foi

calculada apenas utilizando método simplificado (shortcut).

As colunas de destilação foram calculadas utilizando os módulos DSTWU e RadFrac do Aspen. O

módulo DSTWU realiza o método shortcut de Fenske-Gilliland-Underwood, que fornece o número

mínimo de pratos (Eq. de Fenske), refluxo mínimo (Eq. De Underwood) e uma estimativa da razão

de refluxo ou número de pratos necessários para obter a separação desejada (Gilliland). O módulo

RadFrac realiza o cálculo rigoroso da coluna de destilação, baseando-se nos pacotes

termodinâmicos definidos na configuração da simulação e nas propriedades de físico-químicas e de

transporte da mistura. O módulo RadFrac realiza e resolve os balanços de massa e energia prato a

prato da coluna, além de realizar cálculos de perda de carga e inundação (Flooding) entre os

estágios.

A seguir são apresentados separadamente os procedimentos de cálculo das colunas.

15.1.1 Procedimento de projeto da coluna C1

Para utiizar o método shortcut, é necessário fornecer ao DSTWU as seguintes informações:

Componentes chave leve e chave pesado.

Recuperação das chaves no destilado e no fundo

Pressão no condensador e pressão no refervedor

Número de estágios ou razão de refluxo (Gilliland)

Como se deseja que a coluna atue fracionando uma mistura benzeno-tolueno de uma mistura

etilbenzeno-estireno, os componentes chave leve e chave pesado foram definidos como tolueno e

etilbenzeno.

Segundo Douglas (1988) o grau de recuperação ótimo em colunas de destilação geralmente situa-

se entre 98 e 99.9%. Assim, definimos as recuperações como 99.9% de chave leve no topo e 0.1%

de chave leve no fundo. Estimou-se inicialmente um número de estágios de 40.

Tabela 15.1 Inputs para o projeto simplificado da coluna C1.

Parâmetro Valor

Componente chave leve (LK) Tolueno

Componente chave pesado (HK) Etilbenzeno

Recuperação do LK no destilado 0,99999

Recuperação do HK no destilado 0,00001

Pressão no condensador (bar) 0,5

Pressão no refervedor (bar) 1,2

Page 66: G3 Relat%f3rio Final

66

Parâmetro Valor

Número de estágios 40

Tabela 15.2 Resultados do projeto simplificado da coluna C1.

Parâmetro Valor Unidade

Razão de refluxo mínima 413 -

Razão de refluxo real 2646 -

Número mínimo de estágios 38,18 -

Número de estágios reais 40 -

Estágio de alimentação 20,36 -

Número de estágios reais acima da alimentação 19,36 -

Aquecimento necessário no refervedor 5,57 Gcal/hr

Resfriamento necessário no condensador 4,81 Gcal/hr

Temperatura do destilado 70 C

Temperatura na corrente de fundo 149 C

Razão entre destilado e alimentação 0,0011 -

15.1.2 Procedimento de projeto da coluna C2

O procedimento shortcut fornece as duas principais informações para iniciar o projeto de uma

coluna de destilação: o refluxo mínimo e o número mínimo de estágios.

Desta forma, para o projeto rigoroso da coluna C2, foi realizado procedimento idêntico ao

apresentado na seção 15.1.1 para a coluna C1. Com os valores obtidos neste, foi possível dar inicio

à simulação da coluna utilizando o RadFrac.

Para o projeto desta coluna, atentou-se às seguintes restrições:

Altura máxima de 64,7 metros

Fator de inundação inferior a 0,8

Pureza no fundo de 99% em estireno.

Para a simulação rigorosa, é possível utilizar um fator de eficiência para a separação nos pratos,

para expressar o desvio do caso ideal, em que se considera que cada estágio está em equilíbrio

termodinâmico. Esta eficiência foi calculada por meio da equação de O’Connel:

0 51 32.5log( )m aE 15.1

Onde E0 é a efetividade global da coluna, m é a viscosidade média da corrente líquida que

alimenta a segunda coluna, e αa a volatilidade relativa, entre o componente ‘light-key’ e o

componente ‘heavy-key’, a volatilidade relativa, considerando mistura ideal (Lei de Raoult) é dada

por:

Page 67: G3 Relat%f3rio Final

67

vap

lka vap

hk

P

P 15.2

Uma vez que se utiliza a eficiência em cada prato, deve-se definir no RadFrac um número real de

estágios. O número de estágios reais a ser utilizado, a partir dos resultados shortcut são:

0

idealreal

NN

E 15.3

Com estes parâmetros, é possível prosseguir com a solução do RadFrac. Para que o projeto da

coluna seja aceito, é necessário satisfazer as restrições apresentadas no início da seção 15.1.2.

Para satisfazer estes parâmetros, deve-se variar a razão de refluxo, as recuperações da carga no

destilado, o número de estágios reais e o diâmetro da coluna.

O cálculo da altura é dado pela Equação 15.4, onde a altura HT é dada pela Equação 15.5.

BTP HHHH 15.4

TH ( 1)N espaçamento N espessurado prato 15.5

Usualmente, HT é geralmente 1,22m, para remoção do líquido carregado. O valor de HB é 3,05m,

para conter o líquido. Para a coluna de 80 estágios, espaçamento de 61cm e espessura para prato

de aço inox é 1,5mm (Treybal, 1982).

Tabela 15.3 Dados de setup do projeto da coluna 2.

Parâmetro Especificação

Número de estágios 80 Tipo de condensador total Tipo de refervedor total Razão de refluxo 12 Recuperação do destilado no topo 0,452 Prato de alimentação 33 Pressão no condensador 0,8 bar Tipo de prato bubble cap Espaçamento de pratos 0.75 m Diâmetro da coluna 3.6 m

Tabela 15.4 Resultados finais do projeto da coluna.

Parâmetro Valor

Número de estágios ideais 54

Eficiência Global 0.688

Número de estágios reais 79

Material do prato Aço Inox

Espessura do prato (mm) 3.5

Espaçamento entre pratos (m) 0.75

Page 68: G3 Relat%f3rio Final

68

Parâmetro Valor

Material da coluna Aço Inox

Altura total da coluna (m) 62.3

Diâmetro da coluna (m) 3.6

Máximo diâmetro da coluna (m) 3.55

Prato real correspondente 1

Prato real de alimentação 32

Em resumo, o procedimento de projeto da coluna C2 foi realizado de acordo com o diagrama da

Figura 15.1.

Simulação

Shortcut da

coluna

Determinação do

Refluxo mínimo e

número mínimo

de estágios

Chute inicial do

número de

estágios

Decisão do

critério de pureza

Simulação

Rigorosa

(RadFrac)

Separação

satisfatória ?

Mudar estagios/

refluxo

Determinar o

diâmetro da

coluna

Não Sim

Verificar o fator

de inundação

Fator de

inundação dentro

dos limites ?

Não

Fim

Figura 15.1: Procedimento de projeto da coluna C2

16 Anexo 5 Refervedor

O refervedor foi projetado para a coluna C2, sendo o fluido do processo, a corrente do fundo da

coluna, composta por 99,2% de estireno (em mol). Para promover a vaporização parcial da corrente

de estireno, utilizou-se vapor a 42 bar. Nos tubos (em U) escoa o vapor de alta pressão, enquanto

no casco alimenta-se a corrente de estireno, ambos os lados isotérmicos. Estimou-se um coeficiente

de troca térmica para o par de fluidos trabalhados. Com a carga térmica e as temperaturas das

correntes previamente conhecidas, estimou-se a área de troca térmica do refervedor a partir da

Equação 16.1.

Page 69: G3 Relat%f3rio Final

69

m

mTU

qATUAq

16.1

Selecionou-se então o diâmetro externo e o comprimento dos tubos para calcular o número de

tubos do feixe, de acordo com a Equação 16.2.

Ld

AN

o

t

16.2

Definiu-se o arranjo dos tubos como sendo quadrado e calculou-se o passo para esse arranjo

através da Equação 16.3.

A partir da área estimada calculou-se o fluxo de calor através da Equação 16.4.

Calculou-se então a partir do fluxo de calor o coeficiente de transferência do lado do casco, através

da Equação 16.5 (Equação de Motinski).

Através de coeficientes típicos para vapor em condensação, para as resistências de incrustação nos

tubos e no casco e da condutividade térmica do aço inoxidável, recalculou-se o coeficiente global de

troca térmica a partira da Equação 16.6 [3].

O coeficiente global calculado através da Equação 16.6, foi então comparado ao estimado

inicialmente. Realizou-se processo iterativo até que estes valores convergissem.

Foi calculado então o fluxo de calor de segurança para a ebulição no casco, de acordo com a

Equação 16.7.

ot dp 5,1 16.3

A

qq " 16.4

102,117,0

7,069,0 1048,1)"()(104,0ccc

conbP

P

P

P

P

PqPhh 16.5

ii

o

idi

o

w

i

o

o

odo hd

d

hd

d

k

d

dd

hhU

11

2

ln111

16.6

Page 70: G3 Relat%f3rio Final

70

4/12)(" vvL

to

t

bcb gNd

pKq

16.7

Para respeitar critérios de segurança, o fluxo máximo de calor foi estabelecido como sendo 70%

daquele calculado através da Equação 16.7.

"7,0"max cbqq 16.8

Se o fluxo de calor no refervedor estivesse superior ao máximo cálculo através da Equação 16.8,

número e diâmetro dos tubos eram alterados, até que esta condição fosse respeitada.

Calculou-se, por fim, o diâmetro do feixe de tubos, de acordo com a Equação 16.9.

1/1 n

t

obK

NdD

16.9

Em que os parâmetros K e 1n são função do tipo de arranjo escolhido.

O diâmetro do casco foi estimado inicialmente através da Equação 16.10 [3].

bc DD 2 16.10

A partir do diâmetro do casco e da vazão volumétrica de vapor gerada na ebulição dentro do casco,

calculou-se a velocidade do vapor ascendente de acordo com a Equação 16.11.

)(2

)²2/( sen

D

V

S

Vu

CC

v

16.11

Para que este vapor não arraste líquido em seu movimento ascendente, este deve respeitar a

condição apresentada na Equação 16.12.

Modificou-se a relação entre o diâmetro do casco e o diâmetro do feixe de forma a respeitar a

Equação 16.12.

Os parâmetros utilizados para calcular o fluxo de segurança, bem como os parâmetros do

refervedor projetado encontram-se apresentados na Tabela 16.1 e na Tabela 16.2.

2/1

2,0

v

vL

vu

16.12

Page 71: G3 Relat%f3rio Final

71

Tabela 16.1 Parâmetros utilizados no cálculo do fluxo de calor de segurança.

Variável Unidade Valor

Aceleração da gravidade, g m/s² 9,81 Calor latente de vaporização, λ J/kg 340.917 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Fator para o tipo de arranjo, Kb - 0,44 Fluxo atual, q” kW/m2 85,5 Fluxo máximo, q”max kW/m2 108,2 Massa específica do líquido, ρL kg/m³ 767,4 Massa específica do vapor, ρv kg/m³ 4,77 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Passo, pt mm 62,5 Tensão superficial do líquido, σ N/m 0,024

Tabela 16.2 Parâmetros finais de projeto do refervedor tipo Kettle.

Variável Unidade Valor

Área de troca térmica m² 143 Carga térmica kW 12259 Comprimento do feixe m 5 Comprimento do tubo mm 10000 Diâmetro do casco m 2,88 Diâmetro do feixe m 1,11 Diâmetro externo do tubo, do mm 50 Número de passes nos tubos - 2 Número de tubos no feixe, Nt - 188 Pressão da utilidade bar 42 Temperatura da carga ºC 166,3 Temperatura da utilidade ºC 252,1 Uglobal W/(m².K) 996

Page 72: G3 Relat%f3rio Final

72

17 Anexo 6 Trocador de calor

Conforme os resultados apresentados no corpo do texto, foram alocados dois trocadores de calor à

saída de fundo da segunda coluna de destilação, um empregando água de resfriamento como

utilidade, e outro, água de refrigeração. A alocação segue o desenho daFigura 17.1.

Figura 17.1 Arranjo dos trocadores de calor alocados.

O projeto dos trocadores de calor se baseia em primeiro dimensioná-los segundo o método de Kern

e então simulá-los no Aspen.

Os inputs da simulação dos mesmos no Aspen se encontram naTabela 17.1.

Tabela 17.1 Inputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.

Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206

Diâmetro do Casco 31 cm 19,5 cm Número de Passes do Casco 1 1

Número de Tubos 86 45 Número de Passes dos Tubos 4 4

Diâmetro dos Tubos 0,75 in 0,75 in Pitch 0,94 in 0,94 in

Comprimento dos Tubos 12 ft 14 ft Número de Chicanas 35 40 Corte das Chicanas 0,25 0,25

Vazão Mássica de Utilidade 12,22 kg/s 2,30 kg/s Vazão Mássica de Processo 3,28 kg/s 3,28 kg/s

Os resultados da simulação se encontram na Tabela 17.2.

Tabela 17.2 Outputs da simulação dos trocadores de calor em Aspen.

Parâmetro Trocador de Calor E-205 Trocador de Calor E-206

Temperatura de Entrada do Fluido Quente 166,3 oC 51,4oC Temperatura de Entrada do Fluido Frio 30 oC 10oC

Temperatura de Saída do Fluido Quente 51,4oC 27,7oC Temperatura de Saída do Fluido Frio 43,0 oC 22,3oC

Carga Térmica 720,54 kW 128,1 kW Área de Troca Térmica 18,8 m2 11,5 m2

Velocidade de Escoamento no Tubo 1,08 m/s 1,91m/s Velocidade de Escoamento no Casco 1,09 m/s 0,30 m/s Coeficiente Global de Troca Térmica

Limpo 1082,0 W m-2 K-1 717,3 W m-2 K-1

Coeficiente Global de Troca Térmica Sujo 724,5 W m-2 K-1 540,2W m-2 K-1 Queda de Pressão do Casco 0,60 bar 0,012 bar Queda de Pressão do Tubo 0,14 bar 0,54 bar

Os dados de input da simulação do Aspen foram resultados da resolução do problema térmico pelo

método de Kern.

Page 73: G3 Relat%f3rio Final

73 Inicialmente, uma simulação preliminar pelo Aspen com o bloco simplificado HEATER fornece os

calores trocados em cada trocador de calor o que permite calcular o consumo mínimo de utilidades,

os dados estão presentes na Tabela 17.3.

Tabela 17.3 Orientação recomendada a vasos de separação para diferentes aplicações.

Trocador Utilidade Consumo de Utilidades Balanço de Energia

TC1 Água de Resfriamento 12,2 kg/s 677,48 kW TC2 Água de Refrigeração 2,30 kg/s 97,36 kW

Adota-se um trocador operando com 1 passe no casco e 4 passes nos tubos. Estima-se um

coeficiente global de transferência de calor, típico para os fluidos quente e frio se operação, o qual,

inicialmente foi de

. Com as temperaturas de entrada e saída de cada fluido, calcula-se

então a área de troca térmica com base na Equação 17.1.

17.1

Onde a média logarítmica das temperaturas é dada pela Equação 17.2.

17.2

Os parâmetros R e S são calculados para pelas Equações 17.3 e 17.4.

17.3

17.4

E o fator de correção da temperatura é dado pela Equação 17.5.

17.5

Adotam-se então diâmetros e comprimentos nominais para tubulações dos trocadores de modo que

o arranjo de tubos confira a área de troca térmica mínima anteriormente obtida. Valores típicos para

diâmetro são ¾ in e 1 in, adota-se ¾ in. Valores típicos de comprimento são 8, 12, 14, 16 ft, adotam-

se 12 ft para primeiro trocador e 14 ft para o segundo. A área de troca térmica é dada pela

Equação17.6.

17.6

Page 74: G3 Relat%f3rio Final

74 O diâmetro do casco é estimado com base no diâmetro dos tubos e em uma folga de casco

, pela Equação17.7.

17.7

Com base nas propriedades físicas médias dos fluidos e nas velocidades de escoamento para os

lados de casco e tubos, calculam-se os números de Reynolds e de Prandt pelas Equações 17.8,

17.9, respectivamente.

17.8

17.9

E os coeficientes de transferência de calor do casco são estimados por correlações como as da

Equação17.10.

17.10

Assim, o coeficiente global limpo será dado pelas Equação17.11.

17.11

E o coeficiente sujo é encontrado na Equação 17.12 com base em um fator de incrustação típico de

.

17.12

As estimativas das quedas de pressão são dadas pelas Equações 17.13 (casco) e17.14 (tubo).

17.13

17.14

O método se repete interativamente até que haja concordância entre o valor estimado e o calculado

para o coeficiente de transferência de calor. Os resultados referentes aos dados geométricos após a

Page 75: G3 Relat%f3rio Final

75 convergência são os inputs da simulação do Aspen, os coeficientes de transferência de calor e as

quedas de pressão servem como parâmetros de comparação à simulação.

Page 76: G3 Relat%f3rio Final

76

18 Anexo 7 Tubulação entre as colunas de destilação

18.1 Definição do traçado da tubulação (layout)

A definição do traçado da bomba foi realizado de acordo com critérios de operação e manutenção.

Para uma operação adequada, é necessária a medição da vazão de fundo da primeira coluna. Foi

alocada uma placa de orifício para a medição desta vazão.

Como a placa de orifício é um acessório passível de manutenção e substituição, foi alocado um

bypass na tubulação. Para a manutenção, foram alocados bloqueios a jusante e montante para a

placa, e drenos para a remoção do fluido na tubulação. A representação sistemática do sistema é

apresentado na Figura 18.1.

Figura 18.1: Representação esquemática dos acessórios de tubulação na região da placa de

orifício.

A mesma filosofia foi adotado nos outros equipamentos passíveis de manutenção durante operação

(fora de paradas gerais), como por exemplo: válvulas de controle, válvulas de bloqueio automáticas

e bombas.

Além disso, foram alocadas duas bombas em paralelo, sendo uma delas sobressalente, operando

em regime 1x100 (1 bomba, 100% de vazão). A jusante de cada uma das bombas foi alocada uma

válvula de retenção para a proteção da bomba nas etapas de desligamento. A montante das

bombas foram alocadas válvulas de bloqueio automáticas, que devem ser acionadas pelo SDCD em

caso de falha ou parada de uma das bombas.

O traçado final da linha é apresentado no Anexo 8.

18.2 Seleção da válvula de controle

A informação básica para a seleção de uma válvula de controle é o cálculo do Cv requerido. O Cv

requerido depende apenas da definição de uma queda de pressão admitida na válvula e na vazão.

O Cv nominal basicamente funciona como o inverso do “fator K” de acidentes. A medida que o Cv

nominal aumenta, maior fica a válvula, e menor a sua resistência.

Para a seleção da válvula, deve-se selecionar um corpo (tipo, característica de vazão e diâmetro)

com Cv nominal MAIOR que o Cv requerido. Além disso, deve-se selecionar o tipo de atuador

(diafragma pneumático, pistão pneumático, motor elétrico) e, se presente, o tipo do posicionador.

Page 77: G3 Relat%f3rio Final

77 Selecionou-se uma válvula com característica de igual percentagem, pois esta apresenta boas

propriedades para a sintonia da malha de controle (Stephanopoulos, 1984). Como o atuador tipo

diafragma pneumático é o mais utilizado em serviços gerais, este foi selecionado para a nossa

válvula. Não foram definidas as características de falha da válvula (falha abre/falha fecha, fluxo

tende a abrir/fechar), pois estas estão intimamente relacionadas às análises de risco e

considerações específicas de operação e instrumentação, que fogem do escopo do projeto de

processo.

A válvula globo é o tipo mais utilizado em controle, pois possui boa característica de vazão (definida

pelo formato do par obturador/sede), e por isso, foi selecionada para a nossa aplicação. O diâmetro

da válvula foi selecionado de acordo com os valores típicos de Cv apresentados em Emerson

(2008).

O Cv requerido da válvula é dada pela Equação 18.1.

1 20.0865req

qCv

P P

18.1

A escolha de uma válvula deve ter um Cv superior ao Cv requerido. Isso significa que a válvula irá

operar com abertura menor que a abertura total. A quantidade exata da abertura é dependente da

característica da válvula. Admitindo uma queda de pressão de 0.02 bar na válvula, o Cv requerido é

dado pela Equação 18.2.

0.007892 3600 0.7666203

0.865 0.02reqCv

18.2

Conforme informações da literatura, uma válvula globo de 4” polegadas tem um Cv de 236. [9]

Conforme informações da literatura, o tipo mais comum de atuador para válvula de controle é o tipo

pneumático com diafragma, portanto, será o tipo adotado neste projeto preliminar Emerson Process

(2008).

18.3 Linha entre as colunas C1 e C2

Em geral, a maior parte das tubulações industriais são confeccionadas em aço carbono. Segundo

Silva Telles (2006), o aço carbono deve sempre ser utilizado quando não há restrições de

resistência e corrosão, pois é um material barato e muito fácil de se trabalhar. Infelizmente, o

estireno provoca corrosão no aço carbono. Desta forma, selecionou-se como material para a

tubulação entre as colunas C1 e C2 o aço AISI 304L, um aço inoxidável de baixo carbono, que não

apresenta interação com o estireno.

Page 78: G3 Relat%f3rio Final

78 Para o dimensionamento de tubulações simples, deve-se satisfazer o critério de velocidade

econômica, e não promover uma perda de carga excessiva.

Segundo a norma API RP-14E [1], do American Petroleum Institute, que normatiza o projeto e

instalação de tubulações, a velocidade de escoamento deve ser inferior a 15 ft/s (4,5 m/s), e, caso

seja aplicável, deve ser superior a 3 ft/s (0,9 m/s), para que não haja deposição de sólidos na linha.

A mesma norma sugere que para tubulações a baixa pressão (Pressão menor que 140 psig) o uso

de Schedule 40.

Para o dimensionamento da linha, são seguidos os seguintes passos:

1. Definição de uma velocidade desejada para o escoamento

2. Em posse da vazão volumétrica, calcular o diâmetro da linha para a velocidade desejada.

2

4

/ 4

Q Q Qv D

A vD 18.3

3. Geralmente o diâmetro calculado não é um diâmetro de tubo disponível comercialmente. Assim,

seleciona-se um diâmetro nominal comercial (1, 2, 4 polegadas, etc.) e recalcula-se a velocidade

com a 18.3.

4. Com o diâmetro, velocidade, material e o traçado da linha, calcula-se a perda de carga por atrito

utilizando a equação de Darcy-Weisbash, em conjunto com as perdas nos acidentes (Equação

18.4). Para o cálculo do fator de atrito, pode-se utilizar o diagrama de Moody ou alguma correlação,

como por exemplo, Colebrook simplificada (Equação 18.5).

,

1

²

2

neq i

L D atrito L

i

LL vh f P g h

D D g

18.4

2

.

0064865,0.log25,0

iDf

18.5

5. Verificar se a queda de pressão por comprimento de tubo é aceitável. Caso a queda de pressão

supere um valor aceitável, deve ser aumentado o diâmetro, e repetido o procedimento.

Os resultados finais do projeto da linha são apresentados na Tabela 18.1 e no Anexo 8.

Tabela 18.1 Características do escoamento na tubulação da linha entre as colunas.

Parâmetro Valor Unidade

Diâmetro interno (Di) 4 in

Schedule 40 adimensional

Velocidade (v) 0,973 m/s

N° de Reynolds (Re) 3,38.105 adimensional

Fator de atrito (fD) 0,0069 adimensional

Comprimento de tubulação (L) 53,5 m

Comprimento equivalente acidentes (Leq/D) 394 adimensional

Page 79: G3 Relat%f3rio Final

79

Queda de pressão por atrito (∆Pa) 5757,5 Pa

Queda de pressão estática (∆Pe) 2,030.105 Pa

Queda de pressão total (∆Pt) 2,088.105 Pa

18.4 Bomba

Após determinar a queda de pressão total por atrito utilizando o procedimento da seção 18.3, é

possível prosseguir com o dimensionamento da bomba. Em primeiro momento, é necessário

selecionar o tipo de bomba a ser utilizado, uma vez que diferentes bombas deverão ser

dimensionadas de diferentes formas.

Segundo Wahring (1984), as bombas centrífugas são as bombas mais versáteis, econômicas, e de

fácil manutenção, e por isso, as mais utilizadas na indústria. Wahring sugere que as bombas

centrífugas devem sempre ser utilizadas, exceto em ocasiões com fluidos extremamente viscosos,

altíssimas cargas manométricas, com alto teor de sólidos em suspensão ou quando os fluidos são

extremamente tóxicos (colocando em risco a saúde). Como no nosso sistema as variações de altura

manométrica e pressão são pequenos (menores que 10 bar ou 100m de coluna d’água), não há

solidos em suspensão, e o fluido não é extremamente viscoso, as bombas centrífugas podem ser

utilizadas.

Para uma bomba centrífuga, é necessário determinar as seguintes características: Carga da bomba,

NPSH disponível, altura manométrica total e potência. Para o cálculo da carga da bomba, tomando

como base a são necessárias as seguintes informações:

Pressão no inicio do trecho de recalque (Pressão no ponto 1)

Pressão no final do trecho de descarga (Pressão no ponto 4)

Diferença de altura entre o final dos trechos de recalque e sucção (Diferença de altura entre

1 e 4)

Queda de pressão total por atrito (Perda por atrito entre 1 e 4).

Figura 18.2 Representação esquemática dos pontos para o cálculo da bomba.

A carga da bomba é dada pela Equação 18.6.

Page 80: G3 Relat%f3rio Final

80

4 1 ,B L totalH z z h 18.6

Para determinar o NPSH disponível, aplica-se a Equação 18.4 entre os pontos 1 e 2 da Figura 18.2.

Com o valor da pressão ou carga, calcula-se o NPSH utilizando a pressão de vapor do fluído nas

condições da sucção (ponto 2).

2 2

1vap

d vap

PNPSH h P P

g g 18.7

Para calcular a pressão de descarga da bomba utiliza-se Equação 18.8.

2desc BP g H P 18.8

Por fim, para se calcular a potência a ser fornecida pela bomba devemos encontrar a altura

manométrica total e a eficiência mecânica. A altura manométrica total é dada pela Equação 18.9.

3 2

4 1.

P PAMT z z

g

18.9

A eficiência mecânica pode ser calculada pela correlação da Equação 18.10. (Dickenson, 1995).

0,32

0,94 3,67 Q

18.10

Por fim, a potência a ser fornecida no eixo da bomba deve estar de acordo com a Equação 18.11.

. . .eixo

g Q AMTP

18.11

Os resultados encontrados para a bomba estão apresentados na Tabela 18.2.

Tabela 18.2 Características da bomba projetada.

Parâmetro Valor Unidade

NPSH requerido (NPSHR) Não foi definido m

NPSH disponível (NPSHD) 1,717 m

Pressão na Sucção (Psuc) 1,38 bar

Pressão na Descarga (Pdes) 3,31 bar

Temperatura na sucção (Tsuc) 150 °C

Temperatura na descarga (Tsuc) 150 °C

Vazão (Q) 28,411 m³/h

Tipo de bomba centrífuga -

Potencia (Peixo) 2,14 kW

Segundo Wahring (1984), o NPSH requerido de uma bomba deve ser fornecido pelo fabricante, e é

encontrado experimentalmente. Existem correlações disponíveis na literatura para determinar o

NPSH requerido, porém, estas dependem da rotação da bomba, e do diâmetro do impelidor. Para

ter estas informações, seria necessário selecionar uma bomba.

Page 81: G3 Relat%f3rio Final

81 Como o objetivo deste projeto é gerar estimativas iniciais, e a seleção de uma bomba é tarefa

diretamente atrelada ao processo de compra e a disponibilidade de modelos junto aos fabricantes.

Desta forma, não foram especificadas as características como NPSH requerido, diâmetro do

impelidor, tipo de acionamento da bomba, etc. Julga-se que a “determinação” destas informações

neste momento, além de não fazerem parte do escopo do projeto de processo, não seriam úteis

posteriormente, uma vez que devem ser completamente substituídos por dados de fabricante.

19 Anexo 8 Layout da linha entre as colunas

O isométrico da linha de operação entre as colunas de destilação está impresso em formato A3 e se

encontram incluído em anexo ao corpo deste relatório.

Page 82: G3 Relat%f3rio Final

82

20 Anexo 9 Tanque de armazenamento

Os tanques de armazenamento foram projetados para armazenar a matéria-prima do processo,

corrente de etilbenzeno, e o produto, corrente de estireno.

As propriedades físicas das correntes nas condições de armazenamento, e são dadas

na Tabela 20.1.

Tabela 20.1 Condições de armazenamento da matéria-prima e do produto.

Natureza Composto Principal Estado Físico Massa Específica

Matéria-Prima Etilbenzeno (99,8%) Líquido 863,6 kg/m³ Produto Estireno (99,2%) Líquido 896,1 kg/m³

Os materiais de construção dos tanques de armazenamento são apresentados na Tabela 20.2, os

mesmos levam em consideração as interações com os compostos armazenados e possíveis

problemas de corrosão.

Tabela 20.2 Materiais de construção dos tanques de armazenamento.

Corrente Natureza Material de construção

D1 Matéria-Prima Aço carbono ASME SA515 D9 Produto Aço carbono ASME SA515 revestido

O tempo estimado de armazenamento para ambas correntes é de três dias operando a 75% da

capacidade de armazenamento dos tanques.

O volume requerido ao armazenamento é calculado com base na produção/consumo de cada

corrente a ser armazenada e nos tempos de armazenamento estimados. A vazão volumétrica de

etilbenzeno é de o que requer um volume de armazenamento de ,a vazão

de estireno é de o que requer um volume de armazenamento de .

O cálculo do volume requerido segue a Equação 20.1.

20.1

Adotam-se tanques de armazenamento do tipo cilíndrico vertical com teto móvel, os quais são

alocados em duas unidades de armazenamento. As dimensões dos tanques seguem valores

nominais encontrados na literatura e em conformidade com o padrão de tanques de

armazenamento da API [11]. Para ambas correntes adota-se uma mesma configuração com dois

tanques de armazenamento, as dimensões do tanque são dadas na Tabela 20.3.

Tabela 20.3 Dimensões dos tanques de armazenamento, em unidade do SI.

Composto Nº de

Tanques Diâmetro

(m) Altura (m)

Volume (m³)

Volume Total (m³)

Espessura (mm)

Parede e Teto Fundo

Etilbenzeno ou Estireno

2 9,14 10,94 718,2 1436 4,76 6,35

Page 83: G3 Relat%f3rio Final

83

21 Anexo 10 Diagrama de engenharia

Os diagramas PFD e PI&D estão impressos em formato A3 e se encontram incluído em anexo ao

corpo deste relatório.

Page 84: G3 Relat%f3rio Final

84

22 Anexo 11 Custo unitários dos equipamentos

Neste item se encontram as equações dos custos dos equipamentos. São equações simples, mas

que podem oferecer uma boa ordem de grandeza. Os dados estão na Tabela 22.1, Tabela 22.2 e

Tabela 22.3.

Tabela 22.1 Equações para os cálculos de custo de equipamento.

Equipamento Custo

Tubulação F$/m=10*(diâmetro em cm)

Válvulas de Controle F$350*(diâmetro de escoamento em pol)0,8 Para válvulas, divida o valor acima por 2.

Bombas F$1000*(potência em kW)0,4

Trocadores de calor F$2000*(área em m²)0,6 Adicionar 30% para refervedores e evaporadores.

Compressores F$1200*(potência em MW)0,96+F$800*(potência em kW)0,6

Assuma eficiência de 75%

Turbinas F$4x105*(potência de saída em MW)0,6

Assuma eficiência de 70%

Forno F$ 1.200*(carga térmica, kW)0,8 Assuma 80% de eficiência térmica

Vasos

F$[3*(0,959+0,04P-8,3 x 10-6)] x 10z

Z=(3,17+0,2D+0,5 log L+0,21logL2) D=Diâmetro,m0,3m ≤D≤4 m L=altura, m 3≤L/D≤20 P=Pressão absoluta, bar

Colunas Preço dos vasos acrescido do preço dos pratos

Pratos F$ (250+40D+120D²) Onde D é o diâmetro do vaso

Reator Assuma F$2.000.000,00/reator

Tanque armazenagem F$2.000*V0,6

Tabela 22.2 Fatores de pressão para diferentes faixas de operação.

Faixa de pressão (pressão absoluta) Fator de pressão

< 10 bar 0,0 10-20 bar 0,6 20-40 bar 3,0 40-50 bar 5,0

Tabela 22.3 Fatores de material para diferentes tipos de material de construção dos equipamentos.

Material Fator de material

Aço carbono 0,0 Aço carbono contendo Cr (1,5%) e Mo (0,5%) 1,5

Aço inoxidável 4,0