UNIVERSIDADE FEDERAL DO PARÁ - UFPAINSTITUTO TECNOLOGICO - ITEC
FACULDADE DE ENGENHARIA DE ALIMENTOS - FEADISCIPLINA: MODELAGEM E SIMULAÇÃO
PROFESSORA: MARILENA ARAÚJO
PROCESSO DE EXTRAÇÃO LÍQUIDO-LÍQUIDO E DESTILAÇÃO EM UM SISTEMA (ÁCIDO ACÉTICO – ÁGUA – ETIL ACETATO)
BELÉM- PA2013
DISCENTES: CRISLIANE CAMARGO DENYSE GOMES
JOSEANE POMBO KELEM PINA
MILENA PASSOS
PROCESSO DE EXTRAÇÃO LÍQUIDO-LÍQUIDO E DESTILAÇÃO EM UM SISTEMA (ÁCIDO ACÉTICO – ÁGUA – ETIL ACETATO)
Trabalho apresentado à Professora Marilena Araújo como parte da primeira avaliação da disciplina Modelagem e Simulação da Faculdade de Engenharia de Alimentos da Universidade Federal do Pará.
BELÉM – PA2013
1. INTRODUÇÃO
A extração líquido-líquido (ELL) é um processo de separação que se utiliza da
propriedade de miscibilidade de líquidos. Por exemplo, em uma situação onde temos
dois líquidos, A e B, miscíveis entre si, e queremos separar A de B, podemos usar um
terceiro líquido, C, que seja mais miscível com A do que com B (TRINDADE;
ANASTÁCIO, 2005)
O ácido acético é o acido carbônico utilizado com mais frequência, além do que
é utilizado como parceiro de reação durante a produção de ésteres de ácido acético; este
é geralmente também utilizado como solvente, por exemplo, durante a produção de
acetato celulose ou durante a fabricação de produtos farmacêuticos (VORBEHALTEN,
2006) (RABELO et al, 2004 ).
O ácido acético, utilizado na produção do vinagre, é obtido basicamente pelos
processos de oxidação do etanol (sinteticamente) ou de fermentação (biologicamente).
No entanto, a fonte de etanol pode vir de várias origens, como cana-de-açúcar, uva, mel,
laranja, maçã, entre outras. Desse modo, a caracterização do ácido acético nos vinagres
é de grande importância para a indústria de alimentos, uma vez que os custos da
matéria-prima estão diretamente relacionados à sua origem (BOFFO, E. F.;
FERREIRA, A. G, 2006)
A Operação de Extração é também uma operação de separação/purificação
muito comum a nível industrial. Na extração, a separação do soluto da mistura de
alimentação é promovida pela adição de outro composto, o qual é denominado de
solvente (RABELO et al, 2004 ).
O conceito de extração aplica-se para alimentações (misturas) sólidas, e líquidas,
às quais se pretende retirar o soluto, seja para o obter num estado mais puro por
constituir o produto objeto do processo, seja por corresponder a uma impureza da
alimentação que é necessário eliminar (RABELO et al, 2004 ) (QUEIROZ et al., 2001).
É possível estabelecer um paralelismo entre Extração Líquido/Líquido e
Destilação. Em ambos os casos o soluto passa da fase de alimentação (corrente líquida)
para a outra fase que se adiciona ou forma no processo (líquido ou vapor,
respectivamente). O agente da separação na extração é o novo líquido/solvente que se
adiciona, enquanto que na destilação é o calor que se fornece ao processo, o qual dá
origem a uma nova fase, desta vez vapor. Assim, a extração é, normalmente, uma
operação isotérmica enquanto na destilação existe, necessariamente, variação de
temperatura ao longo do processo (QUEIROZ et al., 2001).
2. REVISÃO DA LITERATURA
2.1- TIPOS DE EXTRAÇÃO
Descontínua
Consiste em agitar uma solução aquosa com um solvente orgânico num funil de
separação, a fim de extrair determinada substância.
Contínua
Quando o composto orgânico é mais solúvel em água do que no solvente
orgânico, (isto é, quando o coeficiente de distribuição entre solvente orgânico e água é
pequeno), são necessárias grandes quantidades de solvente orgânico para se extrair
pequenas quantidades da substância. Isto pode ser evitado usando o extrator tipo
Soxhlet, aparelho comumente usado para extração contínua com um solvente quente.
Neste sistema apenas uma quantidade relativamente pequena de solvente é necessária
para uma extração eficiente.
2.2-SELEÇÃO DO SOLVENTE
A água é usada como um dos solventes na extração líquido-líquido, uma vez que
a maioria dos compostos orgânicos é imiscível em água e porque ela dissolve
compostos iônicos ou altamente polares. Os solventes mais comuns que são compatíveis
com a água na extração de compostos orgânicos são: éter etílico, éter diisopropílico,
benzeno, clorofórmio, tetracloreto de carbono, diclorometano e éter de petróleo. Estes
solventes são relativamente insolúveis em água e formam, portanto, duas fases distintas.
A seleção do solvente dependerá da solubilidade da substância a ser extraída e da
facilidade com que o solvente possa ser separado do soluto. Nas extrações com água e
um solvente orgânico, a fase da água é chamada "fase aquosa" e a fase do solvente
orgânico é chamada "fase orgânica" (ECO QUÍMICA, 2008)
Para uma extração líquido-líquido, o composto encontra-se dissolvido em um
solvente A e para extraí-lo, emprega-se um outro solvente B, e estes devem ser
imiscíveis. A e B são agitados e o composto então se distribui entre os dois solventes de
acordo com as respectivas solubilidades. A razão entre as concentrações do soluto em
cada solvente é denominada "coeficiente de distribuição ou de partição", (K). (ECO
QUÍMICA, 2008)
Assim:
(Equação 1)
Onde:
CA = concentração do composto no solvente A (em g/mL);
CB = concentração do composto no solvente B (em g/mL).
Na extração de ácido acético, utilizam-se os seguintes solventes: álcoois,
cetonas, acetatos, e ésteres com cadeia carbônica entre 4 e 8 carbonos. (ECO
QUÍMICA, 2008)
O acetato de etilo é um líquido incolor, cheiro característico a frutas, muito
inflamável. É pouco solúvel em água e solúvel em bi-clorofórmio e éter. Tem a
característica de produzir misturas azeotrópicas binárias e ternárias. É obtido pela
esterificação direta do ácido acético com álcool etílico, em presença de um catalisador.
O éster cru formado é neutralizado e purificado mediante destilação. O produto obtido é
de qualidade grau uretana. (ECO QUÍMICA, 2008)
2.3-VANTAGENS E DESVANTAGENS DO PROCESSO DE EXTRAÇÃO
LÍQUIDO-LÍQUIDO (ELL)
2.3.1- Vantagens
A extração líquido-líquido apresenta-se como um processo relativamente
simples, ou seja, em sua configuração mais comum utiliza-se um funil de separação ou
tubos de centrífugas, além do mais, é possível a utilização de um número considerável
de solventes puros os quais são disponíveis comercialmente, sendo que estes têm uma
ampla faixa de seletividade e solubilidade. (QUEIROZ et al., 2001).
2.3.2- Desvantagens
Tem-se como desvantagem do processo de extração líquido-líquido o fato de que
há perda de analito devido às amostras com elevada afinidade pela água serem
parcialmente extraídas pelo solvente orgânico, e para a extração precisa-se de grandes
quantidades de amostras e de solventes. As impurezas do solvente podem ser
concentradas junto com a amostra, implicando no uso de solventes ultrapuros, além do
que pode ocorrer a formação de emulsões, ocasionado perda de tempo; pode haver
adsorção de analito no material utilizado; decomposição de compostos instáveis
termicamente e tem-se a presença de alguns solventes orgânicos tóxicos. Por fim, na
etapa de pré-concentração; o processo é suscetível a erros e, relativamente, de difícil
automação (QUEIROZ et al., 2001)
2.4 – DESTILAÇÃO
A destilação é o modo de separação baseado no fenômeno de equilíbrio líquido-
vapor de misturas. Em termos práticos, quando temos duas ou mais substâncias
formando uma mistura líquida, a destilação pode ser um método para separá-las. Basta
apenas que tenham volatilidades razoavelmente diferentes entre si (COLUNA DE
DESTILAÇÃO, 2012).
A destilação é uma operação de separação pela diferença de volatilidade que
envolve uma grande quantidade de energia. Trata-se então de uma operação de
transferência de calor e massa, e as operações de transferência de calor e massa são um
conjunto de técnicas e de equipamentos destinados à separação de um ou mais
componentes de uma mistura ou solução (FOUST, 1982).
3. DESCRIÇÃO DO PROJETO
Segundo Roitman (2002) o mecanismo do processo de extração ocorre,
basicamente, de acordo com as seguintes etapas: a) mistura ou contato íntimo entre o
solvente e a solução a ser tratada. Ao longo desta etapa, ocorrerá a transferência do
soluto da solução para a fase solvente; b) a separação entre a fase líquida da solução,
denominada de rafinado, e a fase líquida solvente, denominada de extrato; c)
recuperação do solvente e do soluto. Para a recuperação do soluto do solvente, é
necessário que estes tenham características que permitam a separação dos mesmos
através de um simples processo de destilação ou qualquer outro tipo de separação
simples e possível.
A figura 1 demonstra o modelo de simulação aplicado ao relatório, foi
elaborado pelo programa de simulação ASPEN HYSYS, onde o mesmo se caracteriza
por apresentar uma extração liquido-liquido, seguida de uma destilação para a separação
do ácido acético.
A pressão especificada para construção desta planta de separação do ácido
acético foi de 101,4 Kpa.
No mix de alimentação visualizado da figura 1 ocorre a entrada do solvente etil
acetato, tanto na forma pura que entra a uma temperatura de 25 ºC, quanto o solvente
que vem do reprocesso na forma de condensado, este solvente está a uma temperatura
de -3,889 ºC. Em seguida o solvente passa por um trocador de calor ( E-100), para que
aumente a sua temperatura para 25ºC, que é a temperatura da entrada do solvente na
coluna de extração líquido-líquido.
A coluna de extração liquido-liquido (T-100) é composta por 12 estágios, e a
alimentação da mistura água/ ácido acético é feita pelo topo dessa coluna, no primeiro
estágio , essa mistura entra a um fluxo mássico de 100 kg/h, e um fluxo molar de 5,357
kgmol/h que é composta por 95% de água e 5% de ácido acético. Dentro da torre o
fluxo dessa mistura segue na direção do fundo da torre, devido sua densidade ser maior
que a densidade do solvente, no fundo o ácido acético se desprende de água, se unindo
ao solvente etil acetato ( corrente 1), o qual entra pelo ultimo estagio da torre a um fluxo
de 393,5 kg/h, e um fluxo molar de 4,878 Kgmol/h contendo 97,63% de etil acetato e
2,37% de água.
Desse processo resultam duas correntes: no topo o extrato solução rica em
solvente contendo o soluto que se deseja extrair, e no fundo o rafinado, solução residual
contendo uma pequena quantidade de solvente.
No topo da coluna de extração sai uma corrente que chamada de extrato, sendo
sua composição de 1,26 % de ácido acético, 96,39 % de Etil acetato e 2,35 % de água.
Com fluxo mássico de 396,2018 Kg/h e fluxo molar de 4,9344 Kgmol/h.
No fundo da coluna de extração sai outra corrente chamada de rafinado. Tendo
um fluxo mássico de 97,2558 Kg/h e fluxo molar de 5,3001 Kgmol/h, está corrente é
composta por 97,71% de água e 2,29% de Etil acetato.
O extrato gerado na coluna de extração é levado para a coluna de destilação, este
é o equipamento destinado à realização da operação unitária de transferência de calor e
massa. Segundo Foust (1982) a destilação é uma operação de separação pela diferença
de volatilidade que envolve uma grande quantidade de energia. Trata-se então de uma
operação de transferência de calor e massa, e as operações de transferência de calor e
massa são um conjunto de técnicas e de equipamentos destinados à separação de um ou
mais componentes de uma mistura ou solução.
O extrato passa para coluna de destilação que apresenta 30 estágios ao total
(figura 02), de onde forma-se o produto de fundo e tem-se um destilado que será
recuperado e utilizado no misturador (MIX-100) juntamente com o etil-acetato que
formam o solvente que é aquecido no trocador de calor resultando na corrente 1 descrita
anteriormente.
O material de alimentação que é o extrato entra na coluna pelo prato 11, ao
chegar em cada prato da coluna o extrato é parcialmente evaporado. Os componentes
leves (mais voláteis) tendem a se concentrar na fase vapor, sendo estes água e etil-
acetato, enquanto os mais pesados (menos voláteis) tendem para a fase líquida, neste
caso ácido acético e etil-acetato (FOUST, 1982).
Em virtude da diferença de densidade entre vapor e líquido, o material de
alimentação - que deve ser separado em frações - desce pela coluna, cascateando de
prato para prato, enquanto o vapor sobe na coluna, entrando em contato com o líquido.
Ao chegar no fundo da coluna, o líquido é parcialmente vaporizado num reboiler,
gerando vapor que retorna a coluna. O vapor que atinge o topo da coluna é resfriado e
condensado num condensador. Desta forma, ocorre o contato da
correntes e com as contracorrentes de vapor e líquido em todos os pratos ao longo da
coluna (FOUST, 1982).
Nesta planta a coluna de destilação é composta por 30 pratos, como citato
anteriormente o extrato entra pelo prato 11, o fluxo mássico de entrada como foi
descrito anteriormente é de 396,2 kg/h, a uma pressão de 101,4 kPa e uma temperatura
de 25,03 ºC.
Este processo físico de equilíbrio líquido/vapor permite a separação de duas
correntes de componentes diferente: destilado e produto. A corrente de destilado é de
243,5450 kg/h, o qual é composto por 0,9618% de etil-acetato e 3,82% de água. Já o
produto de fundo é composto por 96,72% de etil-acetato e 3,28% de ácido acético, e sai
a um fluxo mássico de 152,6567 kg/h.
Em seguida o destilado é enviado como reciclo para o misturador devido conter
uma quantidade considerável de etil-acetato, o qual é recuperado, iniciando novamente
o processo de extração líquido-líquido.
Figura 1: Planta de extração líquido-líquido do sistema ácido acético-água- etil acetato
4. CONTEXTUALIZAÇÃO DO PROCESSO
4.1. COLUNA LÍQUIDO-LÍQUIDO
A extração L-L (Figura 2) consiste na separação de dois líquidos A e B
miscíveis entre si utilizando um terceiro líquido C que seja mais miscível com A do que
com B. O soluto A irá se distribuir entre os dois solventes B e C de acordo com sua
solubilidade relativa formando o extrato (contendo A e C) e o refinado (contendo A e
B). O refinado pode ser mais purificado com etapas adicionais sucessivas de extração
líquido-líquido. A recuperação de A a partir do extrato é geralmente feita por destilação.
Figura 2. Unidade de extração em coluna.
4.2. COEFICIENTE DE DISTRIBUIÇÃO (k) E SELETIVIDADE DO SOLVENTE (β)
O coeficiente de distribuição (K) e a seletividade do solvente (β) são um dos
fatores que devem ser considerados na otimização dos sistemas de extração líquido-
líquido. Estes são os mais importantes parâmetros que são levados em consideração no
momento da seleção do solvente. O coeficiente de distribuição “ou coeficiente de
participação” para um componente (A) é definido como a razão de concentração de (A)
na fase extrato e na fase refinado. A seletividade pode ser definida como a capacidade
do solvente retirar o componente desejado da mistura de alimentação, quando
comparada com outros componentes (TRINDADE; et al., 2005).
4.3. SOLVENTES
Para a seleção do solvente de extração L-L devem-se comparar propriedades das
espécies puras como: ponto de ebulição, ponto crítico, densidade, volatilidade, ponto de
fusão e pressão de vapor, assim como também devem ser comparadas propriedades de
interação entre os compostos como difusividade e toxicidade (HENLEY & SEADER,
1981). Outras propriedades como capacidade corrosiva, estabilidade térmica e custo
também devem ser levadas em consideração. A escolha deve ser feita priorizando uma
ou duas propriedades de maior interesse para o processo (HACKBART, 2007).
4.3.1. ÁCIDO ACÉTICO
O ácido acético na forma pura (99,8%) recebe o nome de ácido acético glacial
devido a sua solidificação, com aspecto de gelo, em dias frios. É o principal ingrediente
do vinagre, cuja formulação consiste aproximadamente 5% de ácido acético e 95% de
água. Na forma pura é um líquido incolor com odor pungente, altamente corrosivo aos
metais (CETESP, 2010). É solúvel em água, etanol, éter, glicerina, acetona, benzeno e
tetracloreto de carbono. E insolúvel em sulfeto de carbono (ATANOR, S. C. A.).
É obtido pela oxidação, a partir do álcool etílico ou excretado por determinadas
bactérias. Este pode ser também denominado de ácido etanoico, o qual é um ácido
monocarboxílico alifático, de fórmula CH3COOH. O ácido acético é encontrado em
produtos de origem animal e vegetal. Este ácido ocupa dentro da química orgânica um
lugar preponderante, semelhante ao lugar que ocupa o ácido sulfúrico na indústria
química pesada. Tem como aplicações a produção de acetato de sódio; produção de
acetatos; neutralizante e veículo nos processos de tinção na indústria têxtil; agente
neutralizante e para a formação de perácidos na indústria química; ingredientes de
compostos adesivos; agente de extração de antibióticos na indústria medicinal; agente
acidulante e para a preparação de ésteres frutíferos na indústria alimentícia; e
ingredientes de inseticidas e germicidas (ATANOR, S. C. A.).
4.3.2. ACETATO DE ETILA
O acetato de etila é um solvente oxigenado muito utilizado na produção de
adesivos à base de poliuretano e tintas à base de nitrocelulose e também como solvente
extrator na indústria farmacêutica e principalmente na produção de tintas de impressão
como solvente (CARVALHO; JÚNIOR, 2010). Existem muitos processos para a
produção do acetato de etila, tais como esterificação entre etanol e ácido acético,
condensação do acetaldeído, desidrogenação do etanol e adição direta do eteno ao ácido
acético (CARVALHO; JÚNIOR, 2010). Em bases globais, o acetato de etila é utilizado
como solvente em vários tipos de aplicação, como no mercado de tintas (52%),
processos farmacêuticos e sínteses orgânicas (5%), tintas de impressão (13%) e outros,
tais como adesivos e cosméticos, que totalizam os restantes 30% (CEH, 2010).
4. OBJETIVO
Esse estudo teve como objetivos:
Extrair o ácido acético presente em uma mistura aquosa utilizando acetato de
etila como solvente, atrás do sistema líquido-líquido; A etapa de extração
líquido-líquido tem como finalidade de eliminar a água do processo, devido seu
alto custo em processos como o de evaporação, deixando o refinado rico em
líquido (água) e o extrato rico em solvente (etil acetato);
Analisar se os dados gerados pelo simulador de processos estão de acordo com
os dados de alimentação, através da implementação do simulador ASPEN
HYSYS para a planta de extração de ácido acético e recuperação do solvente.
5. BALANÇO DE MASSA E ENERGIA
5.1 BALANÇO DE MASSA
5.1.1 Simbologia
V = vazão mássica do vapor de topo
D = vazão mássica do produto de topo
L = vazão mássica do refluxo externo
F = vazão mássica da carga
W = vazão mássica do produto de fundo
Xa = Fração mássica da água
Xac =Fração mássica do ácido acético
Xae = Fração mássica do acetato de etila
QC = calor retirado pelo condensador
QR = calor introduzido pelo refervedor
qF = calor contido na carga
qD = calor contido no produto de topo
qW = calor contido no produto de fundo
Neste processo, o balanço material deverá ser realizado na coluna, a figura 01
ilustra este processo de destilação.
Figura 03: Esquema de uma coluna de destilação com pratos teóricos.
Para auxiliar o cálculo dos balanços de massa e energia, foram coletados dados
do programa Hysys® dispostos nas tabelas 1 e 2.
Tabela 1 - Fração mássica dos componentes do sistema Ácido Acético/Água/Acetato de
Etila das correntes de entrada (F) e de saída (D e W).
Correntes Água (a) Ácido Acético (ac) Acetato Etila (ae)
F* 0,0235 0,0126 0,963888
D* 0,0382 0,00000 0,961782
W* 0,000000 0,0328 0,967247
*F=Extrato; D=Destilado; W=Produto de fundo.
Tabela 2 - Composição dos componentes das correntes de entrada (F) e saída (D e W).
Correntes Fluxo Mássico
(kg/h)
Fluxo Molar
(kgmol/h)
Entalpia
(kJ/kgmol)
F* 396,2 4,9344 -458.000
D* 243,5 3,1752 -451.400
W* 152,7 1,7591 -468.580
*F=Extrato; D=Destilado; W=Produto de fundo.
5.1.2 Cálculos de Balanço Global de Massa
F = D + W
396,2 = 243,5 + 12,7
396,2 Kg/h = 396,2 Kg/h
5.1.2.1 Balanço Parcial de Massa Acetato de Etila
Fxae = Dxae + Wxae
396,2 (0,963888) = 243,5 (0,961782) + 152,7 (0,967247)
381,8924256 kg/h = 381,8925339 Kg/h
5.1.2.2 Balanço Parcial de Massa para Ácido Acético
Fxac = Dxac + Wxac
396 , 2x 0 ,0126=243 , 5x 0+152 ,6x 0 ,0328
4,99212 Kg/h = 5,00528 Kg/h
5.1.2.3 Balanço Parcial de Massa para a água
Fxa= Dxa + Wxa
396 ,2x 0 ,0235=243 ,5x 0 ,0382+152 ,6x 0
9,3107 Kg/h ≈ 9,3017 Kg/h
Desse modo, verificou-se que a coluna de destilação apresentou o regime
permanente, visto que o fluxo mássico global e dos componentes permaneceu constante
(F = D + W). Com isso pode-se observar que modelagem e simulação realizada pelo
programa HYSYS sob a coluna de destilação referente aos balanços de massa para o
sistema ácido acético-água- acetato de etila apresentou ajuste satisfatório.
5.1.3 Balanço de massa dos pratos da coluna de destilação
Para calcular os balanços de massa nos pratos de maior representatividade da
coluna de destilação, utilizam-se os dados da tabela 3.
Tabela 3 – Composição de ácido acético nos pratos.
Pratos Pressão (kPa) Temperatura (ºC) V* (kg/h) L ** (kg/h)
1 101,4 77,43 1007 1159
2 101,4 77,30 1008 1160
3 101,4 77,25 1008 1160
10 101,4 7666 972,7 1148
11 101,4 75,77 826,6 1125
12 101,4 75,71 826,9 583,0
28 101,4 75,42 818,3 581,5
29 101,4 74,94 795,2 574,7
30 101,4 73,53 608,9 551,6
*Fluxo mássico de vapor do ácido acético.
**Fluxo mássico de líquido ácido acético.
Usando as equações de balanço de massa, calcula-se os mesmos nos pratos 2, 11 e 3
Prato nº 2
Lp01 + V03 = V p02 + L p02
1159 + 1008 = 1008 + 1160
2167 Kg/ h ≈ 2168 Kg/h
Prato nº 11
Lp10 + Vp12 = V p11 + L p11
1148 + 826,9 = 826,6 + 1125
1974,9 Kg/ h ≈ 1951,6 Kg/ h
Prato nº 29
Lp28 + Vp30 = V p29 + L p29
581,5 + 608,9 = 795,2 + 574,7
1189,5 Kg/ h ≈ 1369,9 Kg/ h
Nota-se que os valores de entrada e de saída não são iguais devido a
variabilidade dos fluxos existente no interior da coluna, pois cada composto possui um
comportamento diferente no interior da coluna, devido a isso pode-se considerar que,
em certo momento, a concentração de uma das substâncias é maior em um determinado
prato enquanto em outro a quantidade pode ser menor.
5.2 BALANÇOS ENERGIA
5.2.1 Simbologia
F = Fluxo molar do extrato;
D = Fluxo molar do destilado;
W = Fluxo molar do produto de fundo;
n = número do prato;
V = Fluxo mássico de vapor do ácido acético
L = Fluxo mássico de líquido do ácido acético;
v = Fluxo molar de vapor do ácido acético;
l = Fluxo molar de líquido do ácido acético;
ag = Água;
ee = Etil acetato;
aa = Ácido acético;
HF = Entalpia do extrato;
HD = Entalpia do destilado;
HW = Entalpia do produto de fundo;
He = Fluxo energético de entrada;
Hs = Fluxo energético de saída;
HL = Entalpia do fluxo de líquido;
HV = Entalpia do fluxo de vapor;
QTOP = Fluxo de calor no condensador;
QREB = Fluxo de calor no Reboiler.
5.2.2. Cálculo dos balanços de energia
4.2.2.1. Balanço de energia global
Usando os dados de fluxo de calor das tabela 2 e 4, calcula-se o balanço de energia
global.
Tabela 4 - Fluxo de calor
Corrente kJ/h
QTOP (Q1) 3.6683e+05
QREB (Q2) 3.6909e+05
(HF x F ) + Qreb = (HD x D) +(Hw x W) + Qtop
(- 458.000 x 4,9344) +3,6909e+05= (-451.400 X 3,1752) + (-468.580 x 1,7591) +
3,6683e+05
- 1890862,2 KJ /h ≈ -1891264358 KJ /h
A modelagem e simulação realizada pelo programa HYSYS sob a coluna de
destilação referente ao balanço de energia global para o sistema ácido acético-água-etil
acetato não apresentou resposta desejada. Uma vez que houve uma pequena diferença
entre os fluxos de energia da entrada não foram equivalentes aos de saída.
5.2.2.2. Balanço de energia dos pratos da coluna de destilação
Extraindo do programa os dados de fluxo de energia (entalpia) em cada prato nas
frações líquido e vapor conforme demonstra a tabela 5, foi possível calcular os balanços
de energia nos pratos considerados representativos para a coluna de destilação.
Tabela 5 - Fluxo de massa e energia nos pratos considerados representativos para
coluna de destilação.
Pratos v* (kgmol/h) L** (kgmol/h) HL (kJ/kgmol) HV (kJ/kgmol)1 11,47 13,25 - 468.900,00 -436.900,002 11,47 13,23 - 469.000,00 -436.900,003 11,46 13,22 - 469.100,00 -437.000,0010 11,29 13,15 - 467.700,00 -432.000,0011 9,925 13,05 - 465.200,00 -423.000,0012 9,922 6,749 - 465.300,00 -423.000,0028 9,875 6730 - 463.900.00 -418.100,0029 9,779 6.699 - 457.600,00 -405.200,00
30 7,938 6,603 - 451.400,00 -412.600,00* Fluxo molar de vapor do ácido acético
** Fluxo molar de líquido do ácido acético
Prato nº 2
(L1x H 1L) + (V3 x H 3
v) = (L2x H 2L) + (V2x H 2
v)
(13,25 x (- 468.900,00)) + (11,46 x (-437.000,00)) = (13,23 x (- 469.000,00)) +
(11,47 x (- 469.000,00
- 11219945 KJ/h ≈ -11584300
Prato nº 11
(L10x H 1 0L ) + (V12 x H 12
v ) = (L11x H 11L ) + (V11x H 11
v )
(13,15 x (- 467.700,00)) + (9,922 x (-423.000,00)) = (13,05x (- 465.200,00)) + (9,925 x
(-423.000,00))
-10347261 KJ/h ≈ -1026913 KJ/h
Prato nº 29
(L28x H 28L ) + (V30x H 30
v ) = (L29x H 29L ) + (V29x H 29
v )
(6,730 x (- 463.900.00)) + (7,938 x (-412.600,00)) = (6,699 x (- 457.600,00)) + (9,779
x(-405.200,00))
-6397265,8 KJ/h ≈ -7027913,2 KJ/h
A diferença apresentada é justificada pela mesma variação apresentada no
balanço de massa nos pratos. Como a coluna não apresenta uniformidade de
componentes em sua constituição, de cada prato, é de se esperar que o balanço de
energia apresentado pelo software seja diferente do balanço de energia teórico, o qual
apresenta resultado baseado em uma coluna de destilação de constituição homogênea.
6. ANÁLISE DE GRAUS DE LIBERDADE
O Programa mostrou que a coluna de destilação T-101 está com o grau de liberdade
(Degrees of Freedom) igual a zero, como mostra a Figura 1, por este motivo ocorre à
convergência da simulação da planta pelo programa.
Figura 3 - Verificação do grau de liberdade no programa Hysys
Para a análise do grau de liberdade da coluna de destilação T-101 tomou-se
como variáveis desconhecidas a corrente Extrato (composta de 2 componentes em
concentrações desconhecidas), a corrente Destilado (composta de 1 componente em
concentrações desconhecidas) e a corrente Ácido Acético (composta de 2 componentes
em concentrações desconhecidas). Somou-se também as 2 correntes de reciclos
(Reboiler e Condenser). Portanto, tem-se no total 9 variáveis desconhecidas.
Utiliza-se também os balanços materiais das seções de Entrada, Vaporização e
Condensação, totalizando 3 balanços.
Como o grau de liberdade é a quantidade mínima de variáveis para o controle do
processo utilizou-se apenas algumas variáveis.
Variáveis dos dados de entrada:
Frações molares: 3 componentes (Ácido acético, Etil-acetato e Água);
Pressão;
Temperatura.
Somando-se as equações:
Balanço de energia da coluna de destilação;
Balanço de massa global;
Balanço de massa: 3 balanços (Ácido acético, Etil-acetato e Água).
5 - 5 = 0
Desse modo, o número de variáveis desconhecidas do fluxo de entrada no
sistema é igual ao número de relações independentes existentes no processo.
7. CONCLUSÃO
A partir dos resultados obtidos, pode-se concluir que:
O grau de liberdade é igual à zero, devido o número de incógnitas ser igual ao
número de equações geradas;
O solvente utilizado (etil acetato) extraiu o soluto (ácido acético) com eficiência
ao final do processo, devido aos valores dos coeficientes de distribuição obtidos
da simulação;
O extrato é a fase rica em solvente, no caso o etil acetato;
O rafinado é a fase rica em líquido, no caso a água.
REFERENCIAS BIBLIOGRAFIAS
ATANOR, S.C.A. Químicos, Ácido acético. Buenos Aires, Argentina. Disponível em <http://www.atanor.com.ar/por/negocios_de_exportacao/quimicos/productos/acido_acet ico.php> Acessado em: 29/04/2012, às 10:26.
BOFFO, E. F.; FERREIRA, A. G. Determinação da origem biossintética de ácido acético através da técnica "Site Specific Natural IsotopicFractionationStudiedby Nuclear MagneticResonance (SNIF-NMR)" Quím. Nova vol.29 no.3 São Paulo May/June 2006.
CARVALHO, D.; JÚNIOR, M. Produção de acetato de etila em biorrefinaria, uma análise de viabilidade. Dissertação de mestrado - Escola de Economia de São Paulo. São Paulo, SP, 59 p. 2010.
CEH. Chemical Economics Handbook – SRI Consulting, 2010.
FOUST, A.S. ;WENZEL, L.A.; CLUMP, C.W.; MAUS, L.; ANDERSEN, L.B.“Princípios das Operações Unitárias” 2ª. Edição, Guanabara Dois, 1982
GITARANA, L.L. Avaliação do processo de extração líquido-líquido com a adição de sais para recuperação e purificação de ácidos orgânicos. Campinas, SP, 2007.
HACKBART, L.M. Equilíbrio Líquido-Líquido de Sistemas Contendo Fenol-água- Solvente: Obtenção e Modelagem Termodinâmica. Curitiba, PR, 2007.
HENLEY, J. E.; SEADER, D. J. Equilibrium-Stage Separation Operations in Chemical Engineering, John Wiley & Sons, New York, 1981.
ILEANA, F.; PASQUINI, C. Extração líquido-líquido em sistemas de fluxo. Instituto de Química - Universidade Estadual de Campinas - CP 6154 - 13083-970 - Campinas – SP Acesso em: 01/05/12
Métodos de Extração e/ou Concentração de Compostos Encontrados em Fluidos Biológicos para Posterior Determinação Cromatográfica. Instituto de Química, Universidade Estadual de Campinas, CP 6154, 13083-970 Campinas – SP, 2000.
ROITMAN, V. Curso de formação de operadores de refinaria: operações unitárias. PETROBRAS : UnicenP. 50 p. Curitiba, PR, 2002.
TREYBAL, R.E. Mass transfer Operations. Editora McGraw-Hill, 3° edição, New York, 1981.
TRINDADE, T.; PALMEIRA, V.; SILVA, J. M.; ANASTÁCIO, P. Modelagem e Simulação de Unidades Processuais, Extração Líquido-Líquido e Absorção Gasosa. Instituto Superior de Engenharia da Lisboa, Departamento de Engenharia Química. Lisboa, 2005.
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