recuperação de dióxido de carbono na indústria cervejeira

UNIVERSIDADE REGIONAL DE BLUMENAU
CENTRO DE CIÊNCIAS TECNOLÓGICAS
DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA
LUCIELLE VASSOLER
RECUPERAÇÃO DE DIÓXIDO DE CARBONO NA INDÚSTRIA
CERVEJEIRA
BLUMENAU 2009

LUCIELLE VASSOLER
RECUPERAÇÃO DE DIÓXIDO DE CARBONO NA INDÚSTRIA
CERVEJEIRA
Trabalho de Conclusão de Curso
apresentado à disciplina de
Planejamento e Projeto II, como
requisito para conclusão do Curso de
Engenharia Química, da Universidade
Regional de Blumenau.
Orientador: Prof. Dr. Sávio Leandro Bertoli
BLUMENAU
2009

RECUPERAÇÃO DE DIÓXIDO DE CARBONO NA INDÚSTRIA
.
.
CERVEJEIRA
Por
LUCIELLE VASSOLER
Trabalho de Conclusão de Curso apresentado para a
disciplina de Planejamento e Projeto II como requisito
para conclusão do curso de Engenharia Química da
Universidade Regional de Blumenau, pela banca
examinadora formada por:
Prof. Dr. Sávio Leandro Bertoli - Orientador
Prof. Dr. Dirceu Noriler
Blumenau, 01 de julho de 2009

Dedico aos meus pais Vicente e Lucia,
ao grande irmão Lucius, ao namorado
Giulianno, a madrinha Olivia, aos avós, e
aos grandes amigos. Em especial dedico ao
meu precioso irmão Vicky que me protege
e me guia de onde está.
Estarão eternamente em meu coração.

Primeiramente agradeço a meus pais
Vicente Luiz Vassoler e Maria Lucia C.
Vassoler por fazer tudo isso possível, também
pelo amor e cuidado diário.
Agradeço ao querido irmão Lucius
Vassoler pela grande amizade e amor que nos
une a cada dia mais, essencial em minha vida.
Agradeço ao namorado e amigo Giulianno
Vaz sempre presente, amável e paciente,
agradeço por suas horas de esforço de
complementação do trabalho.
Agradeço a toda família, aos avós
carinhosos, a madrinha Olivia pelo apoio
fundamental.
Agradeço as grandes e velhas amigas
Naiana, Nency, Lilian e Andressa, pela
saudade, carinho, compreensão e dedicação a
nossa amizade, sempre perto de mim de
alguma forma.
Agradeço de coração a Larissa, ao
Jonathan, a Caroline, a Merily e Camila,
amigos fiéis por suas amizades sempre
essenciais.
Agradeço as companheiras de apê, aos
companheiros de faculdade, aqueles que
comigo conviveram tanto tempo, aqueles que
em tantos momentos me guiaram, aqueles que
estiveram ao meu lado, e tornaram a vida
acadêmica muito feliz, enfim um muito
obrigado a todos que de alguma forma
participaram da minha vida, estarão sempre
em meu coração.
Agradeço a universidade por tamanha
competência, em especial ao Departamento de
Engenharia Química por inteiro pelo apoio e
sabedoria durante todo o curso.
Agradeço em especial ao orientador Sávio
Leandro Bertoli pela assistência e dedicação
diante diversos questionamentos.
Agradeço ao professor Atilano Antonio
Vegini por fazer-se sempre presente aos
complementos necessários para finalização
deste trabalho. E a todos os demais que
compartilharam as angústias e/ou conquistas
ao decorrer deste.
Um muito obrigado por toda a torcida,
pela paciência e compreensão de todos.

"É melhor tentar e falhar,
que preocupar-se e ver a vida passar;
é melhor tentar, ainda que em vão,
que sentar-se fazendo nada até o final.
Eu prefiro na chuva caminhar,
que em dias tristes em casa me esconder.
Prefiro ser feliz, embora louco,
que em conformidade viver ..."
Martin Luther King

LISTA DE ILUSTRAÇÕES
FIGURA 1 - Fases da fermentação ............................................................................ 16
FIGURA 2 - Efeito estufa .......................................................................................... 19
FIGURA 3 - Variação da concentração média de dióxido de carbono na atmosfera 20
FIGURA 4 - Diagrama de blocos. .............................................................................. 22
QUADRO 1 - Cronograma TCC ................................................................................ 23

SIMBOLOGIA E NOMENCLATURA
o
m Taxa mássica (Kg h-1)
Q Vazão volumétrica (m3 h-1)
Vs Velocidade de sólidos (m s-1)
A Área (m2)
L Vazão da corrente líquida de entrada (Kg h-1)
χ i Fração molar (fase líquida)
Yi Fração molar (fase gasosa)
γ Gama (fração líquida do componente mais volátil)
i
Vap
P
Pressão de vapor (Pa)
xi
Fração mássica (fase líquida)
yi
Fração mássica (fase gasosa)
P Pressão (Pa)
y Fração mássica de etanol na corrente gasosa da entrada da coluna
E _
S _
ETANOL
y Fração mássica de etanol na corrente gasosa da saída da coluna
ETANOL
x * Fração mássica de etanol na fase líquida, no equilíbrio
x Concentração de etanol na corrente de saída da fase líquida
S _
E _
OPERAÇÃO
x Concentração de etanol na corrente de entrada da fase líquida
OPERAÇÃO
x Umidade absoluta de saturação da corrente gasosa da saída da coluna
S _ ÁGUA
LMIN
Vazão mínima necessária para a corrente líquida remover o etanol da
corrente gasosa
ρ Massa específica (kg/m3)
H CO2
Constante de Henry para o CO2 em água (Pa)
Cp i Capacidade calorífica (kcal/kg C
o
)
H Entalpia (kcal/kg)
U Coeficiente global de transferência de calor (kcal/h*m 2 * C
o
F F Vazão volumétrica do fluido (m 3 /h)
HP Potência (KW)
N OG Número de elementos de transferência
H OG Número de elementos de altura (m)
Z Altura de recheio (m)
)

DL
Difusividade (cm 2 /s)
Área volumétrica do recheio (m 2 /m 3 )
as
µ Viscosidade (kg/ms)
G Vazão de gás (kg/m 2 /s)
W G/L
∆ TML
Área de troca térmica ( C
o
)
∆ P Perda de carga (mbar)
Re Reynolds
f Fator de atrito
v Velocidade da corrente (m/s)
C

RESUMO
Trata-se de um assunto de grande importância nos dias de hoje, o gás CO2, que em sua
grande quantidade na atmosfera é extremamente prejudicial ao planeta ocasionando o
efeito estufa, e consequentemente o aquecimento global, tal é usado comercialmente
em bebidas carbonatadas para dar-lhes efervescência, em extintores de incêndio entre
outras grandes atividades industriais, a planta trata do uso e recuperação do dióxido de
carbono obtido da fermentação alcoólica de uma indústria cervejeira de alta
capacidade, projeto o qual tem como objetivo armazenar CO2 liquefeito a 64bar de
pressão e temperatura ambiente para posterior utilização em quaisquer finalidades
industriais, equipamentos como trocadores de calor, compressor de três estágios e
coluna de absorção fazem parte de uma completa recuperação deste gás, o projeto
exige tubulações de diversos diâmetros e equipamentos resistentes a altas temperaturas
e pressão variada, o material de maior utilidade será aço inox 304, e a maior tubulação
é de 102 mm, projeto minucioso em cuidados termodinâmicos e perdas de pressão,
trata de um grande empreendimento na área de recuperação industrial, sendo de
prioridade mundial a questão: meio ambiente.
Palavras-chave: CO2; Liquefeito; Efeito estufa.

SUMÁRIO
1 INTRODUÇÃO ........................................................................................................ 12
2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ................................................................................ 13
2.1 História mundial cervejeira ..................................................................................... 13
2.1.1 História Brasileira Cervejeira ........................................................................................ 14
2.2 Cerveja, condição de processo ................................................................................ 15
2.2.1 Fermentação da Cerveja ................................................................................................. 15
2.3 CERVEJA, PRODUÇÃO E CONSUMO ............................................................... 17
2.4 DIÓXIDO DE CARBONO E SUAS PROPRIEDADES........................................ 18
2.4.1 Efeito estufa ..................................................................................................................... 18
2.5 ABSORÇÃO DE GASES ....................................................................................... 20
3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO............................................................................... 21
3.1 Diagrama de blocos ................................................................................................. 22
4 CRONOGRAMA ...................................................................................................... 23
5 CONCLUSÃO ........................................................................................................... 24
REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ...................................................................... 25
BIBLIOGRAFIA COMPLEMENTAR ..................................................................... 26
APÊNDICES ................................................................................................................ 27
ANEXOS..................................................................................................................... 108

1 INTRODUÇÃO
O dióxido de carbono, em estudo no caso, um dos maiores causadores do
efeito estufa, levará cem mil anos para que a química oceânica recupere maior parte do
seu excesso presente hoje na atmosfera.
A recuperação exige um tempo demasiado, entretanto o mundo globalizado
tem como grande objetivo diminuir a emissão deste gás, e com as indústrias sendo
capazes da recuperação do dióxido de carbono, se encontram em concordância com o
meio ambiente e também com sua própria produção reduzindo significativamente seus
custos.
Processos de fermentação alcoólica como já explícito, conduz à formação de
álcool etílico (etanol) e à libertação de dióxido de carbono no processo de
transformação da glicose via microorganismos, tanto os processos aeróbios como os
anaeróbios produzem CO2 como um dos produtos da reação, em porcentagem
significativa, sendo importante recuperá-lo.
Esta planta recupera o dióxido de carbono da fermentação alcoólica de uma
indústria cervejeira e especifica todos os cuidados internos industriais, e especificações
necessárias para conduzir o gás e liquidificar o mesmo.
A planta atua na capacidade de 915 kg/h de CO2, o processo é realizado com
o funcionamento de uma coluna de absorção de voláteis para a lavagem do gás, será
usado um compressor com 3 estágios para a compressão do gás, e posteriormente este
gás (CO2) já purificado e liquefeito será armazenado na pressão de 64bar abs.
12

2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
Cerveja é a bebida não destilada obtida de fermentação alcoólica de mosto de
cereal maltado, geralmente de malte de cevada. É facultativa a adição de outra matéria
prima amilácea ou de lúpulo, e em geral o teor alcoólico é baixo, de 3% a 8%. Sob esta
designação podem-se encontrar os mais diversos tipos de cerveja, obtidos por processo
que vão da fabricação caseira à cerveja de processamento industrial (BORZANI et al.,
2001).
O campo de aplicação de CO2 em cervejarias é absolutamente grande, de
maneira geral, e com ele a preocupação de se obter lucro com sua recuperação e
preocupações para com o meio ambiente, em questionamento atualmente.
2.1 História mundial cervejeira
As origens da cerveja estão perdidas nas raízes da pré-história.
Possivelmente algum nômade descobriu por acidente à cerca de 10.000 anos
que a cevada selvagem quando embebida de água transformava-se numa espécie de
mofo.
No período em que as cidades da mesopotâmia estavam sendo edificadas, a
fabricação da cerveja era uma atividade bem estabelecida e já dispunha de algumas
leis (SLEMER, Octavio Augusto, 1995, p. 24 ).
A cerveja era feita por padeiros devido à natureza das matérias-primas
utilizadas como grãos de cereais e leveduras, sendo uma produção caseira.
Em todas as civilizações produtoras de cereais da antiguidade, em especial
no Egipto e na Mesopotâmia a cerveja tornou-se essencial.
13

O Código Babilônico de Hamurabi, rei da Babilônia entre os anos de 1792 e
1750 a.C., já incluía diversas leis de comercialização, fabricação e até mesmo
consumo da cerveja.
2.1.1 História Brasileira Cervejeira
Muito foi escrito sobre a cerveja, origem, história, porém pouca coisa tem
sido divulgada sobre a cerveja no Brasil e sua história neste país. Nossos colonizadores
portugueses não eram consumidores de cerveja, nem sequer a conheciam.
“A bebida chegou ao país, possível e provavelmente no século XVII, com a
colonização holandesa em 1634, pela Companhia das Índias Ocidentais e com a saída
destes em 1654 a cerveja deixou o país por um século e meio, só reaparecendo no final
do século XVIII e início do seguinte. Em 27 de outubro de 1836 aparece no jornal do
Comércio do Rio de Janeiro, um anúncio oferecendo cerveja brasileira, constado como
primeiro documento sobre a produção de cerveja no país.
Nos anos 1860 e 1870 houve um aumento da produção que se manteve até a
primeira guerra mundial, onde não se pôde mais obter cevada e lúpulo de procedência
alemã ou austríaca e então a tentativa de recorrer a outros cereais como arroz, milho,
etc.
No Rio Grande do Sul, final do século XIX, imigrantes de origem alemã e
italiana produziam sua cerveja doméstica. As primeiras cervejarias industrializadas do
país surgiram nas décadas de 1870 e 1880. Tendo como pioneira a de Friederich
Christoffel, em Porto Alegre. Em 1880 no Rio de Janeiro instalaram-se as duas
grandes cervejarias que viriam a dominar o mercado nacional, a Companhia Cervejaria
Brahma e a Companhia Antartica Paulista. Sua fusão foi em 1999, onde resultou a
Ambev (American Beverage Company), considerada agora como segunda maior
produtora mundial de cerveja, com 64,8 milhões de hectolitros, atrás apenas da
Anheuser Bush, americana, com 113,4 milhões de hectolitros” (SANTOS, Sergio de
Paula, 1998).
14

2.2 Cerveja, condição de processo
A condição de processo é o que leva a cerveja a ser uma diferente da outra,
seus ingredientes básicos são os mesmos: a cevada maltada (ou seja, a cevada
germinada), as leveduras (os fermentos que realizam o processo de transformação do
malte em bebida alcoólica), o lúpulo (responsável pelo sabor amargo da cerveja), e a
água. Porém o cereal de base pode ser outro substituinte da cevada ou se adicionam a
ela, o processo de malteação pode ser conduzido de diferentes formas, as leveduras
então, podem ser diversas, o lúpulo de diferentes origens, e a água mais ou menos pura
e mineralizada, e trazer diferentes sabores.
2.2.1 Fermentação da Cerveja
Fermentação é o processo de transformação de açúcares para alcoóis, CO2,
ácidos orgânicos, cetonas, ésteres e calor através da ação de leveduras. O metabolismo
celular pode ser compreendido como um conjunto de reações altamente coordenadas
de forma que o produto de uma primeira reação e assim sucessivamente.
O processo fermentativo realizado neste trabalho é realizado em fermentação
contínua, ou seja, a matéria-prima é adicionada com uma vazão constante e o meio
fermentado é retirado com a mesma vazão de alimentação (BORZANI et al., 2001).
2.2.1.1 Fermentação Alcoólica
O processo da fermentação alcoólica caracteriza-se como uma via catabólica,
na qual há a degradação de moléculas de açúcar (glicose ou frutose), no interior da
célula de microorganismos (levedura), até a formação de etanol e CO2, havendo
liberação de energia química e térmica.
A equação geral da fermentação alcoólica define-se como:
C6H12O6 (glicose) 2C2H5OH (etanol) + 2CO2 (gás carbônico) + CALOR (01)
A composição exata do açúcar foi determinada por Gay-Lussac:
C6H12O6 = 2C2H5OH + 2CO2 (02)
As reações incluem transferência de fosfato, oxidação-redução,
15

descarboxilação e isomerização além de outras.
As leveduras mais utilizadas no processo de fermentação alcoólica são
espécies originadas do gênero Saccharomyces sendo uma das principais a
Saccharomyces cerevisae.
O objetivo primordial da levedura, ao metabolizar anaerobicamente o açúcar,
é gerar uma forma de energia (ATP, adenosina trifosfato) que será empregada na
realização dos diversos trabalhos fisiológicos (absorção, excreção e outros) e
biossínteses, necessários na manutenção da vida, crescimento e multiplicação. O
etanol de CO2 resultantes se constitui, tão somente, de produtos de excreção, sem
utilidade metabólica para a célula (BORZANI et al., p. 12, 2001).
Com o objetivo de obter cerveja com as características organolépticas,
químicas e físico-químicas desejadas, fatores são necessários para uma boa
fermentação, como temperatura, gestão do fermento, dosagem de fermento e nutrientes
adequados (açúcares, aminoácidos, vitaminas e metais).
O fornecimento de oxigênio suficiente para a fase inicial de fermentação, que
consiste na adaptação da levedura ao meio e sua propagação, proporciona taxas de
multiplicação de fermento e obtenção balanceada de componentes sensoriais de
flavour e paladar. Uma correta pressão na fase fermentativa possibilita maior retenção
do O2 dissolvido no mosto durante início da fermentação, a obtenção de compostos de
aroma e paladar é também influenciada pela pressão do tanque (AMBEV, 2006).
FIGURA 1 - Fases da fermentação. (fonte: CD-room AmBev,2006)
16

A fermentação é certamente a fase mais importante para o paladar da
cerveja, visto que, paralelamente à transformação de açúcar em álcool e gás carbônico,
o fermento produz outras substâncias, em pequenas quantidades e com baixa pressão
de vapor, responsáveis pelo aroma, sabor do produto, e contaminações na corrente
gasosa de gás-carbônico.
de 0,5%.
Segundo KUNZE, (1999), a concentração ideal de gás carbônico na cerveja é
Preservar a qualidade da cerveja requer um controle regular dos níveis de
contagens microbianas em diversos pontos do sistema de processamento (BORZANI
et. al., 2001).
“Considerando o fato de que 1 kg de maltose produz teoricamente durante a
fermentação 0,514 kg de CO2, a cervejaria do presente trabalho consta com 14,0ºP de
mosto básico e um grau de fermentação de 60%, formando 8,4ºP, produz teoricamente
4,32 Kg de CO2/hl de mosto.
Certa quantidade de CO2 fica retida na cerveja (cerca de 0,450g/ml), outra
quantidade mistura-se ao ar no início da fermentação e perde-se também certa
quantidade durante sua purificação. Como resultado temos que 1 hl de cerveja pode
fornecer de 2,4 a 2,7 kg de CO2/hl de mosto” (AMBEV, 2006).
O valor encontrado na literatura para a razão kg de CO2/hl de mosto é de 2
kg (KUNZE, 1999).
2.3 CERVEJA, PRODUÇÃO E CONSUMO
A indústria cervejeira gera 120 mil empregos diretos e indiretos, e o setor
fechou o ano de 98 com faturamento bruto de R$ 9 bilhões. Em relação ao consumo
per capita, o Brasil se encontra no 26° lugar, com 50 litros por habitante por ano em
98. Sempre segundo o Sindicerv só não é maior porque a cerveja brasileira é um
produto caro, em função de o baixo poder aquisitivo de parte importante dos
consumidores brasileiros. A cerveja brasileira é a mais barata do mundo na porta de
fábrica (R$ 0,50 por litro), mas encarece muito até chegar ao consumidor,
17

principalmente em função da grande carga tributária que pesa sobre o setor (os
impostos representam cerca de 40% do preço final ao consumidor) (MELO, 2000).
É interessante saber que a cervejaria caseira Eisenbahn tem capacidade de
produção de 400.000 litros/mês. E atualmente, a fábrica de Lages (Ambev) produz 280
milhões de litros de cerveja por ano, equivalente à 24.000.000 litros/mês incluindo as
marcas Brahma, Skol e Antarctica.
2.4 DIÓXIDO DE CARBONO E SUAS PROPRIEDADES
O dióxido de carbono, solúvel em água, é um gás ligeiramente tóxico,
inodoro, incolor e de sabor ácido. Não é combustível nem alimenta a combustão. É 1.4
vezes mais pesado que o ar e encontra-se na fase gasosa em pressão atmosférica. O
dióxido de carbono pode interagir de forma violenta com bases fortes, especialmente
em altas temperaturas.
É obtido como subproduto de algumas combustões. Entretanto, deve passar
por um processo de purificação no qual são extraídos os restos de água, oxigênio,
nitrogênio, argônio, metano e etileno, entre outros. Demais informações encontram-se
na ficha de segurança do dióxido de carbono em anexo.
Com o processo de recuperação do gás CO2 é usado água como solvente e
este solubilizado em água, forma o ácido carbônico que, mesmo sendo um ácido fraco,
ocasiona uma diminuição do pH, podendo tornar a água agressiva, e acelerando o
processo corrosivo devido a ação desse ácido sobre o metal, exigindo assim uma
tubulação anti-corrosiva (GENTIL, 1987).
2.4.1 Efeito estufa
Os poluentes atmosféricos advindos das atividades de transformação
incorporam material microbiológico, material sólido particulado e gases orgânicos e
inorgânicos que modificam, percentualmente, a composição do ar ambiente. Estes
contaminantes distribuem-se principalmente pelos mecanismos de difusão e convecção
aliados aos fenômenos de transferência de massa, calor e quantidade de movimento,
18

que proporcionam a sua recirculação (LEITE et al, 2004).
O efeito estufa baseia-se na ação recíproca física de energia solar e gases
concentrados na atmosfera terrestre. A energia solar penetra a camada de gás da
atmosfera, cai sobre a superfície terrestre e de lá é refletida. Parte da radiação refletida
é absorvida pelos gases e com isso é evitada a perda de calor no universo terrestre. Isto
contribui para um aumento significativo de calor na superfície terrestre, que é tanto
maior quanto maior for à concentração de gases (KOHLHEPP, 2001).
FIGURA 2 - Efeito estufa.
(fonte:http://www.geocities.com/RainForest/Jungle/3434/problemas/estufa.htm)
O dióxido de carbono é o principal gás da atmosfera que tem a capacidade de
absorver a radiação infravermelha do sol, encontra-se em torno 60% de participação
no efeito estufa adicional, através da combustão de condutores energéticos como o
carvão, petróleo, gás natural e madeira na indústria, e também através de queimadas de
florestas tropicais (KOHLHEPP, 2001).
19

O gráfico a seguir mostra a variação da concentração de dióxido de carbono
na atmosfera desde 1958 a 1991, obtida segundo dados fornecidos pela estação de
monitoramento de Mauna Loa, no Havai:
FIGURA 3 - Variação da concentração média de dióxido de carbono na atmosfera.
(fonte:http://wwwp.fc.unesp.br/~lavarda/procie/dez14/luciana/index.htm)
2.5 ABSORÇÃO DE GASES
A globalização da economia proporciona mudanças conceituais na
organização da estrutura das indústrias de transformação que definem novas
estratégias de otimização de processos como forma de reutilização de resíduo, através
de processos de reciclo e de minimização da sua disposição (LEITE et al, 2004).
Nos últimos anos, os altos índices de emissão de poluentes atmosféricos,
tanto de unidades industriais, quanto de veículos automotores, têm preocupado os
órgãos de proteção ambiental. Para minimizar o teor de tais poluentes, emitidos para a
atmosfera, principalmente em ambientes industriais confinados, os processos e
equipamentos industriais utilizados na indústria química são constantemente testados.
Destacam-se as operações e colunas de absorção como primordiais na recuperação ou
remoção de gases como NH3, NOX, CO2, CO, entre outros (LEITE et al., 2004).
A absorção consiste na atração exercida por uma substância sobre outra,
através de potenciais químicos e físicos. A absorção de um gás ocorre mediante a
dissolução de um ou mais componentes de uma mistura gasosa num líquido absorvente
(LEITE et al, 2004).
20

3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO
Este projeto tem como finalidade dimensionar uma unidade de recuperação
de gás carbônico (CO2), a partir da fermentação alcoólica gerada numa indústria
cervejeira. A capacidade de produção desta planta será de 915 kg de CO2 por hora,
sendo o processo essencialmente contínuo.
Com a análise de R$4,00/kg de CO2 pode-se obter um faturamento grosseiro
de R$ 2.631.675,00/mês, ou R$ 31.580.102,00/ano.
O projeto é composto por 5 trocadores de calor do tipo casco-tubo,
compressor de três estágios, e uma coluna de absorção de gases com o intuito de que
será possível recuperar todo o CO2 gerado.
Para efeito produtivo na recuperação de CO2 será usado neste projeto uma
capacidade de produção de 320.000.000 litros/ano.
O custo de operação da planta em questão neste projeto não foi realizada,
mas deve ser menor que o custo do gás, visando lucro, além da questão ambiental.
O projeto tem como objetivo armazenar CO2 liquefeito a 64bar de pressão e
temperatura ambiente para posterior utilização em quaisquer finalidades industriais.
O equipamento usado no processo de absorção realizado é uma coluna de
recheio, com a função de aumentar a área de contato líquido-gás. O gás e o líquido
escoam em contracorrente com o propósito de obter maior transferência de massa.
TABELA 1 - Condições de operação do processo de absorção.
Fração Temperatura
Correntes Componentes alimentação Alimentação (°C) Vazão (kg/h)
Gás Etanol
0,00601
Água
0,0267
30
944,9297
Dióxido de Carbono 0,9673
Solvente Água 1 30 731,3387
21

3.1 Diagrama de blocos
seguir:
O processo é realizado de acordo com as etapas representadas no diagrama a
FIGURA 4 - Diagrama de blocos.
22

4 CRONOGRAMA
QUADRO 1 - Cronograma TCC
2008 2009
ETAPAS TCC AGO SET OUT NOV DEZ JAN FEV MAR ABR MAI JUN
1 Escolha do tema X X
2 Revisão bibliográfica X X X X X X X X
3 Pré-projeto
3.1 Definição do diagrama de blocos X X
3.2 Determinação das capacidades X
3.3 Balanço de massa X X
4 Projeto básico
4.1 Elaboração do fluxograma do
processo
4.1.1 Balanço de massa X X
4.1.2 Balanço de energia X X X X X X
4.2 Elaboração do diagrama T+I X X X
4.3 Elaboração do diagrama Lay-Out X X
5 Entrega do projeto básico X
23

5 CONCLUSÃO
O dióxido de carbono é utilizado nos processos de fermentação alcoólica e
devido aos inúmeros tanques em uma fábrica cervejeira de alto desempenho o CO2 é
de extrema importância e necessidade.
Como resultado tem-se que 1 hl de cerveja pode fornecer 2,5 kg de CO2/hl
de mosto, obtendo uma produção de 8.000.000 kg de CO2/ano de uma fermentação
alcoólica em uma fábrica cervejeira que produz 3.200.000 hl de mosto/ano.
O presente trabalho visou recuperar a produção horária de CO2 e armazenar
em condição pressurizada a 64bar e temperatura ambiente.
O processo consistiu em determinar os equipamentos e tubulações
necessárias para operar em regime permanente e evitando que a perda de carga não
ultrapasse os limites, numa capacidade nominal de 7 . 614.
630 kg de CO2/ano.
A recuperação do CO2 envolve questões econômicas e ambientais, reduzindo
custos industriais e na tentativa de não contribuir com o efeito estufa, evitando maiores
alterações climáticas e desequilíbrios ecológicos.
Como proposta de melhoria no processo seria possível armazenar o gás em
um balão e ser sustentado para amortecer as flutuações de fluxo e reduzir as paradas e
partidas do compressor.
Para retornar ao processo o CO2 deve ser evaporado e aquecido, porém o
trabalho não foi calculado para estes processos, e o CO2 liquefeito pode ser usado para
enchimento de cilindros por meio de bombas.
24

REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS
AMBEV (AMERICAN BEVERAGE COMPANY). Fermentação. Lages: CD, 2006;
BORZANI, W.; SCHMIDELL, W.; LIMA, U. A.; AQUARONE, E.; Biotecnologia
Industrial. Engenharia Bioquímica. São Paulo: Edgard Blücher, 2001, v. 2;
GENTIL, Vicente; Corrosão. Rio de Janeiro: Guanabara, 1987, 2 ed;
KOHLHEPP, Gerd. Política do clima: em conflito entre interesses nacionais e
desafio global. Blumenau: Revista de estudos ambientais, 2001, v. 3;
KUNZE, Wolfgang; Thechnology Brewing and Malting. Berlin: VLB, 1999;
International Edition;
LEITE, André Burigo.; BERTOLI, Sávio Leandro.; BARROS.; António André
Chivanga. Caracterização de poluentes atmosféricos e aplicação do processo de
absorção física na sua minimização e recuperação. Blumenau: Revista de estudos
ambientais, 2004, v. 6;
MELO, Josimar; A Cerveja. São Paulo: Publifolha, 2000;
SANTOS, Sergio de Paula; Os primórdios da Cerveja no Brasil. São Paulo: Ateliê
Editorial, 1998;
SLEMER, Octavio Augusto; Os Prazeres da Cerveja. São Paulo: Makron Books,
1995;
ZACHOS, James. Universidade da Califórnia. Santa Cruz, Estados Unidos. Science,
2008;
25

BIBLIOGRAFIA COMPLEMENTAR
BIRD, R. Byron.; STEWART, Warren E.; LIGHFOOLT, Edwin N.; Fenômenos de
transporte. Equipe de tradução: Affonso Silva Telles ... [et al.]. -2.ed. - Rio de Janeiro
: LTC, 2004. - xv, 838 p. :il.
BORCK, Tiago; Recuperação de dióxido de carbono gerado por cervejarias
memorial de cálculos. Blumenau,2008;
CREMASCO, Marco Aurélio; Fundamentos de Transferência de Massa. Campinas:
Editora UNICAMP, 2002, v. 2;
LUDWIG, Ernest E.; Applied process design for chemical and petrochemical
plants. Boston: Gulf Professional Publishing, 1979,v. 2, 3 ed;
PERRY, Robert H; CHILTON, Cecil H. Manual de engenharia química. 5. ed. Rio
de Janeiro : Guanabara Dois, 1980. 2v, il. Traducao de: Chemical engineers handbook;
REID, Robert C., PRAUSNITZ, John M., POLING, Bruce E.. The properties of
gases and liquids. 4.ed. - New York : McGraw-Hill Book, 1988. - x, 741p. :il;
SANDLER, Stanley I.; Chemical, Biochemical, and Engineering Thermodynamics.
New Jersey: John Wiley & Sons, 2006, 4 ed;
VAN NESS, H. C.; SMITH, J. M.; ABBOTT, M. M.; Introdução à Termodinâmica
da Engenharia Química. Rio de Janeiro: LTC, 2000, 5 ed.
26

APÊNDICES
APÊNDICE A – FLUXOGRAMAS DE PROCESSO ............................................. 29
APÊNDICE B – DIAGRAMAS DE TUBULAÇÃO E INSTRUMENTAÇÃO..... 33
APÊNDICE C – LAYOUT ......................................................................................... 34
APÊNDICE D – LISTA DE EQUIPAMENTOS E ACESSÓRIOS ....................... 38
APÊNDICE E – LISTA DE UTILIDADES .............................................................. 42
APÊNDICE F – MEMORIAL DE CÁLCULOS ...................................................... 44
CAPACIDADES ........................................................................................................... 45
APÊNDICE G – BALANÇO DE MASSA DA PLANTA ........................................ 46
PURIFICAÇÃO DO DIÓXIDO DE CARBONO ......................................................... 47
RELAÇÕES DE EQUILÍBRIO .................................................................................... 48
DETERMINAÇÃO DA COMPOSIÇÃO DA ENTRADA DA COLUNA
(CORRENTE 10) .......................................................................................................... 52
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE GASOSA (CORRENTE 20) ................... 53
DETERMINAÇÃO DA ENTRADA DA FASE LÍQUIDA DA COLUNA
(CORRENTE 12) .......................................................................................................... 54
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE GASOSA – ASSUMINDO PERDAS
(CORRENTE 20) .......................................................................................................... 55
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE LÍQUIDA (CORRENTE 13) .................. 56
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DE CONDENSADO NO TROCADOR
(CORRENTE 25) .......................................................................................................... 57
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DE DIÓXIDO DE CARBONO PURO DO
TROCADOR (CORRENTE 30) ................................................................................... 58
APÊNDICE H – BALANÇO DE ENERGIA DA PLANTA.................................... 59
TROCADOR W100 ...................................................................................................... 60
ETAPA DE COMPRESSÃO ........................................................................................ 63
COMPRESSOR I .......................................................................................................... 66
TROCADOR W200 ...................................................................................................... 67
COMPRESSOR II ......................................................................................................... 68
TROCADOR W300 ...................................................................................................... 69
COMPRESSOR III ........................................................................................................ 70
TROCADOR W400 ...................................................................................................... 71
TROCADOR W500 ...................................................................................................... 72
APÊNDICE I – DIMENSIONAMENTO DE EQUIPAMENTOS ......................... 75
COLUNA K100 ............................................................................................................. 76
COMPRESSOR ............................................................................................................. 79
TANQUE B100 ............................................................................................................. 80

APÊNDICE J – PERDA DE CARGA ....................................................................... 81
COLUNA K100 ............................................................................................................. 82
TROCADORES DE CALOR ........................................................................................ 84
TUBULAÇÕES DAS CORRENTES ........................................................................... 84
CORRENTE 20 ............................................................................................................. 84
CORRENTE 30 ............................................................................................................. 86
CORRENTE 80 ............................................................................................................. 89
CORRENTE 90 ............................................................................................................. 91
CORRENTE 100 ........................................................................................................... 94
CORRENTE 12 ............................................................................................................. 96
CORRENTE 13 ............................................................................................................. 97
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W100 ................................................................ 98
CORRENTE 25 ............................................................................................................. 98
CORRENTE 40 ............................................................................................................. 99
CORRENTE 50 ........................................................................................................... 100
CORRENTE 60 ........................................................................................................... 101
CORRENTE 70 ........................................................................................................... 102
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W200 .............................................................. 103
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W300 .............................................................. 103
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W400 .............................................................. 104
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W500 .............................................................. 105
CORRENTE 10 ........................................................................................................... 106
PERDA DE CARGA TOTAL ..................................................................................... 107

APÊNDICE A – FLUXOGRAMAS DE PROCESSO

APÊNDICE B – DIAGRAMAS DE TUBULAÇÃO E INSTRUMENTAÇÃO

APÊNDICE C – LAYOUT

APÊNDICE D – LISTA DE EQUIPAMENTOS E ACESSÓRIOS

São apresentadas as listas de equipamentos e acessórios utilizados na planta
de recuperação do CO2.
TAG
B100
K100
V100
W100
W200
W300
W400
W500
Quantidade
01
01
01
01
01
01
01
01
TABELA 2 - Lista de equipamentos
Descrição
Tanque de armazenamento do CO2 liquefeito
V= 11 m 3
Material: Aço Inox 304
Pressão de Operação= 64 bar
Coluna de absorção
D= 0,64 m
Z= 1,12 m
Material: Aço Inox 304
Pressão de Operação= 0,5 bar
Selas de Berl 13mm (cerâmica)
Compressor 3 estágios
341 m 3 /h
Modelo: H5450
Material: Aço Carbono
Trocador/Condensador umidade
A= 5,44 m 2
Material= Aço Inox 304
Pressão de projeto= 0,5 bar
Trocador de calor inter-estágio do compressor
A= 3,80 m 2
Q= 20 KW
Material= Aço Carbono
Pressão de projeto= 5 bar
Trocador de calor inter-estágio do compressor
A= 4,92 m 2
Q= 37 KW
Material= Aço Carbono
Pressão de projeto= 21 bar
Trocador de calor
A= 5,34 m 2
Material= Aço Inox 304
Pressão de projeto= 64 bar
Trocador de calor
A= 5,48 m 2
Material= Aço Inox 304
Pressão de projeto= 64 bar

Corrente
TABELA 3 - Lista de acessórios
Acessório
Válvula gaveta Curva longa Válvula esfera Te
10 1
12 1
13 1
20 1 3
25 1
30 1 4 1
80 3
90 2
100 1 2

APÊNDICE E – LISTA DE UTILIDADES

São apresentadas as utilidades necessárias para a planta.
TABELA 4 - Utilidades
Água tratada Água de refrigeração Chiller
Capacidade (kg/h) 732 7360 -
Capacidade (KW) - - 45
Pressão (bar) 0,5 - -

APÊNDICE F – MEMORIAL DE CÁLCULOS

CAPACIDADES
No cálculo do balanço de massa, será adotada uma concentração inicial de
extrato no mosto básico de 14,0ºP (% massa).
A razão de dióxido de carbono gerado em relação ao volume de fermentado
é de 2,5 kg CO2/hl, obtendo uma produção de 8.000.000 kg de CO2/ano.
Este projeto consta com 915 kg de CO2/h da produção de uma fermentação
alcoólica em uma fábrica cervejeira que produz 3.200.000 hl de mosto/ano.
24 horas 1 dia
x 365 dias
problemas.
Regime de trabalho:
y = 8760horas/ano
8760 horas/ano 100%
y 95%
Considerando 5% destas horas para limpeza de equipamentos e eventuais
y = 8322horas
Capacidade Nominal =
Capacidade Mensal =
Capacidade Diária =
kg
915
hora
( CO ) horas
kg(
CO )
2
⋅ 8322
ano
dias horas kg
30 ⋅ 24 ⋅ 915
mês dia hora
horas kg
24 ⋅ 915
dia hora
= 7.
614.
630
ano
( CO ) kg(
CO )
2 =
658.
800
( CO ) kg(
CO )
2 =
21.
960
dia
2
2
mês
2

APÊNDICE G – BALANÇO DE MASSA DA PLANTA

PURIFICAÇÃO DO DIÓXIDO DE CARBONO
FIGURA 5 - Fluxograma básico para balanço de massa da planta.
É feita a análise conceitual para o balanço de massa considerando que a
corrente gasosa a qual deixa a fermentação se encontra em equilíbrio com o líquido
fermentado. É de extrema importância purificar a mistura etanol-dióxido de carbono,
onde o etanol contamina significativamente a corrente, por sua composição ser de 5 a
6% em massa, na cerveja fermentada (ANNAN, et al. 2002).
O funcionamento de uma coluna de absorção e a composição das correntes,
líquida e gasosa, é analisado a partir do diagrama de equilíbrio líquido-vapor
apresentado em forma de gráfico desenvolvido através de diversas equações
posteriormente exibidas.

RELAÇÕES DE EQUILÍBRIO
Para uma solução etanol-água com 5% em massa de etanol, em atmosfera
pressurizada, as frações da fase vapor em equilíbrio com o líquido, na condição de
saturação são obtidas pela relação de Raoult-Dalton modificada para baixas pressões,
determinando assim as frações de etanol, água e CO2 no equilíbrio (SANDLER, 2006).
As equações são calculadas exclusivamente em frações molares das
substâncias e já transformadas em frações mássicas para demais balanços.
χ
e
tan ol
⋅ γ
e
tan ol
Vap
( P,
T,
x)
⋅ Pe
tan ol ( T)
= y e tan ol ⋅ P
(03)
Vap
χ ⋅ γ P,
T,
x)
⋅ P ( T)
= y ⋅ P
(04)
água
água ( água
água
Num processo fermentativo sob pressão, utiliza-se uma pressão efetiva de
0,4 - 0,6 bar (REINOLD, 1997).
A coluna irá operar a uma temperatura de 30 C
o
e pressão de 1,5 bar abs.
Será usado a Equação de Van Laar para a determinação dos coeficientes de
atividade, esta equação admite uma solução binária com componentes semelhantes em
natureza química, mas com diferentes tamanhos de molécula. Esta equação é capaz de
representar os coeficientes de atividade de misturas complexas, atendem a sistemas
imiscíveis, sendo este fato a justificativa de seu uso.
Para mistura binária etanol-água (1 bar e 25°C), α = 1,
54 e
β = 0,
97 (SANDLER, 2006). Onde χ1 = etanol e = água.
χ 2
α
ln( γ 1)
=
(05)
2
⎡ α χ1
⎤
⎢1
+ ⋅ ⎥
⎣ β χ 2 ⎦
β
ln( γ 2 ) =
(06)
2
⎡ β χ 2 ⎤
⎢1
+ ⋅ ⎥
⎣ α χ1
⎦

gráficos.
Pela equação de Antoine calculam-se as pressões de vapor:
P [ bar]
Vap
⎛ B ⎞ 1,
0135
= exp⎜
A − ⎟ ⋅
(07)
⎝ ( T[
K]
+ G)
⎠ 760
TABELA 5 - Constantes de Antoine. (CREMASCO, 2002)
Etanol Água
A 18,0119 18,3036
B 3803,98 3816,44
G -41,68 -46,13
Com a utilização das equações 03 a 07 consegue-se obter os seguintes
FIGURA 6 - Curva de equilíbrio líquido-vapor de uma solução etanol-água.

FIGURA 7 - Curva de Equilíbrio etanol-água com CO2 como inerte.
Fração mássica de etanol na corrente gasosa da entrada da coluna, em [kg
etanol/kg água+ kg CO2]
valor de:
y
E _ ETANOL
y E _ ETANOL
y
= (08)
y
=
e tan ol
CO y 2 ÁGUA +
0,
96729
y E _ ETANOL = 0,
006
0,
00601
+
0,
0267
O valor da fração mássica de etanol na fase líquida, no equilíbrio (x*), tem o
x * = 0,
0496 [kg etanol/kg água]
Pelo motivo de que a linha de operação em uma coluna de absorção não deve
tocar a linha de equiíbrio para obter potencial de transferência entre as fases deve-se
procurar trabalhar com uma linha de operação paralela com a linha de equilíbrio, para
um regime em contra-corrente (CREMASCO, 2002).
Como estimativa considera-se que a concentração do etanol na saída da fase
líquida é 20% menor que o valor de x*, escolhido um valor pouco menor devido ao

conceito acima, obtendo assim as condições mínimas de operação, obtêm-se:
x _ OPERAÇÃO
= 0,
0392 [Kg etanol/Kg água]
S
E a concentração de etanol na corrente de entrada da fase líquida:
x _ OPERAÇÃO
= 0 [Kg etanol/Kg água]
E
Através das equações 09, 10 e 11, cálculos de equilíbrio do sistema gás-
líquido dado pelo pela Lei de Henry, pode-se determinar as frações mássicas absoluta
de água e CO2, nas correntes gasosa e líquida, respectivamente.
χ ⋅ = Y ⋅ P
(09)
CO2
H CO2
CO2
VAP
χ ⋅ = Y ⋅ P
(10)
H2O PÁGUA ÁGUA
VAP
χ ⋅ = Y ⋅ P
(11)
H2O PÁGUA ÁGUA
TABELA 6 - Constantes de Henry para o CO2 em água; (CREMASCO,2002)
T [°C] H [P-atm]
0 728
10 1040
20 1420
30 1860

DETERMINAÇÃO DA COMPOSIÇÃO DA ENTRADA DA COLUNA
(CORRENTE 10)
FIGURA 8 - Fluxograma de produção. Etapa: corrente de entrada de gases na coluna.
Taxa horária de geração de CO2:
o
m CO 2 =
915
kg de CO2/h
Esta corrente é definida como a corrente de entrada da coluna da absorção,
onde o objetivo está em purificar dióxido de carbono ao extrair cerca de 95% do
principal composto contaminante (etanol).
Os componentes desta corrente são determinados pelo equilíbrio líquido-
vapor representados nos gráficos.
Hipóteses:
• O gás na saída sai saturado em água;
• A água da saída sai saturada em CO2;
• O processo é isotérmico;
• Despreza-se a solubilidade do CO2 em água, por não influenciar no
equilíbrio etanol-água, considerado como inerte, servindo apenas para
elevar a pressão do sistema, similar ao uso do ar.
A partir do gráfico 1 é possível determinar a frações mássicas na corrente
gasosa da entrada da coluna:
y e tan ol =
0,00601

y água = 0,0267
y
CO =
2
0,96729
Os valores de entrada na coluna se identificam pelas seguintes taxas mássicas:
m CO 2
m tan ol
= 915 kg de CO2/h
e = 5,
4992 kg de C2H5OH/h
m água = 24,
4305 kg de H2O/h
m TOTAL = 944,
9297 kg/h
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE GASOSA (CORRENTE 20)
Corrente analisada para determinação das composições de saída da coluna.
FIGURA 9 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a saída dos gases da coluna.
Através das equações dos cálculos de equilíbrio vide equações 09,10 e 11 foi
determinado as frações mássicas absoluta de água e CO2, na corrente gasosa, onde
y _ ÁGUA
= 0,
0145 [kg água/kg CO2] e assumindo que não se perde massa em CO2, pois
S
a quantidade de água é mínima no equilíbrio:
m água
m CO 2
= 0,
0145 ⋅915
= 13,
2675 Kg de H2O/h
= 915 Kg de CO2/h
m TOTAL = 928,
2675 Kg/h

DETERMINAÇÃO DA ENTRADA DA FASE LÍQUIDA DA COLUNA
(CORRENTE 12)
Etapa identificada pela quantidade de água necessária no topo da coluna para
remoção do etanol no gás.
FIGURA 10 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a entrada de água na
coluna.
O etanol saí cerca de 5% na corrente gasosa, valor o qual se estima para
tornar possível os cálculos de dimensionamento e vazão líquida necessária na coluna
de absorção.
O valor da fração absoluta de etanol na corrente consiste em:
yS _ ETANOL
=
0,
05
⋅
5,
4992
928,
2675
=
0,
0003
Para calcular a vazão mínima necessária para a corrente líquida remover o
etanol da corrente gasosa, usa-se a equação (CREMASCO, 2002):
⎛
⎜
⎝
L
G
⎞
⎟
⎠
MIN
=
o
m _ MÉDIO
y
y
E _ ETANOL
S _ OPERAÇÃO
− y
− y
S _ ETANOL
E _ OPERAÇÃO
944,
9297 + 928,
2575
=
2
GÁS =
936,
5936
Kg/h
(12)

⎛
⎜
⎝
L
G
⎞
⎟
⎠
L MIN
MIN
0,
006 − 0,
0003
=
=
0,
0392 − 0
0,
1454
= 0,
1454 ⋅ 936,
5936 = 136,
1807 kg/h
Aplicando um limite prático para qualquer tipo de recheio calcula-se a vazão
mínima de água em uma coluna (LUDWIG,1979):
kg
7300 2
m ⋅ h
Tendo que VS = 1m/s
e 944,9297 kg/h [CO2 + etanol + água]
Q
s
kg
944,
9297
3
m
m
= =
h
= 360,
6602
(13)
ρ kg
h
2,
62 3
m
Qs s
= V ⋅ A
(14)
3
m
360,
6602
A =
h
= 0,
1002m
m s
1 ⋅ 3600
s h
L
kg
7300 ⋅ 0,
1002m
2
m ⋅ h
2
kg
= 731,
3387
h
2
= TOTAL H2O
m m = =
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE GASOSA – ASSUMINDO PERDAS
(CORRENTE 20)
FIGURA 11 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a saída de gases na coluna.

Esta etapa propõe-se a analisar a taxa mássica de gás existente purificado na
saída da coluna, assumindo as perdas de compostos não calculadas em etapas
antecedentes.
Considerando que a Corrente 20 sai saturada em CO2, a massa perdida por
solubilização em massa no equilíbrio faz-se o cálculo pela equação 07 ( )
Em fração mássica:
x o
CO2 _ 30 C
=
0,
0016
m CO2
_ PERDIDONABASE
ÁGUA _ ENTRADA CO2
_ 30 C
m CO 2
x o .
CO2 _ 30 C
= m
⋅ x
o = 0,
0016 ⋅ 731,
3387 = 1,
1701kg
CO2/h
= 915 −1,
1701 = 913,
8299 kg CO2/h
Lembrando que 0,
0145
m TOTAL
m ÁGUA
y = [kg água/kg CO2]
S _ ÁGUA
913,
8299
= = 927,
2754 kg/h
0,
9855
= 927,
2754 ⋅ 0,
0145 = 13,
4455 kg de H2O/h
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DA FASE LÍQUIDA (CORRENTE 13)
FIGURA 12 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a saída de líquidos na
coluna.
Sendo a corrente líquida de saída da base da coluna, sua composição é dada

por três componentes: etanol, água e dióxido de carbono. Como justificativa dos
cálculos e pela quantidade de água de entrada na corrente 12 em comparação a
quantidade necessária para remover o etanol considera-se que a corrente arrasta 100%
do etanol que entrou como arraste, pois a necessidade de água para remover 95% do
componente é muito inferior a utilizada no processo, a corrente ganha toda a água da
entrada e perde 13,4455 kg de H2O/h para a corrente gasosa de saída e absorve uma
pequena massa por solubilização:
m = m + m + m + m
− m
TOTAL 12 água _10
e tan ol _10
CO2
_ PERDIDONABASE
H2o
_ 20
m TOTAL
m H2 O
m CO 2
= 731,
3387 + 24,
4305 + 5,
4992 + 1,
1701−13,
4455 = 748,
9930 kg/h
= 731,
3387 + 24,
4305 −13,
4455 = 742,
3237 kg de H2O/h
= 1,
1701 kg de CO2/h
m ETANOL = 5,
4992 kg de C2H5OH/h
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DE CONDENSADO NO TROCADOR
(CORRENTE 25)
FIGURA 13 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a saída de condensado no
trocador.
Tal etapa constitui-se de sua maior quantidade em água, como efluente de
processo, podendo ser então reutilizada após tratamento, contendo ainda em menor
quantidade CO2 perdido por solubilização, porém a massa é muito menor que a massa

de CO2 processada, poderia então desprezá-la.
A solubilidade do CO2 em água a 0 graus Celsius e a mesma pressão média
de trabalho usado nas etapas anteriores é de o = 0,
004 [kg CO2/kg H2O].
m CO 2
m O
x CO2 _ 0 C
= 0,
004 ⋅13,
4455 = 0,
0538 kg de CO2/h
= 13,
4455 kg de H2O/h
H2
m TOTAL
= 0,
0538 + 13,
4455 = 13,
4993kg/h
DETERMINAÇÃO DA SAÍDA DE DIÓXIDO DE CARBONO PURO DO
TROCADOR (CORRENTE 30)
FIGURA 14 - Fluxograma de produção. Etapa: Corrente relativa a saída de gases no
trocador, (dióxido de carbono purificado).
Para que a água seja removida da corrente gasosa é necessário o uso de
condensadores, onde numa temperatura negativa de 5 C
o
toda a água será removida.
Então, como resultado encontra-se o CO2 puro em sua totalidade a partir
desta etapa, onde a taxa mássica continuará a mesma em etapas posteriores de
compressão, resfriamento e armazenamento.
m CO puro
2
= 913,
8299 − 0,
0538 = 913,
7761 kg de CO2/h
m TOTAL = 913,
7761 kg de CO2/h

APÊNDICE H – BALANÇO DE ENERGIA DA PLANTA

processo.
equipamento.
Será considerado uma margem de segurança para cada equipamento de 20%.
Os trocadores de calor operam contra-corrente para melhor eficiência no
Detalhes específicos das correntes encontram-se exclusivamente em cada
TROCADOR W100
FIGURA 15 - Fluxograma de produção. Etapa: Trocador de calor W100.
Trocador responsável pela remoção da umidade ainda presente no CO2, onde
se encontra na temperatura de 30°C, e para completa remoção da água proveniente
deverá sair a 5°C negativo.
(-5°C) (12,5°C) (30°C)
Cp Dióxido de Carbono (CO2) [kcal/kg°C] 0,19 0,2 0,2
Cp Vapor d'Água [kcal/kg°C] 0,44 0,44 0,45
∆hcond (Entalpia Condensação da Água) kcal/kg 598,47 590,55 580,7
Considerado no estado de gás ideal, as propriedades da mistura CO2 + vapor
de água, são estimadas na temperatura média de resfriamento de 12,5°C.
16.
O calor necessário a ser removido da corrente gasosa é obtido pela equação
Cp = y ⋅ Cp + y ⋅ Cp
(15)
CORRENTE _ 20 CO2
CO2
H2O
H2O

CpCORRENTE _ 20
Cp _ 20
=
0,
9855
⋅
0,
2
+
0,
0145
CORRENTE = 0,
2035 kcal/kg °C
⋅
0,
44
[ Cp ( T − 0°C
) + y ⋅ ∆H
+ y ⋅ Cp ( 0°C
- T ) ]
Q W _100
m 20 ⋅ 20 20
H2O
COND CO2
CO2
Q W _100
Q _100
= (16)
=
913,
8299
W = 14304,
6135 kcal/h
Q _100
W = 16,
6092 kW
⋅
[ 0,
2035(
30°C
− 0°C
) + 0,
0145 ⋅590,
55 + 0,
9855⋅
0,
2(
0°C
- (-5)°C)
]
Será usado uma solução de água + etileno-glicol proveniente de Chiller para
a remoção do calor na corrente, foi calculado o Q total porém não será necessário
calcular diversas áreas para o mesmo trocador pois a quantidade de água a ser
condensada é mínima, não influenciando assim na área total.
A variação de temperatura de projeto para Chiller é de 5°C. Utiliza-se fluido
o
na temperatura T = −15
C .
A partir da análise da curva de congelamento do Etileno-glicol vide (PERRY
et al., 1980) será possível determinar a porcentagem de água necessária para tal
solução.
Cp = y ⋅ Cp + y ⋅ Cp
(17)
( OH ) C H ( OH ) H O H O
SOLUÇÃO C2H
4 2
2 4 2
2
2
Cp SOLUÇÃO
= 0,
45⋅
0,
55 + 0,
55⋅1,
01 = 0,
8 kcal/kg°C
ρ = yC H ( OH ) ⋅ρ
C H ( OH ) + y H O ⋅ρ
H O kg/m 3 (18)
SOLUÇÃO 2 4 2 2 4 2
2
2
ρ = 0,
45⋅1130,
8 + 0,
55 ⋅1000
= 1058,
86 kg/m 3
m
SOLUÇÃO
Onde:
SOLUÇÃO
(17)
m SOLUÇÃO
=
Cp
Q
SOLUÇÃO
W100
14304,
6135
=
0,
8 ⋅5
( ∆T
)
m = 3576,
1534 kg/h
SOLUÇÃO
CHILLER
30

Vazão volumétrica do fluido:
F
m
SOLUÇÃO
F = (19)
ρSOLUÇÃO
F F
3576,
1534
= 3,
3774
1058,
86
= m 3 /h
Coeficiente global médio de transferência de calor para o sistema ar
atmosférico-salmoura (PERRY, et al.1999).
processo.
U = (10+50)/2= 30 BTU/(h*ft 2 *°F) = 146 kcal/(h*m 2 *°C)
Temperatura média logarítmica para os trocadores W100:
Considera-se trocador de calor contra-corrente por melhor eficiência no
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
∆T
=
(20)
∆
ML
T ML
=
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 30 − ( −10)
) − ( − 5 + 15)
]
⎛ ( 30 − ( −10)
) ⎞
ln⎜
( − 5 + 15)
⎝
Determinação da área do trocador:
⎟
⎠
Q 14304,
6135
A =
=
21,
64
o
C
W100
2
W100
= =
4,
53m
(21)
U ⋅ ∆TML
146 ⋅ 21,
64
A =
4,
53 + 20%
=
W100
5,
44m
2

ETAPA DE COMPRESSÃO
FIGURA 16 - Fluxograma de produção. Etapa: compressão do dióxido de carbono.
De acordo com VAN NESS, a hipótese de gás ideal leva as equações de
relativa simplicidade. Pela equação (15) para um gás ideal:
isentrópica e
( Cp)
T
P
2
2
∆ S = S ln − R ln
(22)
T1
P1
Para uma compressão isentrópica ∆ S = 0 , e esta equação se torna:
'
'R
/ C p
P2
T'2 T1
P ⎟
1
⎟
⎛ ⎞
⎜
S
= (23)
⎝ ⎠
Onde 2
'
T é a temperatura resultante se a compressão de T1 e P1 até P2 for
'
C p for a capacidade calorífica média na faixa de temperatura de T1 a
S
T '2
. A variação da entalpia numa compressão isentrópica é dada pela equação (23).
fornecer:
' ( H) = C p ( T'
−T
)
∆ (24)
S
Temos então:
S
H
2
'
( isentrópico)
C p ( T'
T )
1
W = −
(25)
H
2
1
Esta equação pode ser combinada com a eficiência do compressor para
W
W
=
( isentrópico)
S
S (26)
η

A temperatura real na descarga T2 resultante da compressão é também
encontrada através da equação (20), agora escrita na forma:
H
( T T )
∆ H = Cp −
(27)
Donde;
T
2
2
H
1
∆H
= T1
+
(28)
Cp
Onde ∆ H = WS
. Aqui, H
Cp é a capacidade calorífica média n faixa de
temperatura de T1 a T2. Para o caso particular de um gás ideal com capacidades
caloríficas constantes:
C'p = Cp = C'p
= Cp
H
H
S
Consequentemente as equações (22) e (25) se tornam:
R / Cp
P2
T'2 T1
P ⎟
1
⎟
⎛ ⎞
= ⎜
S
⎝
⎠
( isentrópico)
= Cp(
T'
T )
W −
W
A combinação destas equações fornece:
( isentrópico)
2
R / Cp ⎡⎛
P ⎞ ⎤
2 = CpT ⎢
⎜
⎟ 1 −1⎥
⎢⎣
⎝ P1
⎠ ⎥⎦
1
S (29)
Para gases diatômicos como o ar a temperaturas moderadas, um valor
aproximado é R / Cp = 2/
7 = 0,
2857 . Pode-se mostrar facilmente que a hipótese de
capacidades caloríficas constantes também leva o resultado:
T'2
−T1
T 2 = T1
+
(30)
η

FIGURA 17 - Diagrama de fases do Dióxido de Carbono.
(fonte:http://www.freewebs.com/ultrachemistry/diagrama%20fase%20CO2.gif)
Para realizar os cálculos será proposto uma eficiência de 80%, e uma pressão
final (P2) de 70 bar, a fim de garantir que o dióxido de carbono se encontre liquefeito,
a temperatura de entrada (T1) encontra-se em temperatura ambiente de -5°C .
T'
2
⎛ 65 ⎞
= 268,
15⎜
⎟
⎝1,
3450 ⎠
0,
2857
= 811,
9909K
= 538,
8409°C
SANDLER propõe a equação que determina a capacidade calorífica do
dióxido de carbono no estado de gás ideal, com T em K.
Realizada na temperatura de - 5°C :
( T)
−5
2
−9
CpCO = 4,
728 + 0,
017545⋅
T −1,
338⋅10
⋅T
+ 4,
097⋅10
⋅
2
( T)
−5
2
−9
CpCO = 4,
728 + 0,
017545⋅
268,
15 −1,
338⋅10
⋅268,
15 + 4,
097⋅10
⋅
2
Cp 2
W
W
S
S
( T)
8,
5483
CO = cal/mol K
0,
2857
⎡⎛
65 ⎞ ⎤
= cal/mol
⎢⎣
⎝1,
3450 ⎠ ⎥⎦
( isentrópico)
8,
5483⋅
268,
15⎢⎜
⎟ −1⎥
= 4648,
9156
( isentrópico)
WS
4648,
9156
= = = 5811,
1445 cal/mol
η
0,
8
T
3
(31)
268,
15
Devido a tamanha temperatura de descarga nessa compressão e necessidade
estágios para tal diferença de pressão será considerada uma razão de estágio de ¼ por
3

estágio de compressão, e utilizado 3 estágios e resfriamento entre eles, e com uma
pressão final de 65 bar:
P40 C 30
= R ⋅ P = 4 ⋅1,
3450 = 5,
38bar
abs.
P60 C 40
= R ⋅ P = 4 ⋅ 5,
38 = 21,
52 bar abs.
P80 C 60
= R ⋅ P = 4 ⋅ 21,
52 = 86,
09 bar abs.
No terceiro estágio de compressão a pressão final de operação será de 65 bar
abs e não de 86 bar abs de acordo com o gráfico do diagrama de fases do CO2 para gás
liquefeito.
COMPRESSOR I
Na saída do primeiro compressor a temperatura será de:
T
2
( compressor _ I)
⎛ P2
⎞
= T1
⋅ ⎜
P ⎟
⎝ 1 ⎠
k−1
k
=
268,
15
⎛ 538 ⎞
⋅ ⎜ ⎟
⎝134,
50 ⎠
1,
4−1
1,
4
=
398,
47K
= 125,
32 °C

TROCADOR W200
FIGURA 18 - Fluxograma de produção. Etapa: Trocador W200
Para remover o calor nesta corrente será usado um trocador de calor do tipo
placas em contra-corrente para melhor eficiência, com o propósito de baixar a
temperatura de 125,32 °C para 40 °C :
Q W200
m 40⋅
Cp 40 ⋅ ∆T
Q W200
Q W 200
Q 200
= o
=
=
kg
913,
7761
h
kg
913,
7761
h
⋅
⋅
0,
9196
0,
9196
W = 17151,
9429 kcal/h
kJ
⋅ o
kg C
kJ
⋅ o
kg C
3600s
o
( 125,
32 − 40)
C
( 125,
32 − 40)
o
C
= 19,
9153 KW
Vazão volumétrica de água de refrigeração necessária no W200:
F
Q
(32)
W200
W200
= (33)
ρH
O ⋅ Cp H O ⋅ ∆T
2
2 TORRE
FW 200
17151,
9429
= = 1,
7152 m o
1000 ⋅1⋅
3 /h
( 35 − 25 C)
Coeficiente global médio de transferência de calor para o sistema ar-água
(PERRY, et al.1999).
U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft 2 *°F) = 129 kcal/(h*m 2 *°C)

Temperatura média-logarítmica para o trocador W200:
∆T
∆
ML
T ML
=
=
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 125,
32 − 35)
− ( 40 − 25)
]
⎛ ( 125,
32 − 35)
⎞
ln⎜
( 40 − 25)
⎝
Determinação da área do trocador:
Q
⎟
⎠
17151,
9429
W200
A W200
= =
=
U ⋅ ∆TML
129 ⋅ 41,
95
2
A W200
= 3,
17m
+ 20%
=
3,
8m
2
= 41,
95
3,
17m
o
2
C
COMPRESSOR II
Na saída do segundo compressor a temperatura será de:
T
2
( compressor _ II)
⎛ P2
⎞
= T1
⋅ ⎜
P ⎟
⎝ 1 ⎠
k−1
k
⎛ 2152 ⎞
= 313,
15 ⋅⎜
⎟
⎝ 538 ⎠
1,
4−1
1,
4
o
= 465,
34K
= 192,
19 C

TROCADOR W300
FIGURA 19 - Fluxograma de produção. Etapa: Trocador W300
Para remover o calor nesta corrente será usado um trocador de calor do tipo
placas em contra-corrente para melhor eficiência, com o propósito de baixar a
temperatura de 192,19 °C para 40 °C :
Q W300
m 60⋅
Cp 60 ⋅ ∆T
Q W300
Q W 300
Q 300
= o
=
=
kg
913,
7761
h
kg
913,
7761
h
⋅
⋅
0,
9614
0,
9614
W = 31985,
5445kcal/h
kJ
⋅ o
kg C
kJ
⋅ o
kg C
3600s
o
( 192,
19 − 40)
C
( 192,
19 − 40)
o
C
=
37,
1388
KW
Vazão volumétrica de água de refrigeração necessária no W300:
F
W300
FW 300
=
ρ
H2O
Q
⋅ Cp
W300
H2O
⋅ ∆T
TORRE
( 35 − 25 C)
(34)
31985,
5445
= = 3,
20 m o
1000 ⋅1⋅
3 /h (35)
Coeficiente global médio de transferência de calor para o sistema ar-água
(PERRY, et al.1999).

U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft 2 *°F) = 129 kcal/(h*m 2 *°C)
Temperatura média-logarítmica para o trocador W300:
∆T
∆
ML
T ML
=
=
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 192,
19 − 35)
− ( 40 − 25)
]
⎛ ( 192,
19 − 35)
⎞
ln⎜
( 40 − 25)
⎝
Determinação da área do trocador:
Q
⎟
⎠
31985,
5445
W300
A W300
= =
=
U ⋅ ∆TML
129 ⋅ 60,
52
2
A W300
= 4,
10m
+ 20%
=
4,
92m
2
=
60,
52
4,
10m
o
2
C
COMPRESSOR III
Na saída do terceiro compressor a temperatura será de:
T
2
( compressor _ III)
= T
2
⎛ P
⋅ ⎜
⎝ P
3
2
⎞
⎟
⎠
k−1
k
⎛ 6500 ⎞
= 313,
15 ⋅⎜
⎟
⎝ 2152 ⎠
1,
4−1
1,
4
=
429,
45K
o
= 156,
30 C

TROCADOR W400
FIGURA 20 - Fluxograma de produção. Etapa: Trocador W400
Para remover o calor nesta corrente será usado um trocador de calor do tipo
placas em contra-corrente para melhor eficiência, com o propósito de baixar a
temperatura de 156,30 °C para 40 °C .
Q W400
m80
⋅ Cp80
⋅ ∆T
Q W400
Q W 400
Q 300
= o
=
=
kg
913,
7761
h
kg
913,
7761
h
⋅
⋅
0,
9614
0,
9614
W = 24442,
5969 kcal/h
kJ
⋅ o
kg C
kJ
⋅ o
kg C
3600s
o
( 156,
30 − 40)
C
( 156,
30 − 40)
o
C
=
28,
3806
KW
Vazão volumétrica de água de refrigeração necessária no W300:
F
W400
FW 400
=
ρ
H2O
Q
⋅ Cp
W400
H2O
⋅ ∆T
TORRE
24442,
5969
= = 2,
44 m o
1000 ⋅1⋅
3 /h
( 35 − 25 C)
(36)
Coeficiente global médio de transferência de calor para o sistema ar-água
(PERRY, et al.1999).
U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft 2 *°F) = 129 kcal/(h*m 2 *°C)

Temperatura média-logarítmica para o trocador W400:
∆T
∆
ML
T ML
=
=
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 156,
30 − 35)
− ( 40 − 25)
]
⎛ ( 156,
30 − 35)
⎞
ln⎜
( 40 − 25)
⎝
Determinação da área do trocador:
Q
⎟
⎠
24442,
5969
W400
A W400
= =
=
U ⋅ ∆TML
129 ⋅ 42,
59
2
A W400
= 4,
45m
+ 20%
=
5,
34m
2
=
42,
59
4,
45m
o
2
C
TROCADOR W500
FIGURA 21 - Fluxograma de produção. Etapa: Trocador W500
Será usado uma solução de Água + Etileno-glicol proveniente de Chiller para
a remoção do calor na corrente, foi calculado o Q1 e Q2, logo o trocador é dividido em
duas áreas pela influência maior da condensação do dióxido de carbono.
trocador W100.
A temperatura de entrada da solução será de -15°C como já utilizada no

Onde:
Cp = 0,
8 kcal/kg°C
SOLUÇÃO
ρ 1058,
86 kg/m3
SOLUÇÃO =
Q = Q + Q
(37)
Q
W500
1
2
o
o
W500
= m 60⋅
Cp 60 ⋅ ∆T
+ ∆H
VAP ⋅ m 60
(38)
Q W500
kg kJ
913,
7761 ⋅ 0,
8778 ⋅ o
h kg C
=
3600
Q W 500 = Q1
+ Q 2 =
Q W 500 1 2
3,
3421
+
22,
8440
( 40 − 25)
o
C
+
= 26,
1865KW
kJ
90
kg
⋅
kg
913,
7761
h
3600
= Q + Q = 2878,
3947 + 19674,
6050 = 22552,
9997 kcal/h
kcal
kcal
22552, 9997 = m CHILLER ⋅ 0,
8 ⋅ +
h
kg°C
m CHILLER = 5638,
2499 kg/h
( −10
15)
FIGURA 22 - Cálculo da temperatura média.
Cálculo da temperatura média:
o
( T − T ) C
Q 2 = m CHILLER ⋅ Cp ⋅ m S _ FRIO
(39)
SOLUÇÃO
kcal
kg kcal
19674, 6050 = 5638,
2499 ⋅ 0,
8 ⋅ o m
h
h kg C
T m
=
−10,
63
o
C
°C
o
( T − ( −15)
) C

Coeficiente global médio de transferência de calor para o sistema ar-água
(PERRY, et al.1999).
processo.
U = (3+50)/2= 26,5 BTU/(h*ft 2 *°F) = 129 kcal/(h*m 2 *°C)
Temperatura média logarítmica:
Considera-se trocador de calor contra-corrente por melhor eficiência no
Cálculo da primeira área de troca térmica:
∆T
∆
ML
T ML
=
=
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 40 − ( −10)
) − ( 25 − ( −10,
63)
) ]
⎛ ( 40 − ( −10)
) ⎞
ln⎜
⎟
( 25 − ( −10,
63)
)
⎝
Determinação da área do trocador:
Q
1
A 1W500
= = =
U ⋅ ∆T
ML _1
⎠
2878,
3947
129 ⋅ 42,
41
o
= 42,
41 C
0,
53m
Cálculo da segunda área de troca térmica:
∆T
∆
ML
T ML
=
=
[ ( TENTRADA
_ Q − T ) − ( T − TENTRADA
_ F ) ]
SAÍDA _ F SAÍDA _ Q
⎛ ( T − T ) ⎞
( )⎟ ⎟
ENTRADA _ Q
⎜
SAÍDA _ F
ln
⎜
⎝
T − T
SAÍDA _ Q ENTRADA _ F ⎠
[ ( 25 − ( −10,
63)
) − ( 25 − ( −15)
) ]
⎛ ( 25 − ( −10,
63)
) ⎞
ln⎜
( 25 − ( −15)
)
⎝
Determinação da área do trocador:
Q
2
A 1W500
=
=
=
U ⋅ ∆T
ML _ 2
⎟
⎠
19674,
6050
129 ⋅ 37,
77
=
2
37,
77
4,
04m
2
2
2
AT W500
= 0,
53m
+ 4,
04m
= 4,
57m
+ 20%
=
2
o
C
5,
48m
O dióxido de carbono está pronto para ser armazenado a uma temperatura
ambiente de 25 C
o e pressão de 64,72 bar, onde o gás se encontra liquefeito.
2

APÊNDICE I – DIMENSIONAMENTO DE EQUIPAMENTOS

COLUNA K100
A coluna K100 tem por objetivo purificar o dióxido de carbono contendo
ainda em sua composição etanol e água, com a ajuda de água pura como solvente.
Cálculo do diâmetro da coluna:
Será utilizado o recheio selas de Berl, por apresentar uma boa redistribuição
de líquido e menor queda de pressão, produzidas em cerâmica, com sua faixa de
operação de identificada por 0,2 – 1,4 kg/m 2 /s, seu maior diâmetro igual à Dr=13mm,
e área volumétrica igual à aS=465 m 2 /m 3 (LUDWIG, 1979).
respectivamente.
G e L se referem aos fluxos mássicos na corrente gasosa e líquida,
O diâmetro da coluna é obtido a partir desta faixa de operação. O fluxo
gasoso da coluna é denominado G (kg/m 2 /s).
( 0,
2 + 1,
4)
/ 2 0,
8
G =
D =
= kg/m 2 /s (40)
o
4 ⋅ m
π ⋅
GÁS _ MÉDIO
G
4 ⋅ 936,
5936
D = = 0,
64 m
π ⋅ 0,
8⋅
3600
(41)
Foi considerado um valor médio para o fluxo mássico líquido da coluna,
L=3,3 kg/m 2 /s, na faixa de operação de 0,6 – 6 kg/m 2 /s para o fluxo de água em
colunas de absorção (LUDWIG, 1979).
O número de elementos de transferência para a fase gasosa foi calculado com
a seguinte equação:
y
S _ ETANOL
dV
N OG = ∫ (42)
*
V − V
y
E _ ETANOL
As variáveis dependentes das frações de entrada e saída do etanol já foram
calculadas no balanço de massa da planta.

A variável
*
V representa a fração absoluta de etanol na corrente gasosa em
equilíbrio com a fração absoluta com a corrente líquida, equação obtida pelo ajuste
linear do gráfico 2.
V *
V *
= m ⋅ W
(43)
= 0,
082 ⋅ W
O valor da fração absoluta de etanol na fase líquida é obtido a partir de
um balanço de massa na parte superior da coluna.
S _
ETANOL
[ E S]
= [ L ⋅ x + G ⋅ V = L ⋅ W + G ⋅ y ]
= (44)
E _ ETANOL
Sendo 0
x E _ ETANOL =
( V y )
S _ ETANOL
G
W = ⋅ − S _ ETANOL
(45)
L
Devido à quantidade mássica de água excessiva na coluna de absorção
y torna-se nulo, porém para fins de cálculo é necessário expressar um valor de
y , logo será um valor próximo de zero.
S _
ETANOL
N
OG
0,
00000001
= ∫
0,
006
⎡ ⎛
⎢0,
082 ⋅ ⎜
⎣ ⎝
0,
8
3,
3
⋅
dV
( V − 0,
00000001)
Altura de recheio na coluna de absorção:
= 13,
55
⎞ ⎤
⎟ − V⎥
⎠ ⎦
É feita uma correlação do coeficiente individual de transferência de
massa para a fase líquida, com a correlação proposta por MOHUNTA et. al., e
fornecida por CREMASCO, (2000).
Tal modelo exigi alguns requisitos para sua validação, como:
0,015 < G < 1,22 [kg/m 2 s]
0,1 < L < 42 [kg/m 2 s]
142 < ScL < 1025 [kg/m 2 s]
6 < Dc < 150 [cm]
0,6 < Dr < 15,1 [cm]
2 / 3
5 / 36
L
0,
5
3 / 4 v L a s v L
k x a 0,
0025 Sc ( u L a s )
2
PM L
g g
⎟ −
⎛ ρ ⎞ −
⎛ ⋅ ⎞ ⎛ ⎞
⋅ = ⋅ ⎜
⎟ ⋅ ⋅ ⋅ ⋅⎜
⎟ ⋅ ⎜
⎝
⎠
⎝
⎠
⎝
⎠
(46)
A difusividade do etanol em água, à 25°C e 1 atm tem o valor de

DL=0,00001132 cm 2 /s. Para corrigir essa difusividade e estar de acordo com a
temperatura e pressão de trabalho é feita a seguinte correlação:
k
x
k x
D
D
OP
OP
1,
75
⎛ P ⎞ ⎛ T ⎞
= D L ⋅
⎜
P ⎟ ⋅
⎜
OP T ⎟
(47)
⎝ ⎠ ⎝ OP ⎠
=
0,
00001132
⎛ 1 ⎞ ⎛
⋅⎜
⎟ ⋅⎜
⎝1,
5 ⎠ ⎝
303,
15
298,
15
⎞
⎟
⎠
1,
75
⋅
1
100
2
= 7,
77 ⋅10
Viscosidade água à 30°C = 0,76cP = 0,00076 kg/ms
ρ = 997 kg/m 3
v
0,
00076
997
−7
L = = 7,
62 ⋅10
m 2 /s (48)
v
D
7,
62 ⋅10
=
8,
13⋅10
−7
Sc =
L
L
−10
u
L
= 916
−10
m
s
2
(49)
L 3,
3
= = = 0,
00331 m/s (50)
ρ 997
⎛ 997 ⎞ −0
⋅ a = 0,
0025 ⋅⎜
⎟ ⋅ 916
⎝ 18 ⎠
⋅ a = 19,08 kg etanol/m 3 /s
L
, 5
⋅
−7
⎛ 7,
62 ⋅10
⋅ 465 ⎞
⎜
⎝ 9,
81 ⎟
⎠
−2
/ 3
⎛ 7,
62 ⋅10
⎜ 2
⎝ 9,
81
5 / 36
3 / 4
( 0,
00331⋅
465)
⋅⎜
⎟ ⋅⎜
⎟ ⋅ 44
Resistência global, referenciado a fase gasosa:
1 1 m
= +
k ⋅ a k ⋅ a k ⋅ a
y
y
x
−7
⎞
⎟
⎠
(51)
A fase gasosa é responsável por 95% da resistência global, sendo ela a maior
responsável no controle de processo de transferência de massa.
Então:
1 0,
95 m
= +
k ⋅ a k ⋅ a k ⋅ a
k
y
y
0,
05 ⋅ k
a =
m
x
⋅ a 0,
05 ⋅19,
08
=
= 11,
63
0,
082
x
y ⋅ kg etanol/m 3 /s
O número de elementos para a fase gasosa é calculado a seguir:
H
OG
G 0,
8
= = = 0,
069 m (52)
k ⋅ a 11,
63
y
Altura de recheio:

H Z = ⋅
(53)
OG OG N
Será usado 20% de folga na altura para melhor controle na operação e
confiabilidade da coluna.
Z = 0,
069 ⋅13,
55 = 0,
93m
+ 20% = 1,12 m
COMPRESSOR
Consumo de energia (Potência), considerando compressão adiabática, onde
para ar atmosférico k = 1,4.
HP
AD
=
Q
Q
Q
CO 2
CO 2
CO 2
HP
2,
78⋅10
−4
HP AD
_ 30
_ 50
_ 70
AD
o
m
=
ρ
o
m
=
ρ
o
m
=
ρ
=
30
30
50
50
70
70
=
2,
78⋅10
⎡
1,
4
⋅ ⋅ ⎢340
1,
4 −1
⎢
⎢⎣
913,
7761kg
/ h
3
2,
68kg
/ m
=
340,
96m
913,
7761kg
/ h
3
=
= 100,
41m
3
9,
10kg
/ m
913,
7761kg
/ h
=
= 25,
10m
3
36,
40kg
/ m
−4
, 96
⎡
k ⎢ ⎛ Pi
⎞
⋅ ⋅ Q ⋅ ⋅
⎢ ⎜
⎟
1 P1
k −1
⎢
⎝ P1
⎠
⎣
⎛ 538 ⎞
⋅134,
50⋅
⎜ ⎟
⎝134,
50 ⎠
3
3
/ h
/ h
/ h
( k−1)
( k−1)
( k−1)
k
⎛ P2
⎞
+ Q ⋅ ⋅
⎜
⎟
i Pi
⎝ Pi
⎠
η
k
⎛ P3
⎞
+ Q ⋅ ⋅
⎜
⎟
i Pi
⎝ Pi
⎠
k
⎤
⎥
⎥
⎥⎦
(54)
( 1,
4−1)
( 1,
4−1)
( 1,
4−1)
1,
4
= 270,
57KW
+ 20%
= 324,
68 KW
⎛ 2151⎞
+ 100,
41⋅538
⋅⎜
⎟
⎝ 538 ⎠
0,
8
1,
4
⎛ 6500 ⎞
+ 25,
10⋅
2151⋅⎜
⎟
⎝ 2151⎠
1,
4
⎤
⎥
⎥
⎥⎦

TANQUE B100
O tanque B100 será usado para armazenar CO2 líquido, numa produção
diária de 24 horas, e após este será um caminhão o transporte deste CO2 à venda para
outras indústrias.
o
m100
913,
7761kg
/ h ⋅12h
QCO _100
= =
= 10,
63m
2 3
ρ 1032kg
/ m
100
3

APÊNDICE J – PERDA DE CARGA

As perdas de carga em tubulações devem seguir a ordem de que para gases
de processo, o limite de perda de carga em 100m se encontra na proporção máxima de
100mbar, numa faixa de velocidade recomendada de 10-30 m/s (PERRY et al., 1986).
Para água de processo a tolerância na perda de carga em 100m é de 500mbar,
numa faixa de velocidade recomendada de 0,5-1,5 m/s (PERRY et al., 1986).
Para CO2 líquido, o limite de perda de carga em 100m se encontra também
na proporção máxima de 100mbar, porém com faixa de velocidade recomendada de
0,6-1,2 m/s (PERRY et al., 1986).
As tubulações da planta, onde percorrem gases deverão ser de aço inox 304,
e as demais tubulações de aço carbono. A rugosidade do aço comercial é 0,0457mm
(PERRY et al., 1986).
Para estimar a perda de carga em 100m é necessário o conhecimento de
variáveis termodinâmicas como massa específica do gás e viscosidade em diversos
pontos da planta decorrente ao valor das diferentes pressões exercidas nas tubulações.
Os diâmetros das tubulações são calculados ao decorrer do cálculo da perda
de carga em cada tubulação e visando sempre não ultrapassar e perda de carga
permitida.
Os diâmetros são determinados pela norma Schedule e fornecidos por
PERRY et al. (1986).
O menor diâmetro usado será de 25mm (1in) devido a custos industriais.

COLUNA K100
Determinações da perda de carga da coluna:
A perda de carga na coluna foi determinada por um método gráfico usando
correlações entre o fluxo gasoso e líquido da coluna (dados de Tillson, tese de
Mestrado, M.I.T., 1939), os dados mássimos para selas de Berl de 12,7mm e taxas de
líquido L=6,78 kg/m 2 s são de Mach (Dechema Monograph, 6, 38 (1933); Z. Ver. Deut.
Ing., 375, 1935), fornecidas por PERRY, (1980).
Unidades do gráfico:
∆P = queda de pressão (in água/ft)
G = lb/h*ft 2
L = lb/h*ft 2
φ =
( ) 2 / 1
ρ / 0,
075
ρ = lb/ ft 3
Dados nas unidades do gráfico:
G = 0,8 kg/m 2 s = 589,92 lb/ft 2 h
L = 3,3 kg/m 2 s =2433,43 lb/ft 2 h
ρ = 2,62 kg/m 3 = 0,16356 lb/ ft 3
1/
2
1/
2
⎛ ρ ⎞ ⎛ 0,
16356 ⎞
φ = ⎜ ⎟ = ⎜ ⎟ = 1,
5
(55)
⎝ 0,
075 ⎠ ⎝ 0,
075 ⎠
Pelo gráfico ∆P = 0,32 in H2O/ft = 2,61 mbar/m
2,
61
∆PK 100 = = 2,
33mbar
1,
12

TROCADORES DE CALOR
Para trocadores do tipo casco-tubo a perda de pressão aceitável para gases é
de 138 mbar, então W100=W200=W300=W400=W500=138 mbar (KERN, 1982).
TUBULAÇÕES DAS CORRENTES
CORRENTE 20
Perda de carga no tubo do sistema:
A corrente 20 é a corrente de saída de gases da coluna, onde o dióxido de
carbono se encontra purificado, porém úmido.
o
m = 927,
2754 kg/h
ρ = 2,
61kg/m
3
µ = 0,01501CP
= 0,
00001501kg/ms
C
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:

o
m 927,
2754 kg / h
= =
ρ 2,
61 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
N
= 355,
28m
3 /h = 0,098 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
098
D = = = 0,
078m
= 3,07 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 4,026 in
Diâmetro externo: 4,5 in
Diâmetro nominal: 4 in
Usando o diâmetro real da tubulação, calcula-se a nova velocidade crítica:
A
v
C
TUBO
2
π ⋅ 0,
1023
= = 0,
0082 m
4
2
Q V 0,097
= = = 11,
83 m/s
A 0,
0082
TUBO
Com a nova velocidade crítica calcula-se o número de Reynolds:
Re
ρ ⋅
=
v C ⋅ D
µ
R
=
2,
61kg
/ m
3
⋅ 0,
1183m
/ s ⋅ 0,
1023m
0,
00001501kg
/ ms
Re = 2104,
36 < 4000 (REGIME LAMINAR)
Equação de Churchill para calcular o fator de atrito:
1
1
f
f
⎡0,
27 ⋅ Rug ⎛
= −4log⎢
+ ⎜
⎢⎣
D N ⎝
7
Re
⎞
⎟
⎠
0,
9
⎡0,
27 ⋅ 0,
0000457m
⎛
= −4log⎢
+ ⎜
⎢⎣
0,
1023m
⎝
f = 0,
01264
⎤
⎥
⎥⎦
0,
9
7 ⎞
⎟
2115,
89 ⎠
Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.
⎤
⎥
⎥⎦

∆ P
100
2 ⋅ L
= f ⋅ ⋅ρ
⋅
D
N
v
2
C
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
2 ⋅100m
2 1
∆ P100
= 0,
01264 ⋅ ⋅ 2,
61⋅
( 11,
83m
/ s)
⋅ = 90,
26 mbar
0,
1023m
100
Perda de carga em acessórios:
ρ ⋅ v
∆P100 = ∑ K ⋅
2
∆P
∆P
∆P
100
100
100
⎛ ⎛
= ⎜3
⋅⎜
K
⎜ ⎜
⎝ ⎝
CL
2
C
ρ ⋅
⋅
Acessórios Fator K
3 curvas longas
1 válvula gaveta
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
v
2
2
C
⎛ ⎛ 2,
61⋅11,
83
= ⎜
3⋅
⎜
⎜0,
75⋅
⎝ ⎝ 2
⎛ ⎛ 2,
6512 ⋅11,
7
= ⎜
3⋅
⎜
⎜0,
75⋅
⎝ ⎝ 2
∆P100 = 4,
39 mbar
1⋅
mbar ⎞⎞
⎛
⋅ ⎟⎟
+ ⎜K
100 ⋅ Pa ⎟⎟
⎜
⎠⎠
⎝
2
VG
0,75
0,17
ρ ⋅
⋅
v
2
2
C
1⋅
mbar ⎞
⋅ ⎟
100 ⋅ Pa ⎟
⎠
2
1⋅
mbar ⎞⎞
⎛ 2,
61⋅11,
83
⋅ ⎟
⎟ + ⎜
⎟
0,
17 ⋅
100 ⋅ Pa ⎠⎠
⎝ 2
2
1⋅
mbar ⎞⎞
⎛ 2,
6512 ⋅11,
7
⋅ ⎟
⎟ + ⎜
⎟
0,
17 ⋅
100 ⋅ Pa ⎠⎠
⎝ 2
CORRENTE 30
Perda de carga no tubo do sistema:
1⋅
mbar ⎞
⋅ ⎟
100 ⋅ Pa ⎠
2
1⋅
mbar ⎞
⋅ ⎟
100 ⋅ Pa ⎠
A corrente 30 é a corrente de saída de dióxido de carbono do trocador de
calor W100, onde o dióxido de carbono se encontra purificado.

o
m =
913,
7761kg/h
ρ = 2,
68kg/m
3
µ = 0,01501CP
= 0,
00001501kg/ms
C
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 2,
68 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
N
=
340,
96
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
095
D = = = 0,
08m
= 3,15 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 4,026 in
Diâmetro externo: 4,5 in
Diâmetro nominal: 4 in
m 3 /h = 0,095 m 3 /s
Usando o diâmetro real da tubulação, calcula-se a nova velocidade crítica:
A
v
C
TUBO
2
π ⋅ 0,
1023
= = 0,
0082 m
4
2
Q V 0,095
= = = 11,
58m/s
A 0,
0082
TUBO
Com a nova velocidade crítica calcula-se o número de Reynolds:
Re
ρ ⋅
=
v C ⋅ D
µ
R
=
2,
68kg
/ m
3
⋅ 0,
1158m
/ s ⋅ 0,
1023m
0,
00001501kg
/ ms
Re = 2115,
1360 < 4000 (REGIME LAMINAR)
Equação de Churchill para calcular o fator de atrito:

⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎣
⎡
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
+
⋅
−
=
9
,
0
R
Re
7
D
Rug
27
,
0
log
4
f
1
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎣
⎡
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
+
⋅
−
=
9
,
0
06
,
2163
7
m
1023
,
0
m
0000457
,
0
27
,
0
log
4
f
1
01254
,
0
f =
Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.
Pa
100
mbar
1
v
D
L
2
f
P
2
C
R
100
⋅
⋅
⋅
⋅
ρ
⋅
⋅
⋅
=
∆
( ) 11
,
88
100
1
s
/
m
58
,
11
68
,
2
m
1023
,
0
m
100
2
01254
,
0
P
2
100
=
⋅
⋅
⋅
⋅
⋅
=
∆ mbar
Perda de carga em acessórios:
Acessórios Fator K
4 curvas longas
0,75
1 Te
1
1 válvula gaveta
0,17
Pa
100
mbar
1
2
v
K
P
2
C
100
⋅
⋅
⋅
⋅
ρ
⋅
=
∆ ∑
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
ρ
⋅
+
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
ρ
⋅
+
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
ρ
⋅
⋅
=
∆
Pa
100
mbar
1
2
v
K
Pa
100
mbar
1
2
v
K
Pa
100
mbar
1
2
v
K
4
P
2
C
VG
2
C
Te
2
C
CL
100
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
⋅
+
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
⋅
+
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
⋅
⋅
⋅
⋅
⋅
⋅
=
Pa
100
mbar
1
2
7
,
11
7103
,
2
17
,
0
Pa
100
mbar
1
2
7
,
11
7103
,
2
1
Pa
100
mbar
1
2
7
,
11
7103
,
2
75
,
0
4
2
2
2
73
,
7
P 100 =
∆ mbar

CORRENTE 80
Perda de carga no tubo do sistema:
A corrente 80 é a corrente de saída de dióxido de carbono da etapa de
compressão, onde o dióxido de carbono se encontra purificado e a 65 bar abs.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 80,
17 kg/m 3
Para obter a viscosidade para diferentes pressões usou-se o método
encontrado no BIRD, 2004:
C
1/
2
2 / 3
−1/
6
−6
( 4,
40)
⋅ ( 72,
8)
⋅ ( 304,
2)
= 108,
59 ⋅10
µ = 7,
70 ⋅
Poise= 108,
59
T R
P R
=
156,
3
+
304,
2
64,
15
= =
72,
8
273,
15
0,
88
Obtêm-se R = µ / µ C
µ
R
=
= 1,
40
µ .
( µ µ ) = 0,
71
/ C
Então o valor previsto para a viscosidade é:
µ = µ
Q V
Q V
C
−6
( µ / µ ) = 108,
59 ⋅10
( 0,
71)
= 0,
00008
= v ⋅ A
o
m
=
ρ
vC = 20 m/s
C
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 80,
17 kg / m
Q V
3
Poise = 0,000008 kg/ms
= 11,
40 m 3 /h = 0,0032 m 3 /s
−7
⋅10 kg/ms

Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
N
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0032
D = =
= 0,
014 m = 0,55 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 160
Diâmetro interno: 2,125 in
Diâmetro externo: 2,875 in
Diâmetro nominal: 2,5 in
Usando o diâmetro real da tubulação, calcula-se a nova velocidade crítica:
A
v
C
TUBO
2
π ⋅ 0,
05398
= = 0,
00229 m
4
2
Q V 0,0032
= = = 1,
3974m/s
A 0,
00229
TUBO
Com a nova velocidade crítica calcula-se o número de Reynolds:
Re
ρ ⋅
=
vC
⋅ D
µ
R
=
80,
17kg
/ m
3
⋅
0,
013974m
/ s
0,
000008kg
/ ms
Re = 7559,
19 > 4000 (REGIME TURBULENTO)
⋅
0,
05398m
Equação de Churchill para calcular o fator de atrito:
1
1
f
f
⎡0,
27 ⋅ Rug ⎛
= −4log⎢
+ ⎜
⎢⎣
D R ⎝
7
Re
⎡0,
27 ⋅ 0,
0000457m
= −4log⎢
⎢⎣
0,
05398m
f = 0,
0087
⎞
⎟
⎠
0,
9
⎤
⎥
⎥⎦
⎛
+ ⎜
⎝
0,
9
7 ⎞
⎟
7559,
19 ⎠
Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.
∆
P
100
2 ⋅ L
= f ⋅ ⋅ ρ ⋅
D
R
v
2
C
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
⎤
⎥
⎥⎦

2 ⋅100m
2 1
∆ P100
= 0,
0087 ⋅ ⋅80,
17 ⋅ ( 1,
3974m
/ s)
⋅ = 50,
46 mbar
0,
05398m
100
Perda de carga em acessórios:
ρ ⋅ v
∆P100 = ∑ K ⋅
2
∆P
∆P
100
100
⎛ ⎛
= ⎜3
⋅⎜
K
⎜ ⎜
⎝ ⎝
curva
2
C
_ longa
Acessórios Fator K
3 curvas longas
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
ρ ⋅
⋅
v
2
2
C
⎛ ⎛ 80,
17 ⋅1,
3974
= ⎜
3⋅
⎜
⎜0,
75 ⋅
⎝ ⎝
2
∆P100 = 1,
76 mbar
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟⎟
100 ⋅ Pa ⎟⎟
⎠⎠
2
0,75
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟
⎟
100 ⋅ Pa ⎟
⎠⎠
CORRENTE 90
Perda de carga no tubo do sistema:
A corrente 90 é a corrente de saída de dióxido de carbono do trocador de
calor W400, onde o dióxido de carbono se encontra purificado e a 64,86 bar abs.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 109,
71kg/m
3
C
1/
2
2 / 3
−1/
6
−6
( 4,
40)
⋅ ( 72,
8)
⋅ ( 304,
2)
= 108,
59 ⋅10
µ = 7,
70 ⋅
Poise= 108,
59
T R
=
40 + 273,
15
304,
2
=
1,
03
−7
⋅10 kg/ms

P R
64,
01
= =
72,
8
0,
88
Para obter a viscosidade para diferentes pressões usou-se o método
encontrado no BIRD, 2004:
Obtêm-se R = µ / µ C
µ
R
=
µ .
( µ µ ) = 0,
8
/ C
Então o valor previsto para a viscosidade é:
µ = µ
Q V
Q V
C
−6
( µ / µ ) = 108,
59 ⋅10
( 0,
8)
= 0,
00009
= v ⋅ A
o
m
=
ρ
vC = 20 m/s
C
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 109,
71 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
N
=
8,
33
Poise = 0,000009 kg/ms
m 3 /h = 0,0023 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0023
D = =
= 0,
012m
= 0,47 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 160
Diâmetro interno: 2,125 in
Diâmetro externo: 2,875 in
Diâmetro nominal: 2,5 in
Usando o diâmetro real da tubulação, calcula-se a nova velocidade crítica:
A
TUBO
2
π ⋅ 0,
05398
= = 0,
00229 m
4
2

v
C
Q V 0,0032
= = = 1,
3974m/s
A 0,
00229
TUBO
Com a nova velocidade crítica calcula-se o número de Reynolds:
Re
ρ ⋅
=
v C ⋅ D
µ
R
=
109,
71kg
/ m
3
⋅
0,
013974m
/ s
0,
000009kg
/ ms
Re = 9192,
49 > 4000(REGIME
TURBULENTO)
⋅
0,
05398m
Equação de Churchill para calcular o fator de atrito:
1
1
f
f
⎡0,
27 ⋅ Rug ⎛
= −4log⎢
+ ⎜
⎢⎣
D R ⎝
7
Re
⎞
⎟
⎠
0,
9
⎡0,
27 ⋅ 0,
0000457m
⎛ 7 ⎞
= −4log⎢
+ ⎜ ⎟
⎢⎣
0,
05398m
⎝ 9192,
49 ⎠
f = 0,
0083
⎤
⎥
⎥⎦
Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.
∆ P
100
2 ⋅ L
= f ⋅ ⋅ ρ ⋅
D
R
v
2
C
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
2 ⋅100m
2 1
∆ P100
= 0,
0083⋅
⋅109,
71⋅
( 1,
3974m
/ s)
⋅ = 66,
10 mbar
0,
05398m
100
Perda de carga em acessórios:
ρ ⋅ v
∆P100 = ∑ K ⋅
2
∆P
∆P
100
100
⎛ ⎛
= ⎜2
⋅⎜
K
⎜ ⎜
⎝ ⎝
curva
2
C
_ longa
0,
9
Acessórios Fator K
2 curvas longas
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
ρ ⋅
⋅
v
2
2
C
⎛ ⎛ 109,
71⋅1,
3974
= ⎜
2 ⋅ ⎜
⎜0,
75 ⋅
⎝ ⎝
2
∆P100 = 1,
61mbar
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟⎟
100 ⋅ Pa ⎟⎟
⎠⎠
2
0,75
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟
⎟
100 ⋅ Pa ⎟
⎠⎠
⎤
⎥
⎥⎦

CORRENTE 100
Perda de carga no tubo do sistema:
A corrente 100 é a corrente de entrada de dióxido de carbono do tanque
B100, onde o dióxido de carbono se encontra purificado e a 64,72 bar abs.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 1032kg/m
3
Cálculo da viscosidade do dióxido de carbono liquido (REID, 1988):
( µ ( cP)
)
log L
( µ )
log L
=
=
⎛
578,
08 ⋅⎜
⎝
⎛
578,
08 ⋅⎜
⎝
1
T
1
⎞
⋅ ⎟
( K)
185,
24
1
⋅ ⎟
( 25 + 273,
15)
185,
24
µ 0,
01047 cP = 0,00001047kg/ms
Q V
L =
o
m
=
ρ
vC = 0,
9m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
6 kg / h
= =
ρ 1032 kg / m
Q V
3
=
0,
88
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
N
⎠
1
⎞
⎠
m 3 /h = 0,00025 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
00025
D = =
= 0,
0039m
= 0,1535 in
v ⋅ π 20 ⋅ π

De acordo com a norma Schedule 160
Diâmetro interno: 1,160 in
Diâmetro externo: 1,66 in
Diâmetro nominal: 1,25 in
Usando o diâmetro real da tubulação, calcula-se a nova velocidade crítica:
A
v
C
TUBO
2
π ⋅ 0,
02946
= = 0,
00068 m
4
2
Q V 0,00025
= = = 0,
37 m/s
A 0,
00068
TUBO
Com a nova velocidade crítica calcula-se o número de Reynolds:
Re
ρ ⋅
=
v C ⋅ D
µ
R
=
1032kg
/ m
3
⋅ 0,
0037m
/ s ⋅ 0,
02946m
0,
00001047kg
/ ms
Re = 10744,
04 > 4000 (REGIME TURBULENTO)
Equação de Churchill para calcular o fator de atrito:
1
1
f
f
⎡0,
27 ⋅ Rug ⎛
= −4log⎢
+ ⎜
⎢⎣
D R ⎝
7
Re
⎞
⎟
⎠
0,
9
⎡0,
27 ⋅ 0,
0000457m
⎛ 7 ⎞
= −4log⎢
+ ⎜ ⎟
⎢⎣
0,
02946m
⎝10744,
04 ⎠
f = 0,
0083
⎤
⎥
⎥⎦
Com o fator de atrito calculado calcula-se a perda de carga para 100m.
∆ P
100
2 ⋅ L
= f ⋅ ⋅ ρ ⋅
D
R
v
2
C
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
2 ⋅100m
2 1
∆ P100
= 0,
0083⋅
⋅1032
⋅ ( 0,
37m
/ s)
⋅ = 79,
61 mbar
0,
02946m
100
Perda de carga em acessórios:
0,
9
Acessórios Fator K
2 curvas longas
0,75
1 válvula gaveta 0,17
⎤
⎥
⎥⎦

ρ ⋅ v
∆P100 = ∑ K ⋅
2
∆P
∆P
100
100
⎛ ⎛
= ⎜4
⋅⎜
K
⎜ ⎜
⎝ ⎝
CL
2
C
ρ ⋅
⋅
1⋅
mbar
⋅
100 ⋅ Pa
v
2
2
C
⎛ ⎛ 1032 ⋅ 0,
37
= ⎜
4 ⋅ ⎜
⎜0,
75 ⋅
⎝ ⎝ 2
∆P100 = 2,
2393mbar
1⋅
mbar ⎞⎞
⎛ ⎛
⋅ ⎟⎟
+ ⎜1⋅
⎜K
100 ⋅ Pa ⎟⎟
⎜ ⎜
⎠⎠
⎝ ⎝
2
VG
ρ ⋅
⋅
v
2
2
C
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟⎟
100 ⋅ Pa ⎟⎟
⎠⎠
1⋅
mbar ⎞⎞
⎛ ⎛ 1032 ⋅ 0,
37
⋅ ⎟ + ⎜
⎟
⎜
⋅ ⎜
⎟
1 0,
17 ⋅
100 ⋅ Pa ⎠⎠
⎝ ⎝ 2
CORRENTE 12
A corrente 12 é a corrente de entrada de água na coluna K100.
o
m = 731,
3387 kg/h
ρ = 1000kg/m
3
vC = 1,
5m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 731,
3387 kg / h
= =
ρ 1000 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
=
0,
73
m 3 /h = 0,0002 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0002
D = =
= 0,
013m
= 0,51 in
v ⋅ π 1,
5⋅
π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 0,622 in
2
1⋅
mbar ⎞⎞
⋅ ⎟
⎟
100 ⋅ Pa ⎟
⎠⎠

Diâmetro externo: 0,840 in
Diâmetro nominal: 0,5 in
CORRENTE 13
A corrente 13 é a corrente de saída de água + etanol na coluna K100.
o
m = 748,
9930kg/h
ρ = 1000kg/m
3
vC = 1,
5m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 748,
9930 kg / h
= =
ρ 1000 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
=
0,
75
m 3 /h = 0,00021 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
00021
D = =
= 0,
013 m = 0,51 in
v ⋅ π 1,
5⋅
π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 0,622 in
Diâmetro externo: 0,840 in
Diâmetro nominal: 0,5 in

vC = 1,
5m/s
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W100
Vazão volumétrica da corrente:
F F
3576,
1534
= 3,
38
1058,
86
= m 3 /h = 0,00094 m 3 /s
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
00094
D = =
= 0,
028 m = 1,10 in
v ⋅ π 1,
5 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 1,380 in
Diâmetro externo: 1,660 in
Diâmetro nominal: 1,25 in
CORRENTE 25
A corrente 25 é a corrente de saída de condensado do trocador W100.
o
m = 13,
4993kg/h
ρ = 1000kg/m
3
vC = 1,
5m/s
Vazão volumétrica da corrente:

o
m 13,
4993 kg / h
= =
ρ 1000 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
= 0,
0135 m 3 /h = 0,0000038 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0000038
D = =
= 0,
0018m
= 0,071 in
v ⋅ π 1,
5⋅
π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 0,269 in
Diâmetro externo: 0,405 in
Diâmetro nominal: 0,125 in
CORRENTE 40
A corrente 40 é a corrente de saída de dióxido de carbono do primeiro
estágio do compressor.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 7,
15kg/m
3
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 7,
15 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
=
v ⋅ A
= 127,
80 m 3 /h = 0,035 m 3 /s

A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
035
D = = = 0,
047 m = 1,85 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 2,067 in
Diâmetro externo: 2,375 in
Diâmetro nominal: 2 in
CORRENTE 50
A corrente 50 é a corrente de saída de dióxido de carbono do trocador W200.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 9,
10 kg/m 3
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 9,
10 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
= 100,
41m
3 /h = 0,028 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
028
D = = = 0,
042 m = 1,65 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40

de compressão.
Diâmetro interno: 2,067 in
Diâmetro externo: 2,375 in
Diâmetro nominal: 2 in
CORRENTE 60
A corrente 60 é a corrente de saída de dióxido de carbono do segundo estágio
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 24,
49 kg/m 3
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 24,
49 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
=
37,
31
m 3 /h = 0,010 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
010
D = = = 0,
025 m = 0,98 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 80
Diâmetro interno: 1,278 in
Diâmetro externo: 1,660 in
Diâmetro nominal: 1,25 in

CORRENTE 70
A corrente 70 é a corrente de saída de dióxido de carbono do W300.
o
m = 913,
7761kg/h
ρ = 36,
4kg/m
3
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 913,
7761 kg / h
= =
ρ 36,
4 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
=
25,
10
m 3 /h = 0,0069 m 3 /s
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0069
D = =
= 0,
021m
= 0,83 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 80
Diâmetro interno: 0,957 in
Diâmetro externo: 1,315 in
Diâmetro nominal: 1in

vC = 1,
5m/s
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W200
Vazão volumétrica da corrente:
F 200
W = 2,
08 m 3 /h = 0,00058 m 3 /s
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
00058
D = =
= 0,
022 m = 0,86 in
v ⋅ π 1,
5⋅
π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 1,049 in
Diâmetro externo: 1,315 in
Diâmetro nominal: 1in
vC = 1,
5m/s
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W300
Vazão volumétrica da corrente:
F 300
W = 3,
91 m 3 /h = 0,0011 m 3 /s
Cálculo da área da tubulação:
Q V
=
v ⋅ A

A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0011
D = =
= 0,
031m
= 1,22 in
v ⋅ π 1,
5 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 1,38 in
Diâmetro externo: 1,66 in
Diâmetro nominal: 1,25in
vC = 1,
5m/s
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W400
Vazão volumétrica da corrente:
F 300
W = 2,
99 m 3 /h = 0,00083 m 3 /s
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
00083
D = =
= 0,
026m
= 1,03 in
v ⋅ π 1,
5 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 1,38 in
Diâmetro externo: 1,66 in
Diâmetro nominal: 1,25in

m CHILLER = 5613,
38
vC = 1,
5m/s
CORRENTE FLUIDO TROCADOR W500
Vazão volumétrica da corrente:
F F
5613,
38
= 5,
3
1058,
86
= m 3 /h= 0,0015 m 3 /s
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
0015
D = =
= 0,
036 m = 1,42 in
v ⋅ π 1,
5⋅
π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 1,61 in
Diâmetro externo: 1,9 in
Diâmetro nominal: 1,5 in

CORRENTE 10
A corrente 10 é a corrente de entrada de dióxido de carbono na coluna K100.
o
m = 944,
9297kg/h
ρ = 2,
62kg/m
3
vC = 20 m/s
Vazão volumétrica da corrente:
o
m 944,
9297 kg / h
= =
ρ 2,
62 kg / m
Q V
3
Cálculo da área da tubulação:
Q V
A
= v ⋅ A
TUBO
π ⋅ D
=
4
2
R
=
360,
66
4 ⋅ Q V 4 ⋅ 0,
10
D = = = 0,
080 m = 3,15 in
v ⋅ π 20 ⋅ π
De acordo com a norma Schedule 40
Diâmetro interno: 3,548 in
Diâmetro externo: 4in
Diâmetro nominal: 3,5 in
m 3 /h = 0,10 m 3 /s

PERDA DE CARGA TOTAL
Corrente e/ou Equipamento T (°C) P efetiva(bar) L (m) ∆P Tubo (mbar) ∆P Acess. (mbar) ∆P total (mbar)
K100 30 0,5 0 2,33 2,33
20 30 0,4978 1,5 1,35 4,39 5,74
W100 30/-5 0,4921 0 138 138
30 -5 0,3541 1,5 1,32 7,73 9,10
ENTRADA COMPRESSÃO -5 0,3450
W200 125,29/40 138 138
W300 192,19/40 138 138
80 165,38 64 1,5 0,76 1,76 2,52
W400 165,38/40 63,99 138 138
90 40 63,86 0,99 1,61 2,6
W500 40/25 63,85 1,5 138 138
100 25 63,72 4 2,24 9,75 11,99
Entrada B100 25 63,71
TOTAL 724,28
TABELA 7 - Perda de carga na planta.

ANEXOS
ANEXO 1 –CATÁLOGOS ....................................................................................... 109
ANEXO 2 – FICHA DE SEGURANÇA DO CO2 .................................................. 117

ANEXO 1 –CATÁLOGOS

Compressor
Este é considerado um compressor semelhante, pois a potência exata para o
compressor V100 é maior.

Chiller

Tanque de CO2 liquefeito (Este é um tanque para uma pressão menor que a pressão de
operação, então se deve aumentar a espessura do tanque).

ANEXO 2 – FICHA DE SEGURANÇA DO CO2