Avaliação da ecoeficiência dos processos de destilação do propeno e propano

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ESCOLA DE ENGENHARIA

DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA E DE PETRÓLEO

PEDRO MALLET PAULA

AVALIAÇÃO DA ECOEFICIÊNCIA DE PROCESSOS DE

DESTILAÇÃO DO PROPENO E PROPANO

Niterói 1/2020

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Niterói 1/2020

PEDRO MALLET PAULA

AVALIAÇÃO DA ECOEFICIÊNCIA DE PROCESSOS DE

DESTILAÇÃO DO PROPENO E PROPANO

Projeto Final apresentado ao Curso de Graduação em Engenharia Química, oferecido pelo departamento de Engenharia Química e de Petróleo da Escola de Engenharia da Universidade Federal Fluminense, como requisito parcial para obtenção do Grau de Bacharel em Engenharia Química.

ORIENTADORES

Prof. Dr. Diego Martinez Prata Mestre Igor Nardi Caxiano

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Bibliotecário responsável: Sandra Lopes Coelho - CRB7/3389

P324a Paula, Pedro Mallet

Avaliação da Ecoeficiência de Processos de Destilação do Propeno e Propano / Pedro Mallet Paula ; Diego Martinez Prata, orientador ; Igor Nardi Caxiano, coorientador. Niterói, 2020.

96 p. : il.

Trabalho de Conclusão de Curso (Graduação em Engenharia Química)-Universidade Federal Fluminense, Escola de Engenharia, Niterói, 2020.

1. Propeno. 2. Intensificação de processos. 3. Ecoeficiência. 4. Simulação computacional. 5. Produção intelectual. I. Prata, Diego Martinez, orientador. II. Caxiano, Igor Nardi, coorientador. III. Universidade Federal Fluminense. Escola de Engenharia. IV. Título.

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-Niterói 1/2020

PEDRO MALLET PAULA

AVALIAÇÃO DA ECOEFICIÊNCIA DE PROCESSOS DE

DESTILAÇÃO DO PROPENO E PROPANO

Projeto Final apresentado ao Curso de Graduação em Engenharia Química, oferecido pelo departamento de Engenharia Química e de Petróleo, da Escola de Engenharia, da Universidade Federal Fluminense, como requisito parcial para obtenção do Grau de Bacharel em Engenharia Química.

Aprovado em 24 de agosto de 2020.

BANCA EXAMINADORA

Diego Martinez Prata, D.Sc. – TEQ-UFF

Presidente da Banca – Orientador

Igor Nardi Caxiano, M.Sc.

Orientador

Jorge Eduardo da Silva Ourique, D.Sc. – TEQ-UFF

(5)

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A

GRADECIMENTOS

Primeiramente, gostaria de agradecer a minha família, meus pais, Marcus Vinícius e Pa-tricia, meus irmãos, Bruno e Letícia, meus avôs, tios e primos, que me trouxeram ao mundo, me criaram e forneceram as ferramentas para que eu pudesse começar e continuar minha jornada.

Aos meus amigos da vida e da faculdade que me divertiram e me ajudaram a passar esses anos de aprendizagem juntos. Agradeço o carinho e as risadas.

Aos meus orientadores, Prof. Dr. Diego Prata e Mestre Igor Caxiano, que me ajudaram atentamente na produção desse trabalho e na correção, assim como na análise e desenvolvi-mento dos resultados. Obrigado pelo profissionalismo.

À todos os meus professores do CEAT que me apoiaram nos fundamentos do meu co-nhecimento, aplicando de for paciente e que irei carregar por toda a vida.

À Universidade Federal Fluminense, seus funcionários e colaboradores, principalmente aos professores do Departamento de Engenharia Química e de Petróleo, que permitiram a mi-nha formação como Engenheiro Químico, com conhecimento de alto nível, apesar de todas as dificuldades encontradas e vividas nos anos se que passaram, especialmente no ano de 2020.

À todas as referências citadas, que permitem a criação de novos conhecimentos.

Por fim, gostaria de agradecer a todos que estão aguentando esses tempos difíceis de pandemia, em breve a COVID-19 será superada pela ciência.

"O que é o homem na natureza? Um nada em relação ao infinito, um tudo em relação ao nada, um ponto ao meio entre nada e tudo."

Blaise Pascal Pedro Mallet Paula

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A indústria petroquímica, um dos maiores e mais importantes setores industriais, vem buscando novos meios de minimizar os impactos ambientais resultantes de seus processos, man-tendo ou melhorando seu desempenho econômico - ecoeficiência. O propeno, um importante insumo desse segmento, é utilizado na fabricação de diversos materiais como polipropileno, acrilonitrila, cumeno e ácido acrílico. Sua produção é promovida por craqueamento, que gera hidrocarbonetos leves como subprodutos, necessitando posteriores purificações. Desses pro-cessos de purificação, a destilação propano-propeno é considerada a etapa de maior intensidade energética. Assim, com intuito de melhorar a ecoeficiência dessa separação foram propostas duas estratégias de intensificação por recompressão de vapor de dois processos convencionais de destilação propano-propeno, um com duas colunas de 100 pratos e outro com uma única coluna de 150 pratos, apresentados na literatura. Para avaliar estes processos, foram quantifica-dos parâmetros de ecoeficiência representaquantifica-dos pelos indicadores de consumo de água, emissão de CO2 e custo específico de energia, calculados a partir dos resultados da simulação compu-tacional e análise econômica, incluindo planta de utilidades. Esses indicadores foram avalia-dos conjuntamente pela metodologia do Índice Comparativo de Ecoeficiência. Os resultaavalia-dos mostraram que, dentre os processos convencionais, aquele com duas colunas de 100 pratos é 27,82% mais ecoeficiente do que o processo com uma coluna de 150 pratos. A proposta de intensificação desse processo é 28,56% mais ecoeficiente do que a proposta de intensificação do processo com uma coluna de 150 pratos, sendo no geral 92,70% mais ecoeficiente para se-paração propano-propeno.

Palavra-chave: Propeno, Intensificação de processos, Ecoeficiência, Simulação computacio-nal.

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A

BSTRACT

A petrochemical industry, one of the largest and most important industrial sectors, has been looking for new ways to minimize the environmental impacts caused by its processes, maintaining or improving its economic performance and eco-efficiency. Propene, an important product of this segment, is used in the manufacture of various materials such as polypropy-lene, acrylonitrile, cumene, and acrylic acid. Its production is promoted by cracking, which generates light hydrocarbons as by-products, requiring further purification. Of all purification processes, the distillation of propane-propene is considered one of the most energy-intensive. Thus, to improve the eco-efficiency of this separation, two intensification strategies by vapor recompression were proposed for two conventional processes of propane-propene distillation, one with two columns of 100 stages and the other with a single column of 150 stages, pre-sented in the literature. To evaluate these processes, eco-efficiency parameters reprepre-sented by the indicators of water consumption, CO2 emission, and specific energy cost were quantified, based on calculations made from the results of computer simulation and economic analysis, in-cluding the utility plant. These indicators were evaluated by Eco-efficiency Comparison Index methodology. Results showed that, among the selected processes, the one with two columns of 100 stages is 27,82% more eco-efficient than the process with one column of 150 stages. The proposed intensification of this process is 28,56% more eco-efficient than the intensification of the process with one column of 150 stages, being, in general, 92,70% more eco-efficient or propylene-propene separation.

(9)

1 INTRODUÇÃO 18 1.1 CONTEXTO . . . 18 1.2 OBJETIVO . . . 20 1.3 ESTRUTURA . . . 20 2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA 22 2.1 PROPENO . . . 22

2.1.1 Processo convencionais de separação . . . 23

2.2 INTENSIFICAÇÃO DE PROCESSOS . . . 23

2.2.1 Recompressão de vapor . . . 25

2.3 PLANTAS DE UTILIDADES . . . 26

2.3.1 Sistema de geração de vapor . . . 26

2.3.2 Sistema de água de resfriamento . . . 27

2.4 SIMULAÇÃO COMPUTACIONAL . . . 29

2.5 PACOTE TERMODINÂMICO . . . 29

2.6 ANÁLISE ECONÔMICA . . . 30

2.6.1 Custos de capital . . . 30

2.6.2 Custo total de produção . . . 30

2.7 INDICADORES DE ECOEFICIÊNCIA . . . 31

2.7.1 Indicador de consumo de água . . . 31

2.7.2 Indicador de emissão de CO2. . . 32

2.7.3 Indicador de custo específico de energia . . . 33

2.7.4 Índice Comparativo de Ecoeficiência . . . 33

3 DESENVOLVIMENTO DO PROCESSO 36 3.1 PROCESSOS CONVENCIONAIS . . . 36

(10)

3.1.2 Processo P2 . . . 38

3.2 PROPOSTAS DE INTENSIFICAÇÃO . . . 40

3.2.1 Recompressão de vapor do processo P1 (RVP1) . . . 40

3.2.2 Recompressão de vapor do processo P2 (RVP2) . . . 41

3.3 PACOTE TERMODINÂMICO . . . 42

3.4 PLANTAS DE UTILIDADES . . . 43

3.5.1 Custo de equipamento . . . 45

3.5.1.1 Índice de custo. . . 46

3.5.1.2 Bombas . . . 46

3.5.1.3 Compressores . . . 48

3.5.1.4 Trocadores casco e tubos . . . 48

3.5.1.5 Caldeiras . . . 49 3.5.1.6 Torres de destilação . . . 49 3.5.1.7 Torre de resfriamento . . . 52 3.5.1.8 Vaso flash . . . 52 3.5.1.9 Tratamento de água . . . 52 3.5.2 Custos de capital . . . 53

3.6 INDICADORES DE ECOEFICIÊNCIA . . . 54

3.6.1 Taxa de produção . . . 54

4 METODOLOGIA 59 4.1 SIMULAÇÃO DOS PROCESSOS CONVENCIONAIS . . . 60

4.1.1 Processo P1 . . . 60

4.1.2 Processo P2 . . . 61

4.2 SIMULAÇÃO DAS PROPOSTAS DE INTENSIFICAÇÃO . . . 62

(11)

4.3 SIMULAÇÃO DAS PLANTAS DE UTILIDADES . . . 64

4.3.2 Sistema de resfriamento . . . 65

4.5 ANÁLISE DE ECOEFICIÊNCIA . . . 67

4.6 HARDWAREE SOFTWARE . . . 68

5 RESULTADOS E DISCUSSÃO 69 5.1 RESULTADOS - SIMULAÇÃO DOS PROCESSOS CONVENCIONAIS . . . 69

5.1.1 Resultados - Processo P1 . . . 69

5.1.2 Resultados - Processo P2 . . . 72

5.2 RESULTADOS - SIMULAÇÃO DAS PROPOSTAS DE INTENSIFICAÇÃO . 73 5.2.1 Resultados - Recompressão de vapor do processo P1 (RVP1) . . . 74

5.2.2 Resultados - Recompressão de vapor do processo P2 (RVP2) . . . 76

5.3 RESULTADOS - PLANTA DE UTILIDADES . . . 77

5.4 RESULTADOS - ANÁLISE ECONÔMICA . . . 80

5.4.1 Custos de equipamentos . . . 81

5.4.2 Custos de capital . . . 82

5.5 RESULTADOS - INDICADORES DE ECOEFICIÊNCIA . . . 83

5.5.4 Índice Comparativo de Ecoeficiência . . . 86

6 CONCLUSÃO 89 6.1 CONCLUSÕES . . . 89

6.2 SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS . . . 91

(12)

Lista de Figuras

Figura 2.1 Principais categorias de intensificação de processos. . . 24

Figura 2.2 Fluxograma de um processo típico de recompressão de vapor. . . 25

Figura 2.3 Fluxograma típico de um sistema de geração de vapor. . . 27

Figura 2.4 Fluxograma do sistema de água de resfriamento aberto com recirculação. 28 Figura 2.5 Emissões de CO2das atividades humanas por setor. . . 33

Figura 2.6 Exemplo de um gráfico radar. . . 34

Figura 3.1 Fluxograma do processo P1 de separação propeno-propano. . . 37

Figura 3.2 Fluxograma do processo P2 de separação propeno-propano. . . 39

Figura 3.3 Fluxograma da proposta de intensificação RVP1. . . 41

Figura 3.4 Fluxograma da proposta de intensificação RVP2. . . 42

Figura 3.5 Fluxograma do sistema de geração de vapor. . . 44

Figura 5.1 Fluxograma da simulação computacional do processo convencional P1. . 70

Figura 5.2 Fluxograma da simulação computacional do processo convencional P2 . 72 Figura 5.3 Fluxograma da simulação computacional da proposta de intensificação RVP1. . . 74

Figura 5.4 Transferência de calor no equipamento HC-1 do processo RVP1. . . 74

Figura 5.5 Fluxograma da simulação computacional da proposta de intensificação RVP2. . . 76

Figura 5.6 Transferência de calor no equipamento HC-1 do processo RVP2. . . 77

Figura 5.7 Fluxograma da simulação do sistema de geração de vapor. . . 78

Figura 5.8 Fluxograma da simulação do sistema de água de resfriamento. . . 79

Figura 5.9 Custos por tipo de equipamento em cada processo. . . 81

(13)

Tabela 3.1 Heurísticas para as condições operacionais do vapor. . . 43

Tabela 3.2 Heurística dos valores de perdas em um sistema de geração de vapor. . . 44

Tabela 3.3 Heurística do sistema de água de resfriamento. . . 45

Tabela 3.4 Heurísticas gerais do custos de capital. . . 53

Tabela 3.5 Heurísticas gerais do custo total de produção. . . 54

Tabela 4.1 Metodologia para simulação do processo convencional P1. . . 60

Tabela 4.2 Metodologia para simulação do processo convencional P2. . . 61

Tabela 4.3 Metodologia para simulação da proposta de intensificação RVP1. . . 62

Tabela 4.4 Metodologia para simulação da proposta de intensificação RVP2. . . 63

Tabela 4.5 Metodologia para simulação do sistema de geração de vapor. . . 64

Tabela 4.6 Metodologia para simulação do sistema de resfriamento. . . 65

Tabela 4.7 Metodologia para a análise econômica. . . 66

Tabela 4.8 Metodologia aplicadas para os indicadores e método ICE . . . 67

Tabela 5.1 Resultados para as correntes de massa na simulação do processo P1. . . 71

Tabela 5.2 Resultados para as correntes de energia do processo P1. . . 72

Tabela 5.3 Resultados para as correntes de massa na simulação do processo P2. . . 73

Tabela 5.4 Resultados para as correntes de energia do processo P2. . . 73

Tabela 5.5 Resultados para as correntes de massa do processo RVP1. . . 75

Tabela 5.6 Resultados para as correntes de massa do processo RVP2. . . 77

Tabela 5.7 Resultados para o sistema de geração de vapor. . . 78

Tabela 5.8 Demanda de água de recirculação por equipamento em cada processo. . 80

Tabela 5.9 Resultados para o sistema de água de resfriamento. . . 80

Tabela 5.10 Resultados para os custos de capital. . . 82

Tabela 5.11 Resultados para os custos operacionais. . . 83

(14)

Tabela 5.13 Consumo de energia por equipamento em cada processo. . . 84

Tabela 5.14 Resultados para o indicador de emissão de CO2. . . 85

Tabela 5.15 Resultados para o indicador de custo específico de energia. . . 86

Tabela 5.16 Resultados para os indicadores e valores normalizados. . . 86

(15)

ABNT Associação Brasileira de Normas Técnicas

ANA Agência Nacional das águas

BCSD Business Council for Sustainable Development

CAPEX CAPital EXpenditures

CC Custos de capital

CE Custo de Equipamento

CEBDS Conselho Empresarial Brasileiro para o Desenvolvimento Sustentável CEE Custo específico de Energia

CEPCI Chemical Engineering Plant Cost Index

CF Custo Fixo

CTP Custo Total de Produção

CV Custos Variáveis

DL Despesas Laborais

G20 Grupo dos 20

GEEs Gases de Efeito Estufa

ICE Índice Comparativo de Ecoeficiência IEA International Energy Agency

IPCC Intergovernamental Panel on Climate Change ISBL Inside Battery Limits

ONU Organização das Nações Unidas

OPEX OPerational EXpenditures

OSBL Offside Battery Limits

P1 Processo 1

P2 Processo 2

RVP1 Recompressão de vapor do Processo 1 RVP2 Recompressão de vapor do Processo 2

(16)

SINGREH Sistema Nacional de Gerenciamento de Recursos Hídricos

SRK Equação de Soave–Redlich–Kwong

UNEP United Nations Environment Programme UNIQUAC UNIversal QUAsiChemical

(17)

∆TLMT D Diferença de temperatura média logarítmica ˙

fres f riamento vazão volumétrica de a água consumida no processo de resfriamento ˙

f_vapor vazão volumétrica de a água consumida no processo de aquecimento ˙

m_CO₂−direto Vazão mássica de CO2no processo direto ˙

m_CO₂_−indireto Vazão mássica de CO2no processo indireto ˙

m_entrada vazão mássica da entrada

˙

m_{f undo} vazão mássica do fundo

˙

m_topo vazão mássica do topo

ηM Eficiência fracionária do motor elétrico ηP Eficiência fracionária da bomba

ρ Massa Especifica

ϕCalceira Eficiência da caldeira

A Área

a(T ) Parâmetro da equação de Soave–Redlich–Kwong A_torre Área transversal da torre de resfriamento

b Parâmetro da equação de Soave–Redlich–Kwong c Parâmetro relacionado ao material do trocador

C_B Custo base

C_T Custo do equipamento no interior do vaso

C_T Custo total

CV Custo de vaso vazio

C_BE Custo base do motor elétrico CBT Custo base para o prato

c_H₂_O Concentração de água na torre de resfriamento

(18)

CPE Custo da motor elétrico

C_PL Custo das plataformas e fundações C_Tot Custo total de uma coluna de destilação d Parâmetro relacionado ao material do trocador

D_i Diâmetro interno do vaso

Do Diâmetro externo do vaso

E Fração da eficiência da solda

E_{gás natural} Energia a liberada pela queima de gás natural

E_elétrica Energia elétrica consumida

E_bombas Energia das bombas

E_Calceira Energia da caldeira

E_compressor Energia dos compressores

Etorre Energia da torre de resfriamento

f Fator da diferença de temperatura na torre F_D Fator de acionamento do motor elétrico

F_L Fator de comprimento

F_M Fator de material

FP Fator de pressão

F_T Fator de tipo

FNT Fator do número de pratos F_{T M} Fator de material

F_{T T} Fator do tipo de prato

H Headda bomba

I valor normalizado de cada indicador ICEE Indicador de custo específico de energia I_CO₂ Indicador de emissões de CO2

IH2O Indicador de consumo de água

L Comprimento do vaso

N_T Número de pratos

(19)

P_C Potência consumida

P_d Pressão de projeto interna do vaso Po Pressão de operação da coluna P_Co Potência no compressor centrifugo

Ptorre Potência do ventilador da torre de resfriamento

Q Energia de troca térmica

R Constante universal dos gases

S Fator de tamanho

S Máxima pressão suportada pelo material da coluna ST Área do processo à analisar

S∗_T Maior área de todas as alternativas

T Temperatura

t_C A espessura do vaso adicionada para proteção de corrosão t_P A espessura do vaso considerada pelo efeito da pressão

t_S A espessura do vaso

t_W A espessura do vaso considerada pelo efeito do vento TF1 Temperatura de entrada do terminal frio

T_F₂ Temperatura de saída do terminal frio TQ1 Temperatura de entrada do terminal quente T_Q2 Temperatura de saída do terminal quente U Coeficiente global de troca térmica

V Vazão volumétrica na bomba

v Volume do gás

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C

APÍTULO

1 INTRODUÇÃO

1.1 CONTEXTO

A Revolução Industrial, ocorrida no século XVIII, introduziu novas tecnologias aos meios de produção, remodelando as interações socioeconômicas do mundo ao mesmo tempo em que foi acelerada a degradação do meio ambiente. Atrelado a isso, surgiu o movimento de ur-banização, devido principalmente ao aumento da mão de obra assalariada, que criou centros de aglomeração e elevada produção de poluentes críticos. Além disso, consolidou-se nessa época o modelo econômico capitalista, que visa o lucro e o consumo a qualquer custo (FRANCO; DRUCK, 1998; LEAL et al., 2008).

Esses acontecimentos gradualmente aumentaram a preocupação com o planeta e seus recursos naturais, e, em 1972, a Organização das Nações Unidas (ONU) convocou a Confe-rência das Nações Unidas sobre o Meio Ambiente em Estocolmo, na Suécia. Essa reunião teve como objetivo a criação do Manifesto Ambiental, que reúne 19 princípios relacionados à sustentabilidade (ONU, 2020). Seguindo essa linha, em 1989, a UNEP (United Nations Envi-ronment Programme- Programa das Nações Unidas para o Meio Ambiente) definiu o conceito de produção limpa como a aplicação contínua integrada a estratégias ambientais de prevenção para processos, produtos e serviços para diminuir os riscos humanos e ambientais(MADDEN et al., 2005). No entanto, somente em 1991 o termo ecoeficiência foi primeiramente usado pelo BCSD (Business Council for Sustainable Development - Conselho Empresarial para o Desen-volvimento Sustentável) – atualmente WBCSD (World Business Council for Sustainable Deve-lopment- Conselho Empresarial Mundial para o Desenvolvimento Sustentável) (MADDEN et al., 2005). No Brasil, o WBCSD é representada pelo Conselho Empresarial Brasileiro para o Desenvolvimento Sustentável (CEBDS), fundado em 1997 por mudanças e oportunidades

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tra-zidas pela sustentabilidade levantados na conferência Rio 92. Atualmente, ela reúne empresas que faturam o equivalente a 45% do PIB do país (CEBDS, 2020).

Como conceito chave para sustentabilidade, a ecoeficiência é definida como a oferta de produtos e serviços que atendem às necessidades humanas trazendo qualidade de vida, ao mesmo tempo que permitem uma redução no impacto ecológico e de ciclo de vida suficiente para a capacidade do planeta. Essa definição ajuda a delimitar, para instituições, companhias e indivíduos, uma abordagem sustentável (VERFAILLIE, 2000).

Seguindo essa mesma linha, a indústria química vem buscando métodos que possam promover técnicas, equipamentos e processos mais compactos, seguros, energeticamente efici-entes e sustentáveis. Esses desenvolvimentos compartilham do mesmos escopos promovidos pela intensificação de processos (BECHT et al., 2009). Conforme definido por Stankiewicz et al. (2000) a intensificação de processos consiste no desenvolvimento de novos métodos e equipamentos que proporcionam uma diminuição drástica na razão tamanho de equipamen-tos/capacidade produtiva, na produção de resíduos ou na energia consumida, resultando em tecnologias mais baratas e sustentáveis. Sendo assim, a aplicação desse método em processos importantes é de grande interesse para empresas e um requisito imprescindível para a formação de um Engenheiro Químico.

Um setor de grande peso na indústria é o petroquímico. Apesar de ter origem nos anos 1920, com a produção de isopropanol a partir de propeno, este setor tornou-se importante no ce-nário mundial apenas a partir dos anos 1950, devido à prosperidade econômica do pós-guerra, gerando um crescimento veloz na capacidade das refinarias. No Brasil, sua instauração efe-tiva se deu no ano de 1972 com a criação do primeiro Polo Petroquímico Brasileiro em Mauá (JESUS et al., 2000).

Nesse setor, um dos produtos mais importantes é o propeno, empregado como insumo na produção de importantes materiais como polipropileno, acrilonitrila, cumeno e ácido acrílico. Em torno de 85% da demanda total desse composto é atendida pelo craqueamento térmico e ca-talítico. No entanto, esses processos produzem uma gama de hidrocarbonetos leves que exigem diversas etapas de separação. O propano é um dos hidrocarbonetos presentes após o craquea-mento, sendo a mistura propeno-propano separada por meio da destilação (JARVELIN; FAIR, 1993). Segundo o U.S. Department of Energy, este processo é uma das destilações comerciais que demanda maior intensidade energética (CHRISTOPHER et al., 2017).

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20 Tendo em vista a importância econômica do propeno e os desafios encontrados na sua purificação, o presente trabalho tem como proposta o estudo da intensificação de dois proces-sos de destilação de propeno e propano apresentados na literatura – um com duas colunas de destilação de 100 pratos (SEIDER et al., 2009) e outro com uma única coluna de 150 pratos (SEADER et al., 2011) – por recompressão de vapor. Tais intensificações visam aumentar a ecoeficiência desse processo ao mesmo tempo em que são estudados dois métodos distintos de destilação da mistura. Para a comparação entre os processos, são utilizados indicadores de consumo de água, emissão de CO2e custo específico de energia somados ao método do Índice Comparativo de Ecoeficiência (ICE), proposto por Pereira et al. (2018). Os dados para quantifi-cação dos indicadores são obtidos via simulação computacional, que permite calcular as massas e energias das correntes do processo, por meio do software comercial UniSim R _{Design Suite}

R390.1.

1.2 OBJETIVO

O presente trabalho tem como objetivo avaliar a ecoeficiência da proposta de intensifi-cação por recompressão de vapor de dois processos de destilação de propano-propeno apresen-tados na literatura. Por meio de simulação computacional dos processos, suas intensificações e planta de utilidades (contendo sistemas de geração de vapor e de água de resfriamento), são obtidos os dados aplicados nos cálculos dos indicadores de consumo de água, emissão de CO2 e custo específico de energia.

Por meio da metodologia ICE, esses indicadores serão avaliados conjuntamente na aná-lise comparativa da ecoeficiência dos processos de separação propeno-propano.

1.3 ESTRUTURA

Além desta introdução sobre o tema, motivação e objetivos, o presente trabalho possui mais cinco capítulos, os quais detalham a estratégia de intensificação e sua aplicação aos dois processos de separação propeno-propano, a metodologia (obtenção dos indicadores e simulação computacional), os resultados e conclusões, conforme descritos a seguir.

(23)

O segundo capítulo apresenta a revisão bibliográfica. São apresentadas as principais propriedades físico-químicas do propeno, assim como os conceitos essenciais dos processos convencionais de separação, intensificação, planta de utilidades e análise econômica, dando suas visões gerais de uma perspectiva da comunidade cientifica. Além disso, são definidos os princípios relacionados à simulação computacional, pacotes termodinâmicos e indicadores de ecoeficiência. Ao final do capítulo, é descrita a metodologia do ICE utilizada na análise dos processos.

No terceiro capítulo é apresentado o desenvolvimento do processo. São expostos os processos convencionais P1 e P2, assim como suas intensificações por recompressão de vapor RVP1 e RVP2, especificando as plantas de utilidades (geração de vapor e água de refrigeração) empregadas em cada processo com as heurísticas para perdas de água e eficiências e o principal modelo termodinâmico utilizado nas simulações. Além do mais, são apresentadas as equações, heurísticas e valores de referência utilizados para determinar os aspectos econômicos de cada processo, necessários para o indicador de custo específico de energia.

No quarto capítulo é apresentada a metologia empregada em todas as análises descritas no capítulo de desenvolvimento do processo.

Posteriormente, são apresentados e discutidos no quinto capítulo os resultados e discus-sões acerca dos valores gerados pelas simulações, custos de capital e total de produção, cálculos de indicadores e de ICE.

O sexto capítulo apresenta a conclusão e sugestões para trabalhos futuros. Por fim, é apresentada a bibliografia consultada e citada ao longo do texto.

Esse Trabalho de Conclusão de Curso foi desenvolvido no Departamento de Engenharia Química e de Petróleo da Universidade Federal Fluminense. A área em que o trabalho está inserido é a de Processos e Fenômenos da Indústria de Transformação na linha de pesquisa de Modelagem, Simulação, Controle, Projeto e Otimização de Processos.

(24)

C

APÍTULO

2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA

Este capítulo apresenta uma revisão bibliográfica dos processos e métodos usados. So-bre o propeno, é destacado sua origem, importância e processos de purificação em torres de destilação para tal composto. Posteriormente, é definido o processo de intensificação utilizado como alternativa de separação ao processo convencional (a recompressão de vapor) e as plantas de utilidades aplicadas em ambos sistemas. É apresentado também o conceito de análise econô-mica, definido pelo custos de capital e total de produção, que será utilizado nos parâmetros econômicos das análises dos indicadores de ecoeficiência.

Ao final, é exposta a importância da simulação computacional, destacando o software UniSim R_{, os indicadores de ecoeficiência aplicados e o método de comparação dos processos}

estudados e propostos.

2.1 PROPENO

Propeno é um hidrocarboneto de três carbonos. Esse composto possui ponto de ebuli-ção de −47, 75oC, massa molecular de 42,081 g/mol e densidade líquida de 612 kgm-3 (LIAO et al., 2001). Por volta dos anos 70, houve um crescimento na demanda mundial de propeno, tornando-se um dos mais importantes produtos petroquímicos com produção de 114 milhões de toneladas em 2015 e uma razão de crescimento anual de 5%. Aproximadamente 85% da demanda mundial por propeno é provida por métodos como o craqueamento térmico e craque-amento catalítico fluido (CHRISTOPHER et al., 2017). Esses métodos consistem na decom-posição de cadeias grandes de hidrocarboneto em cadeias menores (como é o caso do propeno e do eteno), por meio térmico, com temperaturas na faixa de 700 a 850oC, ou com a ajuda de

(25)

catalizadores (JESUS et al., 2000; GREENSFELDER et al., 1949). Esses processos possuem baixa seletividade, logo há a produção de subprodutos, como é o caso da mistura de propano e propeno que deve ser purificada.

2.1.1 Processo convencionais de separação

Como foi apresentado anteriormente, o propeno é um importante produto petroquímico, logo sua separação desperta grande interesse na indústria. No entanto, sua purificação é uma das destilações comerciais com maior demanda energética, segundo o Departamento de Energia dos Estados Unidos (JARVELIN; FAIR, 1993). Há dois tipos de processos para a destilação da mistura propano-propeno: alta pressão e baixa pressão.

A destilação de alta pressão é realizada em pressões em torno de 1500 kPa, visando facilitar a separação da mistura de propano e propeno (ALCÁNTARA-AVILA et al., 2014). No condensador é utilizada água como fluido de resfriamento e no refervedor, como a temperatura de fundo atinge 70oC, é possível utilizar vapor de baixa pressão (LIAO et al., 2001). A maior desvantagem deste processo é a alta razão de refluxo e elevado número de pratos teóricos; ademais, o aumento da pressão de operação da coluna aumenta consideravelmente a demanda energética do refervedor (MANN et al., 1963).

A destilação de baixa pressão é realizada a pressões menores que 1200 kPa e proporciona uma alta volatilidade relativa do propano e propeno, diminuindo o número de pratos teóricos e a razão de refluxo (ALCÁNTARA-AVILA et al., 2014). No entanto, essa destilação necessita de temperaturas criogênicas no condensador o que, monetariamente, acarreta uma desvantagem em relação ao processo de alta pressão, fazendo com que esse seja menos utilizado na indústria (CHRISTOPHER et al., 2017).

2.2 INTENSIFICAÇÃO DE PROCESSOS

O desenvolvimento tecnológico está diretamente associado à constante restruturação e reinvenção dos meios de produção convencionais, visando a intensificação de processos. Essa afirmação é compartilhada de maneira geral em Becht et al. (2009), que descreve intensificação

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24 de processos como uma abordagem inovadora e integrada em química, desenvolvimento e en-genharia química com ganhos econômicos mesmo na presença de grandes incertezas. Debates sobre a definição de intensificação de processos podem ser encontrados na literatura.

Segundo Ramshaw (1995) intensificação de processos é a redução drástica no tamanho de plantas químicas alcançando objetivos na produção. Essa redução pode ocorrer tanto por menores dimensões nos equipamentos ou por diminuição da quantidade de operações unitá-rias. No entanto, de acordo com Stankiewicz et al. (2000), essa definição está incompleta. De acordo com estes, intensificação de processos vai além da redução de equipamentos, e consiste no desenvolvimento de novas tecnologias e aparelhos que proporcionam uma melhora drástica na produção e manufatura, visando diminuir o consumo de energia, a razão tamanho do equi-pamento por capacidade de produção ou a geração de rejeitos, resultando em tecnologias mais baratas e sustentáveis.

Seu conceito pode ser dividido em duas subcategorias: intensificação de processos em equipamentos e intensificação de processos em métodos, conforme demonstrado na Figura 2.1. Para os equipamentos, são desenvolvidos novos componentes que melhoram a eficiência ener-gética e tamanho de um processo. Para os métodos, são aplicadas integrações ou multifunções na melhora do rendimento dos processos (STANKIEWICZ et al., 2000).

Figura 2.1 – Principais categorias de intensificação de processos.

Fonte: Adaptado de Stankiewicz et al. (2000).

No presente trabalho é estudado um processo que envolve destilação. É possível aplicar diversas intensificações nessa técnica de separação, como intermediação de aquecedor e con-densador, recompressão de vapor, coluna de parede dividida, duplo efeito, coluna de destilação com integração energética e arranjo de Petlyuk (SHAHRUDDIN et al., 2017). Será aprofun-dada a seguir a técnica de recompressão de vapor.

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2.2.1 Recompressão de vapor

Uma das técnicas mais comuns para a separação de compostos é a destilação. Sua alta demanda energética e baixa eficiência é responsável pelo consumo de 3% da energia mundial, que corresponde a 10% do consumo da energia industrial (HEWITT et al., 1999). Sendo assim, esta se torna um grande atrativo para as técnicas de intensificação. A recompressão de vapor é uma técnica de intensificação de processos de destilação que tem como objetivo prevenir a perda de calor do condensador para o ambiente por meio de um compressor. Nesse equipamento é aplicado trabalho mecânico para elevar a temperatura do vapor de topo. A energia gerada é então aproveitada na troca de calor com a corrente de fundo, conforme ilustrado na Figura 2.2 (KAZEMI et al., 2016).

Figura 2.2 – Fluxograma de um processo típico de recompressão de vapor.

Fonte: Adaptado de Kazemi et al. (2016).

Um exemplo de aplicação do método de intensificação pode ser demonstrado por Ca-xiano et al. (2020). No artigo são descritas diversas intensificações para uma purificação de ácido acético. Foi constatado pelos autores que, para o processo em questão, a recompressão de vapor apresentou o menor consumo de energia e água das intensificações, representando uma redução de energia de 80,5%. Além disso, comparando os indicadores de ecoeficiência de todas as intensificações estudadas no artigo, a recompressão de vapor demonstrou o melhor resultado dentre todas as alternativas, sendo 67% mais ecoeficiente do que o processo original, com base em dez indicadores ambientais, de segurança e econômicos

(28)

26 2.3 PLANTAS DE UTILIDADES

Plantas de utilidades são infraestruturas que fornecem serviços auxiliares para um pro-cesso de produção. As utilidades empregadas em propro-cessos industriais incluem energia elétrica, fluidos para resfriamento e aquecimento, ar comprimido e água de processo, dentre outras.

O dimensionamento das utilidades está estritamente associado aos parâmetros de ba-lanço de massa e energia do processo (TOWLER; SINNOTT, 2012). Para o trabalho foram considerados para a planta de utilidades os sistemas de geração de vapor e de água de resfria-mento.

2.3.1 Sistema de geração de vapor

O sistema de geração de vapor da planta de utilidades fornece vapor de água às operações de aquecimento da planta principal. As vantagens da utilização de água vaporizada incluem baixa toxicidade e inflamabilidade, precisão no controle da temperatura por meio do ajuste da pressão da corrente de vapor, alto coeficiente de troca térmica da corrente condensada, inerte para a maioria dos compostos, fácil visibilidade na ocorrência de vazamentos e alto calor de condensação, ou seja, grande liberação de calor por massa de utilidade (TOWLER; SINNOTT, 2012). Um fluxograma típico de um sistema de geração de vapor é ilustrado na Figura 2.3.

Uma corrente de makeup, cuja principal função é repor a massa de água perdida ao longo do sistema, inicialmente é enviada a uma etapa de pré-tratamento, que remove sólidos e sais da corrente evitando danos aos trocadores de calor do sistema de aquecimento (SMITH, 2005). Em seguida, a água tratada é pressurizada, aquecida e enviada a uma caldeira, na qual é gerado vapor nas condições operacionais necessárias pelo processo principal. Usualmente, o vapor é gerado em condições que permitem classificá-lo como vapor de alta, média ou baixa pressão, podendo ser gerada mais de uma classe de vapor após ajuste da pressão em válvulas ou turbinas. O vapor é removido dos processos de aquecimento na forma de líquido saturado, que é encaminhado ao desaerador e, por fim, reciclado para geração de vapor na caldeira junto da corrente de makeup (TOWLER; SINNOTT, 2012).

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discutidas com mais detalhes na seção 3.4.1. Além disso, considerou-se que estas fontes de perda de água são encaminhadas a um processo de tratamento de efluentes, visando a redução de seus impactos ao meio ambiente.

Figura 2.3 – Fluxograma típico de um sistema de geração de vapor.

Fonte: Adaptado de Towler e Sinnott (2012).

2.3.2 Sistema de água de resfriamento

Água é um dos líquidos mais comumente empregados como fluidos de refrigeração, uma vez que possui ampla faixa de temperatura de operação. Em processos nos quais a água possui custo elevado ou que envolvem alta umidade do ar, pode ser utilizado como alternativa o resfriamento com ar (TOWLER; SINNOTT, 2012). De todos os sistemas de refrigeração, o sistema aberto com recirculação é o que apresenta maior economia de água e a maior redução da poluição térmica de redes pluviais (KIM; SMITH, 2001). O fluxograma típico de um sistema de resfriamento aberto com recirculação é ilustrado na Figura 2.4.

Assim como no sistema de geração de vapor, uma corrente de makeup é utilizada para repor as perdas de água que ocorrem ao longo do sistema de refrigeração (tais como evaporação,

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28 purga, arraste mecânico e vazamentos). A torre é aberta à atmosfera e realiza resfriamento por arraste induzido, que envolve evaporação e arraste mecânico; portanto, perdas de água para o ambiente devem ser consideradas. A evaporação da água também torna necessária a realização de uma purga no fundo da torre de resfriamento, de maneira a evitar a concentração de resíduos sólidos. A ultima perda é devido ao arrasto das gotículas de água pelo ar soprado pelos ventiladores (BOYD, 2013). Assim como no sistema de aquecimento, considerou-se que a corrente de purga e possíveis vazamentos nos trocadores de calor da planta principal são encaminhados a um sistema de tratamento.

Figura 2.4 – Fluxograma do sistema de água de resfriamento aberto com recirculação.

Fonte: Adaptado de Seneviratne (2007).

A água resfriada na torre de resfriamento é adicionada à corrente de makeup e pres-surizada em uma bomba antes de ser encaminhada aos processos de troca térmica da planta principal (KIM; SMITH, 2001; TOWLER; SINNOTT, 2012).

O projeto deste sistema de resfriamento depende do dimensionamento da torre, que, por sua vez está estritamente correlacionado com o local em que for instalado, dependendo da umi-dade e temperatura do ar. Estes parâmetros afetam a temperatura de bulbo úmido, indicador quantitativo utilizado para o dimensionamento de uma torre (CHEREMISINOFF; CHEREMI-SINOFF, 1981; TOWLER; SINNOTT, 2012).

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2.4 SIMULAÇÃO COMPUTACIONAL

Os avanços na área computacional permitiram, a partir dos anos 60, a introdução de computadores nas atividades de engenharia. Isto fez com que processos complexos e balanços de massa e energia feitos manualmente por times de engenheiros fossem realizados rapida-mente. Sendo assim, diversas empresas desenvolveram seus próprios softwares para solução dos balanços de massa e energia dos processos químicos. No entanto, o elevado custo associ-ado ao desenvolvimento e constantes atualizações desses programas impulsionou o surgimento de simuladores comerciais, tais como CHEMCAD, ASPEN PLUS, HYSYS, PRO/II e Super-Pro Designer. Estes têm como principal objetivo a criação e solução de um modelo matemático representativo de um processo industrial para testar ou avaliar seu comportamento (DIMIAN et al., 2014; TOWLER; SINNOTT, 2012; TURTON et al., 2012).

Neste trabalho é utilizado o software UniSim R _{Design Suite desenvolvido pela empresa}

Honeywell International Inc. O simulador modela processos em estado estacionário ou tran-siente para sistemas da indústria química, além de permitir o monitoramento de desempenho, análise de problemas, análise econômica e gestão de ativos, gerando resultados robustos e rea-listas dos modelos representativos dos processos (HONEYWELL, 2020).

2.5 PACOTE TERMODINÂMICO

Um pacote termodinâmico é um conjunto de equações (modelos) que descrevem propri-edades físico-químicas e de equilíbrio dos componentes de um sistema (HONEYWELL, 2005). A escolha do pacote termodinâmico pelo operador do software é fundamental para melhor des-crever o comportamento do sistema, uma vez que cada modelo é mais apropriado para diferentes tipos de substâncias e condições operacionais. No entanto, é importante notar que, de maneira geral, modelos termodinâmicos não necessariamente fornecem resultados idênticos aos obtidos experimentalmente (TURTON et al., 2012).

(32)

30

2.6 ANÁLISE ECONÔMICA

Os capital investido em uma planta química é um importante parâmetro para a análise econômica do processo. Os custos de projeto podem ser divididos em duas principais catego-rias: o custos de capital e o custo total de produção (PETERS et al., 2003). Estes dois tipos de custo foram considerados na análise de ecoeficiência deste trabalho, e serão detalhados a seguir.

2.6.1 Custos de capital

O custos de capital ou CAPEX (CAPital EXpenditures) são definidos como os custos fixos no investimento do processo. Neles estão compreendidas todas as despesas com projeto, construção e instalação de uma planta e modificações necessárias no preparo do terreno (TO-WLER; SINNOTT, 2012). Esse capital é dividido em:

• Dentro da Bateria (ISBL–InSide Battery Limits): Representa o custo da planta com equipamentos e itens como válvulas, tubulações, instrumentação etc.

• Fora da bateria (OSBL–OffSide Battery Limits): São modificações e melhorias neces-sárias na infraestrutura do campo da planta como armazéns, iluminação etc.

• Custos com engenharia e construção. • Custos com contingência.

2.6.2 Custo total de produção

O custo total de produção ou OPEX (OPerational EXpenditures) é o capital necessário para operação das atividades da planta (TURTON et al., 2012). O OPEX pode ser dividido nas seguintes categorias::

• Custos variáveis, que variam com a taxa de produção e incluem: matéria prima; tra-tamento de rejeito; utilidades; outros.

• Custos fixos, independem da taxa de produção: manutenção; seguro; taxas com li-cenças; mão de obra.

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2.7 INDICADORES DE ECOEFICIÊNCIA

Indicadores de ecoeficiência ou indicadores chaves de performance são importantes pa-râmetros de planejamento e controle de atividades industriais, permitindo estabelecer, de ma-neira geral, análises transparentes e fundamentadas para tomada de decisões (BADAWY et al., 2016). Essas métricas podem ser divididas em três categorias: ambientais, econômicas e sociais, compreendendo, assim, os principais aspectos da sustentabilidade de um processo (RUIZ-MERCADO et al., 2012; MANGILI; PRATA, 2019a).

No presente trabalho serão analisados dois indicadores ambientais, nomeadamente de água e emissão de CO2, e um indicador econômico, nomeadamente custo específico de energia.

2.7.1 Indicador de consumo de água

A água é um bem necessário para a sobrevivência dos seres vivos. No planeta estima-se que 97,5% da água é salgada e não própria para o consumo direto. Da quantidade remanes-cente de água doce, 30% são águas subterrâneas e apenas 1% se concentra em rios, enquanto o restante é considerado de difícil acesso (ANA, 2020b).

Diante desses fatores, no Brasil foi instituída a lei no 9.433 de 8 de janeiro de 1997, também designada como Lei das Águas. Essa lei tem como objetivo regulamentar os recursos hídricos com a criação do Sistema Nacional de Gerenciamento de Recursos Hídricos (SIN-GREH) (ANA, 2020a). Além disso, esta decreta que a água é um bem de valor econômico, público e um recurso natural limitado (BRASIL, 1997).

No setor industrial, a água tem um papel muito importante, podendo ser utilizada na manutenção, como fluido de troca térmica ou como matéria-prima no processo. Em acordo com as diretrizes propostas pela Lei das Águas, há uma busca constante no setor industrial por maneiras de reduzir o consumo de água. Isto impulsionou a criação de indicadores de ecoeficiência que são aferidos diariamente para o controle do consumo desse líquido de suma importância.

O indicador de consumo de água é definido pela razão entre o consumo de água (uma variável ambiental) e a taxa de produção do processo (uma variável econômica), conforme a

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32 Equação (2.1). Devido a esta definição, o indicador (IH2O) é expresso em termos de metros cúbicos de água consumidos por tonelada de material produzido (PEREIRA et al., 2018).

I_H₂_O= total deagua consumida´ (m 3_/h)

producao total equivalente˜ (t/h) (2.1)

2.7.2 Indicador de emissão de CO2

Desde o início da Revolução Industrial, a concentração de CO2na atmosfera aumentou em 40%, sendo os maiores aumentos observados entre 2002 e 2011. Estima-se, além disso, que a temperatura superficial da Terra aumentou 0,85oC entre 1880 e 2012 e a média global do nível do mar aumentou 0,19 m entre 1901 e 2010 (IPCC; TEAM, 2014). Como consequência disso, a comunidade internacional vem considerando esses acontecimentos como grandes problemas para humanidade, sendo primeiramente posto em 2000 no G20 (BRACHT, 2011).

O setor industrial tem grande participação nessas emissões, sendo aproximadamente 78% das emissões desde 1750 provenientes de processos industriais e queima de combustíveis fósseis (IPCC; TEAM, 2014). Em 2017, estima-se que aproximadamente 23,7% das emissões de CO2 originaram de atividades industriais, somatizando o terceiro maior emissor mundial, como pode ser observado na Figura 2.5 (IEA, 2019).

Em vista deste atual cenário, verifica-se a importância do desenvolvimento de métricas para monitoramento das emissões de CO2 em atividades industriais. De maneira similar, o indicador de emissões de CO2(ICO2) compreende a razão entre as emissões de CO2do processo em tCO2/h e a taxa de produção em t/h conforme a Equação (2.2), possuindo unidade final de

tCO2/t (PEREIRA et al., 2018).

I_CO₂ = total de emissao de CO˜ 2(t/h)

(35)

Figura 2.5 – Emissões de CO2das atividades humanas por setor.

Fonte: Adaptado de IEA (2019).

2.7.3 Indicador de custo específico de energia

No processo de separação da mistura propeno-propano estudado neste trabalho, o con-sumo de energia ocorre principalmente na forma de energia elétrica nas bombas e compressores e de forma térmica com gás natural na caldeira, tendo assim grande influência no desempenho econômico e ambiental do processo (RUIZ-MERCADO et al., 2012).

Para analisar a ecoeficiência dos processos estudados do ponto de vista econômico, escolheu-se o indicador de custo específico de energia (ICEE), definido pela razão entre o custo anual total de energia da planta e o do custo total de produção (CTP), conforme a Equação (2.3).

I_CEE=Custo anual total de energia($/ano)

CT P($/ano) (2.3)

2.7.4 Índice Comparativo de Ecoeficiência

Mediante a definição dos indicadores de ecoeficiência, é visível a necessidade de uma metologia que possibilite a análise de múltiplas alternativas para um processo a partir da conjun-tura de todas essas métricas. Uma alternativa foi proposta pela BASF na forma do mecanismo

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34 de Environmental Fingerprint, no qual os indicadores são organizados e normalizados (em va-lores de 0 a 1) em um gráfico radar, exemplificado na Figura 2.6 (SALING et al., 2002).

Figura 2.6 – Exemplo de um gráfico radar.

No entanto, a metodologia da avaliação da melhor alternativa é feita de maneira geo-métrica, carecendo assim de uma análise quantitativa. Diante disso, foi proposto por Pereira et al.(2018) o Índice Comparativo de Ecoeficiência (ICE). Esse método faz uma comparação das áreas de cada alternativa com a maior área dentre os processos, segundo a Equação (2.4).

ICE(%) = 1 −ST S∗_T × 100 (2.4)

Dado que ST*simboliza o pior cenário ambiental, ou seja, a maior área de todas as alter-nativas e ST representa a área do processo a analisar. Para calcular essas áreas se utiliza a lei dos senos, obtendo-se uma equação geral, descrita pela Equação (2.5).

ST = 0, 5 sin 2π n · I1In+ n−1

∑

i=1 IiIi+1 ! (2.5)

Posto que n é o número total de indicadores de ecoeficiência e Iio valor normalizado de cada indicador i (PEREIRA et al., 2018). Na metodologia ICE, todos os indicadores devem ser escritos na forma de que, quanto menor o resultado, melhor a ecoeficiência.

A metologia de ICE já foi empregada na análise de ecoeficiência de diversos proces-sos na indústria química e petroquímica tais como anidrido maleico (MANGILI et al., 2019),

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acetato de butila (MANGILI; PRATA, 2019b), cumeno (JUNQUEIRA et al., 2018), acetona-metanol (MANGILI et al., 2018), acido acético (CAXIANO et al., 2020), entre outros. Sendo assim, a análise ICE é uma metodologia robusta e confiável para ser aplicação, no presente trabalho.

Cabe ressaltar também que, com três indicadores (mínimo necessário para formar fi-gura geométrica) a disposição dos mesmos não altera o resultado da área da fifi-gura, conforme demonstrado por Mangili et al. (2019c) para análises com quatro ou mais indicadores. Como desvantagem, quanto menor o número de indicadores considerados, menor a abrangência da análise de ecoeficiência. Não obstante, este tipo de estudo é de grande valia na fase projeto ou para modificação de processos existentes, com base em indicadores chave de monitoramento de processos industriais, tais como consumo de água e emissão de CO2, conforme descrito por (PEREIRA et al., 2018).

(38)

C

APÍTULO

3 DESENVOLVIMENTO DO PROCESSO

Este capítulo apresenta uma descrição detalhada dos processos de separação da mistura propeno-propano estudados no presente trabalho. São fornecidas as informações referentes a dimensões dos equipamentos, condições operacionais e vazões e composições molares das correntes de massa, conforme presentes nos trabalhos de Seider et al. (2009) e Seader et al. (2011), adotados como referências principais deste estudo.

Em seguida, são apresentadas as intensificações propostas neste trabalho para cada pro-cesso empregando recompressão de vapor. Em seguida, são descritos os sistemas de geração de vapor e de água de resfriamento da planta de utilidades, bem como as heurísticas e modificações feitas de acordo com as necessidades de cada processo.

Posteriormente, são apresentadas as equações e heurísticas empregadas para estimar os custos de equipamentos e os custos de capital e total de produção.

Ao final, são descritas as expressões utilizadas para cálculo dos indicadores de consumo de água, emissão de CO2 e custo específico de energia, empregados na metodologia do ICE para análise de ecoeficiência.

3.1 PROCESSOS CONVENCIONAIS

Os processos convencionais P1 (SEIDER et al., 2009) e P2 (SEADER et al., 2011) apresentam especificações semelhantes de composição, temperatura e pressão de entrada e saída de destilado e fundo, o que resulta em uma compatibilidade de análise entre os dois processos. Além disso, são utilizados os mesmos parâmetros para especificação para as colunas, isto é: pratos perfurados (sieve trays), com espaçamentos de 0,61 m e eficiência de 100% (SEIDER et

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al., 2009; SEADER et al., 2011).

3.1.1 Processo P1

O processo P1 consiste de 3 etapas: a alimentação (FEED), o processo de armazena-mento e a destilação, conforme ilustrado na Figura 3.1. Para a destilação, são utilizadas duas colunas de 100 pratos, uma vez que, conforme exposto pelos autores de referência (SEIDER et al., 2009), uma única coluna de 200 pratos seria muito grande.

Figura 3.1 – Fluxograma do processo P1 de separação propeno-propano.

Fonte: Adaptado de Seider et al. (2009).

A alimentação do processo consiste em uma corrente de vapor contendo 60% de propeno e 40% de propano, ambos em fração parcial molar, na temperatura e pressão ambiente de 21,11 o_{C e 101,33 KPa. Essa mistura segue para um processo de armazenamento, no qual é feita} uma compressão em estágios, utilizando condensadores para controle da temperatura do fluido.

(40)

38 A mistura é armazenada à temperatura de 52,05oC e pressão de 2027,07 kPa. No tanque de armazenamento existe uma corrente de vento como alívio para situações atípicas.

Em seguida, a mistura é pressurizada na bomba B-1 a 2068 kPa e é encaminhada para o processo de destilação. A primeira coluna (T-1) recebe o fluido no seu 62o estágio e possui pressões de fundo e de topo de 2068,43 kPa e 1999,48 kPa, respectivamente. O líquido do primeiro estágio da coluna T-1 é encaminhado para o refervedor do sistema de colunas, que opera a uma temperatura de 57,67oC, enquanto o vapor de topo é direcionado para o primeiro estágio da coluna T-2.

A coluna T-2 opera com pressão de fundo de 1999,48 kPa e topo de 1930,53 kPa. O produto de fundo da coluna T-2 é redirecionado à coluna T-1 por meio da bomba B-2, enquanto o vapor do topo é direcionado para um condensador de refluxo total, que opera a uma temperatura de 46,66oC com razão de refluxo de 15,9.

Os produtos do sistema de colunas têm especificações de 99% propeno e 1% propano num total de 159,21 kmol/h de destilado como vapor saturado e 5,02% propeno e 94,98% propano num total de 112,94 kmol/h de produto de fundo como líquido saturado.

3.1.2 Processo P2

O processo P2 é o mais simples dentre as alternativas estudadas, possuindo apenas uma coluna de destilação na configuração proposta por Seader et al. (2011). Neste trabalho, vi-sando uma comparação mais justa com a configuração P1, ao processo P2 foi adicionado um sistema de alimentação e armazenamento similar ao do processo anterior, ajustado de acordo com as condições operacionais apresentadas por Seader et al. (2011). O fluxograma adaptado da configuração P2 está descrito na Figura 3.2.

A corrente de alimentação do trabalho de Seader et al. (2011) foi introduzida no sistema de armazenamento nas mesmas condições operacionais da alimentação do processo P1. Além disso, no tanque, para situações atípicas. Não houve necessidade de incluir uma bomba na entrada da coluna, uma vez que as especificações propostas em Seader et al. (2011) já foram obtidas.

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opera em pressões de 2069 kPa e 1931 kPa no fundo e no topo, respectivamente. Figura 3.2 – Fluxograma do processo P2 de separação propeno-propano.

Fonte: Adaptado de Seader et al. (2011).

O trocador COND-T1 é um condensador parcial que resfria o produto de topo até 45,85oC, sendo realizado um refluxo de 2293 kmol/h. No fundo da coluna está posicionado um refervedor que aquece o fluido a uma temperatura de 57,75oC.

As correntes da saída da torre T-1 são removidas no estado de líquido saturado e possuem especificações de 98,99% propeno e 1,01% propano num total de 159,2 kmol/h no destilado e 5,04% propeno e 94,96% propano num total de 113,0 kmol/h no produto de fundo.

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40 3.2 PROPOSTAS DE INTENSIFICAÇÃO

Nessa seção são apresentadas as intensificações de processo por recompressão de va-por projetadas com base em seus processos convencionais. As propostas de intensificação dos processos P1 e P2 foram denominadas de RVP1 e RVP2, respectivamente.

A recompressão de vapor foi empregada nos processos de referência de acordo com as condições operacionais e configurações dos equipamentos de cada tecnologia. Os ajustes feitos nas duas plantas incluem a troca dos refervedores por trocadores de calor casco e tubos (para permitir a troca térmica entre os produtos de fundo e de topo das colunas) e e a adição dos compressores para aquecimento das correntes de topo. Além disso, em ambas as propostas, a temperatura para o produto de fundo é atingida sem o uso de utilidades de troca térmica.

Além disso, foi desprezada a perda de carga nos novos trocadores casco e tubos, estipu-lando-se também uma diferença mínima de 10oC entre as correntes, segundo a heurística de Walas (1990), evitando que os trocadores sejam projetados com elevadas áreas de troca térmica, o que aumentaria o custo de aquisição.

3.2.1 Recompressão de vapor do processo P1 (RVP1)

O fluxograma da intensificação proposta para o processo P1 é ilustrado na Figura 3.3. No processo, foi substituído o condensador e o refervedor das colunas por um compres-sor e um trocador casco e tubos, por motivos mencionado na introdução da seção 3.2. Além disso, adicionaram-se a válvula V-1, que permite o controle da pressão de saída do trocador para o produto de topo, o condensador C-3, que propicia o ajuste da temperatura do fluido destilado, e os vasos flash F-2 e F-3, que possibilitam, respectivamente, a separação do produto de fundo da corrente de boilup e o refluxo de topo total com retirada do produto de topo saturado.

Para as correntes de entrada, saída e armazenamento do processo foram consideradas as especificações anteriormente descritas para o processo P1.

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Figura 3.3 – Fluxograma da proposta de intensificação RVP1.

3.2.2 Recompressão de vapor do processo P2 (RVP2)

O fluxograma da intensificação proposta para o processo P2 é ilustrado na Figura 3.4. De maneira similar à intensificação RVP1, substituíram-se o refervedor e o condensador da coluna por um trocador casco e tubos e um compressor, além da adição de uma válvula (V-2), um condensador (C-3) e um vaso flash (F-2). Ao contrário da proposta RVP1, não foi necessário um vaso flash para separar as fases líquida e vapor do produto de topo, pois é realizada a condensação total desta corrente.

As correntes de entrada e saída da destilação permanecem com as mesmas especifica-ções anteriormente apresentadas para o processo P2.

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42 Figura 3.4 – Fluxograma da proposta de intensificação RVP2.

3.3 PACOTE TERMODINÂMICO

Conforme descrito na seção 2.5, o pacote termodinâmico é muito importante para a simulação, pois sua escolha ditará o comportamento do processo. Sendo assim, torna-se neces-sário analisar os componentes do sistema (TURTON et al., 2012).

Uma vez que o propeno e o propano são as únicas substâncias presentes nos proces-sos estudados no presente trabalho, escolheu-se como modelo termodinâmico o da equação de Soave–Redlich–Kwong (SRK). Esse pacote pode ser aplicado para uma gama de compostos apolares, como é o caso do propeno e propano. O modelo foi originalmente proposto por Re-dlich–Kwong, sendo posteriormente modificado por Soave (1972) mediante a troca do termo a/T0.5por uma função a(T ), resultando na Equação (3.1) para componentes puros.

P= RT v− b−

a(T )

v(v + b) (3.1)

(45)

parâmetros específicos para cada componente.

Na literatura há exemplos da aplicação do pacote SRK em outros métodos de intensifi-cação para a separação de propeno e propano, como observado em Mauhar et al. (2004) e Ho et al.(2009), o que corrobora sua seleção para as simulações do presente trabalho.

3.4 PLANTAS DE UTILIDADES

Nesta seção são apresentadas as heurísticas e alterações feitas, de acordo com a demanda dos processos de destilação, nos sistemas da planta de utilidades apresentados na seção 2.3.

3.4.1 Sistema de geração de vapor

Nos processos de destilação de propeno e propano, o vapor de água é utilizado como fluido de aquecimento nos refervedores das colunas. A simulação do sistema de geração de vapor tem como intuito determinar o consumo de água e as emissões de CO2de cada processo. Para isso foram estipuladas algumas heurísticas que descrevem suas especificações de acordo com sua pressão, como foi retratado na seção 2.3.1. As heurísticas adotadas para as condições operacionais dos vapores de baixa, média e alta estão representadas na Tabela 3.1.

Tabela 3.1 – Heurísticas para as condições operacionais do vapor. Nível de pressão do vapor Pressão (kPa) Temperatura (oC) Vapor de baixa pressão (lps) 451,3 - 711 148 - 166 Vapor de média pressão (mps) 1101 - 1651 184 - 202

Vapor de alta pressão (hps) 4201 254

Fonte: Adaptado de Turton et al. (2012).

As correntes de fundo dos processos de separação estudados atingem um valor máximo de temperatura de 60oC. Isto permite que seja utilizado como fluido de aquecimento apenas o vapor de baixa pressão (451,3 kPa e 148oC). Ademais, a condição respeita a heurística de Walas (1990) de 10oC de diferença mínima de temperatura entre as correntes nos trocadores de calor. Dessa maneira, o fluxograma do sistema de geração de vapor foi adaptado da Figura 2.3 para os processos estudados conforme a Figura 3.5.

(46)

44 vapor. Esses valores foram utilizados nas simulações no software UniSim R_{. Na caldeira foi}

considerada uma eficiência de 80% (USA, 1989).

Figura 3.5 – Fluxograma do sistema de geração de vapor.

Tabela 3.2 – Heurística dos valores de perdas em um sistema de geração de vapor.

Correntes Valor da heurística Referência

Perdas pelo tratamento 1% Turton et al. (2012)

Purga 2% Seneviratne (2007)

Retorno de condensado 80% Boyd (2013)

Purga do desareador (Vent) 0,2% da vazão de entrada EERE (2015)

3.4.2 Sistema de água de resfriamento

A água de resfriamento é utilizada como fluido de troca térmica nos resfriadores e con-densadores dos processos estudados. O fluxograma do sistema desenvolvido para esta utilidade, pode ser observado na Figura 2.4 e as heurísticas utilizadas na simulação computacional são de-talhadas na Tabela 3.3.

(47)

Tabela 3.3 – Heurística do sistema de água de resfriamento.

Propriedades Valor da heurística Referência

Temperatura de entrada da torre 40oC Turton et al. (2012) Temperatura de saída da torre 30oC Turton et al. (2012) Pressão de entrada nos trocadores 500 kPa Turton et al. (2012)

Purga 3% da vazão no sistema Turton et al. (2012)

Perdas por evaporação/arraste 1% da vazão no sistema Smith (2005) Perdas do processo 1% da vazão no sistema Seider et al. (2009)

As fontes de perda foram especificadas nas simulações conforme as referências apre-sentadas. Para a temperatura de entrada na torre, é seguida a heurística de Turton et al. (2012), que considera uma faixa de 40-45oC. Como os condensadores das colunas de destilação dos processos atuam na temperatura de 46,66oC, foi considerada a temperatura de 40oC, visando a maior aproximação possível à heurística de diferença mínima de 10oC entre as correntes nos trocadores de calor.

3.5 ANÁLISE ECONÔMICA

Nessa seção são apresentadas as expressões e heurísticas de custo de cada equipamento, custos de capital e custo total de produção.

3.5.1 Custo de equipamento

Os custos de cada equipamento podem ser estimados por equações parametrizadas, como uma técnica consistente para a análise de preços (SEIDER et al., 2009). A seguir são apresentadas as equações adotadas para os custos de bombas associados aos seus motores elé-tricos, compressores, trocadores casco e tubos, caldeiras, torres de destilação, torres de resfri-amento, vasos flash e sistemas de tratamento de água (LOPES et al., 2018). Além disso, será descrito o índice usado para a correção dos custos de cada equipamento.

(48)

46 3.5.1.1 Índice de custo

O índice de custo é um método usado para corrigir os custos de equipamentos de acordo com a variação temporais que este sofrem. A expressão para o Índice de Custo de Planta Química ou CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index), utilizado neste trabalho, é apre-sentada na Equação (3.2) (PETERS et al., 2003).

Custo presente= Custo original

Índice no tempo presente

Índice no tempo que o custo original f oi obtido

(3.2)

As equações apresentadas no livro de Seider et al. (2009) encontram-se ajustadas para um CEPCI de valor igual a 500. Neste trabalho, adotou-se para ajuste ao tempo presente o CEPCI médio anual de 2019 igual a 607,5 (JENKINS, 2020).

3.5.1.2 Bombas

O custo das bombas é descrito pela Equação (3.3) (SEIDER et al., 2009).

C_PB= F_TF_MC_B (3.3)

• CPB: custo da bomba.

• FT: fator de tipo, com possíveis valores de 1,00 para intervalo de vazões de 50-900 gpm e head (altura manométrica) da bomba de 50-400 ft a 3600 rpm, 1,50 para intervalo de vazões de 50-3500 gpm e head da bomba de 50-200 ft a 1800 rpm e 2,00 para intervalo de vazões de 250-5000 gpm e head da bomba de 50-500 ft a 1800 rpm. • FM: Fator de material sendo escolhido o aço inoxidável representando o valor de 2,00. • CB: Custo base definido pela Equação (3.4).

CB= exp{9, 7171 − 0, 6019[ln(S)] + 0, 0519[ln(S)2]} (3.4) • S: fator de tamanho definido pela Equação (3.5).

S= V (H)0,5 (3.5)

(49)

• H: Head da bomba em ft.

Para as bombas, também é necessário levar em consideração o custo do motor elétrico (SEIDER et al., 2009). A Equação (3.6) define seu valor.

CPE = FTCBE (3.6)

• CPE: custo do motor elétrico.

• FT: fator de tipo, com possíveis valores de 1,00 para 3600 rpm e 0,90 para 1800 rpm em motores abertos utilizados no bombeamento de água e 1,8 para 3600 rpm e 1,7 para 1800 rpm em motores resistente a explosão, que foram considerados para o bombeamento da mistura propeno/propano.

• CBE: Custo base do motor elétrico definido pela Equação (3.7). C_BE = exp{5, 8259 + 0, 13141[ln(PC)] + 0, 053255[ln(PC)2]

+0, 028628[ln(PC)3] − 0, 0035549[ln(PC)4]}

(3.7)

• PC: Potência consumida em Hp definida pela Equação (3.8). PC= PB ηM = QHρ 33000ηPηM (3.8) • PB: A potência de frenagem da bomba em Hp.

• ηM: A eficiência fracionária do motor elétrico definida pela Equação (3.9). • ρ: A massa específica do fluido.

• ηP: A eficiência fracionária da bomba definida pela Equação (3.10).

ηM = 0, 80 + 0, 0319(lnPB) − 0, 00182(lnPB)2 (3.9)

ηP= −0, 316 + 0, 24015(lnQ) − 0, 01199(lnQ)2 (3.10)

No cálculo do custo total da bomba com o motor elétrico (CT) é usado a Equação (3.11).

(50)

48 3.5.1.3 Compressores

O custo dos compressores é descrito pela Equação (3.12) (SEIDER et al., 2009).

CP= FDFMCB (3.12)

• CP: custo do compressor.

• FD: Fator de acionamento do motor elétrico, que para o trabalho foi considerado 1,15 para acionador de turbina de vapor.

• FM: Fator de material sendo escolhido o aço inoxidável representando o valor de 2,5. • CB: Custo base definido pela Equação (3.13).

C_B= exp{7, 5800 + 0, 80[ln(PCo)]} (3.13) • PCo: Potência no compressor centrífugo válido para 200 a 30000 Hp.

3.5.1.4 Trocadores casco e tubos

O custo do trocador casco e tubos é descrito pela Equação (3.14) (SEIDER et al., 2009).

CP= FPFMFLCB (3.14)

• CP: custo do trocador casco e tubos.

• FP: fator de pressão definido pela Equação (3.15). • FM: Fator de material definido pela Equação (3.16).

• FL: Fator de comprimento, cujo valor é de 1,12 considerando-se um comprimento de 12 ft.

• CB: Custo base definido pela Equação (3.19). F_P= 0, 9803 + 0, 018 P 100 + 0, 0017 P 100 2 (3.15) • P: Pressão no casco do trocador, a equação é aplicável entre 100 e 2000 psig.

F_M = c + A 100 d (3.16)

(51)

• A: A área do trocador de calor definido pela Equação (3.17).

• c e d: São parâmetros relacionados ao material dos trocadores, iguais a c = 1, 75 e d= 0, 13 considerando-se o uso de aço inoxidável.

A= Q

U· ∆TLMT D

(3.17) • Q: Taxa de troca térmica em Btu/h.

• U: Coeficiente global de troca térmica que para o trocador com hidrocarbonetos leves foi considerado igual a 140 Btu/oF ft2h (PERRY et al., 2008).

• ∆TLMT D: A diferença de temperatura média logarítmica definida pela Equação (3.18). ∆TLMT D=

(TQ1− TF2) − (TQ2− TF1) lnTQ1−TF2

TQ2−TF1

(3.18)

• TQ1: Temperatura de entrada do terminal quente emoF. • TQ2: Temperatura de saída do terminal quente emoF. • TF1: Temperatura de entrada do terminal frio emoF. • TF2: Temperatura de saída do terminal frio emoF.

C_B= exp{11, 667 − 0, 8709[ln(A)] + 0, 09005[ln(A)2]} (cabeça f lutuante) C_B= exp{11, 967 − 0, 8709[ln(A)] + 0, 09005[ln(A)2]} (Evaporador Kettle)

(3.19)

3.5.1.5 Caldeiras

O custo da caldeira é descrito pela Equação (3.20) (SEIDER et al., 2009).

C_P= 0, 367Q0,77 (3.20)

• Q: Taxa de transferência de calor em Btu/h.

3.5.1.6 Torres de destilação

O custo de uma torre de destilação está baseado em dois custos: o vaso somado aos pratos no seu interior. O dimensionamento do vaso é descrito pela Equação (3.21) (SEIDER et