Caldo de cana

UNIVERSIDADE REGIONAL DE BLUMENAU
CENTRO DE CIÊNCIAS TECNOLÓGICAS
DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA
MAIARA FERNANDA GONÇALVES HOLZ
PRODUÇÃO DE ÁLCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR
BLUMENAU
2010

PRODUÇÃO DE ALCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR
Trabalho de Conclusão de Curso
apresentado à disciplina de Planejamento
e Projeto da Indústria II, da Universidade
Regional de Blumenau como requisito
parcial para conclusão do curso de
Engenharia Química.
Orientador: Dirceu Noriler
BLUMENAU
2010

PRODUÇÃO DE ÁLCOOL A PARTIR DO CALDO DA CANA DE AÇÚCAR
Trabalho de Conclusão de Curso
apresentado à disciplina de Planejamento
e Projeto da Indústria II, da Universidade
Regional de Blumenau como requisito
parcial para conclusão do curso de
Engenharia Química, aprovado pela
banca formada por:
Aprovado em: ___/___/____
Presidente: Prof. Dirceu Noriler, Dr. – Orientador, IES
Membro: Prof. Lorena Benathar Ballod Tavares, Dr., IES

AGRADECIMENTOS
À Deus, por Ele ter me dado o dom da vida, me guiado e dado forças e
determinação ao longo desses cinco anos;
Aos meus pais, Marcos Holz, Laurita Gonçalves e Fernanda da Silva Holz,
por terem me dado ensinamentos a seguir em frente, superar os obstáculos e nunca
desistir, pelo incentivo, amor, compreensão, amizade durante esses longos cinco
anos;
Aos meus irmãos, João Paulo Gonçalves, Nikolas Holz e Gabriella
Gonçalves, por todo o amor, carinho e compreensão;
Ao meu noivo, Carlos Eduardo Goll, que me apoiou e acreditou em meu
potencial durante essa longa etapa da vida;
Aos meus amigos, Mariela, Pollyane, Carolini, Sabrina, Rudiney pelo
companheirismo, compreensão perante as diversas dificuldades que encontramos
nesses cinco anos;
As minhas “irmãs”, Fernanda e Elisandra, por mesmo de longe, estarem
sempre ao meu lado, torcendo e apoiando meus estudos.
A todos os meus familiares, por sempre prestativos, me ajudarem quando
possível e entenderem o quão difícil foi esse curso;
Aos mestres e professores, que sempre estiveram prontos para nos ensinar e
ter paciência enquanto persistimos em errar;
Aos meus colegas das Usinas em que visitei, por terem me recebido e pelas
importantes contribuições neste trabalho de conclusão de graduação;
A todos os colegas de classe e curso pelos momentos compartilhados.

“Viver é acalentar sonhos e esperanças,
fazendo da fé a nossa inspiração maior. É
buscar nas pequenas coisas, um grande
motivo para ser feliz!”
Mário Quintana

6
SUMÁRIO
LISTA DE FIGURAS..............................................................................................................................8
LISTA DE TABELAS .............................................................................................................................9
RESUMO ...............................................................................................................................................10
INTRODUÇÃO......................................................................................................................................11
1.1 OBJETIVOS..........................................................................................................................12
1.2 OBJETIVO GERAL ..............................................................................................................12
1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS...............................................................................................12
2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA.......................................................................................................13
2.1 HISTÓRICO ..........................................................................................................................13
2.2 CLASSIFICAÇÃO DA CANA DE AÇÚCAR ......................................................................14
2.3 COLHEITA ............................................................................................................................16
2.4 LAVAGEM DA CANA...........................................................................................................17
2.5 PREPARO DA CANA...........................................................................................................18
2.6 EXTRAÇÃO DO CALDO.....................................................................................................18
2.7 EMBEBIÇÃO.........................................................................................................................20
2.8 PENEIRAMENTO.................................................................................................................20
2.9 TRATAMENTO DO CALDO ...............................................................................................20
2.10 TRATAMENTO QUÍMICO...................................................................................................21
2.11 FLASHEAMENTO................................................................................................................22
2.12 DECANTAÇÃO.....................................................................................................................23
2.13 CONCENTRAÇÃO E ESTERILIZAÇÃO DO CALDO......................................................24
2.14 FERMENTAÇÃO..................................................................................................................24
2.15 PREPARO DO MOSTO.......................................................................................................27
2.16 PREPARO DO FERMENTO...............................................................................................27
2.17 RECUPERAÇÃO DO FERMENTO....................................................................................28
2.18 DESTILAÇÃO .......................................................................................................................29
3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO...................................................................................................32
3.1 ETAPAS DO PROCESSO ..................................................................................................33
3.1.1 Aquecimento.....................................................................................................................33

7
3.1.2 Decantação ......................................................................................................................34
3.1.3 Filtração ............................................................................................................................35
3.1.4 Concentração e esterilização.........................................................................................36
3.1.5 Fermentação ....................................................................................................................36
3.1.6 Centrifugação...................................................................................................................37
3.1.7 Destilação .........................................................................................................................37
CRONOGRAMA DE TRABALHO......................................................................................................39
4 PRINCIPAIS RESULTADOS ......................................................................................................40
4.1 DIAGRAMA DE BLOCOS ...................................................................................................40
4.2 ESCOPO DO PROCESSO .................................................................................................41
4.3 CAPACIDADE PRODUTIVA...............................................................................................41
4.4 DADOS DO BALANÇO DE MASSA ..................................................................................41
4.5 DADOS DO BALANÇO DE ENERGIA ..............................................................................42
4.6 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DOS EQUIPAMENTOS.........................................43
4.6.1 Trocadores de Calor........................................................................................................43
4.6.2 Coluna de Destilação......................................................................................................43
4.7 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO....................................................44
CONCLUSÃO .......................................................................................................................................46
REFERÊNCIAS.....................................................................................................................................47

8
LISTA DE FIGURAS
Figura 1: Seqüência de reações enzimáticas de fermentação alcoólica (Lima et al, 2008).. 26
Figura 2: Esquema simplificado do processo de Melle-Boinot de fermentação (Dias,
2008) ................................................................................................................................... 29
Figura 3: Destilação do álcool (Albuquerque et al, 2008)..................................................... 31
Figura 4: Diagrama de processo de fabricação de álcool hidratado..................................... 32
Figura 5: Decantador convencional de uma indústria sucroalcooleira (Brumazi, 2009). ...... 35
Figura 6: Diagrama de Blocos do Processo......................................................................... 40

9
LISTA DE TABELAS
Tabela 1: Composição da cana de açúcar........................................................................... 15
Tabela 2: Principais constituintes da cana de açúcar .......................................................... 15
Tabela 3: Composição média dos caldos de cana de açúcar .............................................. 21
Tabela 4: Teor médio de sólidos solúveis nos caldos de cana de açúcar............................ 21
Tabela 5: Cronograma de Trabalho..................................................................................... 39
Tabela 6: Dados balanço de massa Coluna de Destilação .................................................. 42
Tabela 7: Dados do balanço de energia, quantidade de vapor e água necessários ............ 42
Tabela 8: Áreas dos trocadores de calor ............................................................................. 43
Tabela 9: Principais parâmetros da Coluna de Destilação................................................... 44
Tabela 10: Principais dados da tubulação ........................................................................... 45

10
RESUMO
Este estudo descreve as etapas da produção de álcool, a partir do caldo da
cana de açúcar. A indústria sucroalcooleira tem mostrado sua importância na
economia do País, devido ao crescimento dos biocombustíveis, principalmente em
frente ao mercado externo, favorecendo assim, o aumento das divisas em
exportações. Para a realização do trabalho, procedeu-se um levantamento
bibliográfico sobre a história da cana de açúcar e seu produto após a destilação, o
álcool. Buscou-se conhecer as principais etapas necessárias para o tratamento da
cana até a obtenção do álcool. Destacou-se principalmente a etapa de destilação,
onde foram calculados os principais parâmetros.
Palavras chaves: Cana de açúcar; Álcool; Destilação.

11
INTRODUÇÃO
Os primeiros testes utilizando álcool combustível adicionado a gasolina foram
realizados em 1925. Após essa aprovação, foi decretada a Lei nº 737,
estabelecendo que fosse obrigatória a adição de álcool a gasolina produzida no
País. Como conseqüência disso, o Brasil tem produzido álcool a partir da cana de
açúcar em larga escala, desde o ano de 1975, quando foi lançado o Programa
Nacional do Álcool (Proálcool). Esse programa tinha como objetivo introduzir no
mercado a mistura gasolina/álcool e incentivar o desenvolvimento de plataformas
veiculares movidas a álcool. Até o ano de 2005, o Brasil era o maior produtor
mundial, mas como houve um crescente interesse mundial nos biocombustíveis
como aditivo a gasolina, a produção brasileira foi caindo.
Com crescente busca de novas opções de combustíveis, devido ao aumento
no preço do barril de petróleo e da preocupação mundial com relação à redução da
emissão dos gases, vem crescendo mundialmente o interesse em biocombustíveis.
O Brasil é o maior produtor mundial da cana de açúcar, que é a matéria prima mais
eficiente para a produção de álcool.
O álcool nas indústrias brasileiras é produzido a partir da fermentação da
glicose e da frutose, que são obtidas da sacarose que está presente na cana de
açúcar. Existem outras matérias primas para a produção de álcool, como beterraba,
extrato de mandioca, do arroz, do milho entre outras.
A cana de açúcar, além de ser matéria prima para produção do álcool,
também é a matéria prima para a produção do açúcar, tendo como subproduto o
bagaço da cana, que pode ser utilizado para a produção de vapor e energia elétrica
através da sua queima em caldeiras.

12
1.1 OBJETIVOS
O objetivo desse trabalho de conclusão de curso foi aprimorar os
conhecimentos de produção de álcool hidratado.
1.2 OBJETIVO GERAL
Projetar uma unidade de destilação de álcool com a capacidade de 50.000L
por dia.
1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS
São fundamentais para que possa atingir de forma o objetivo geral, sendo
assim segue os seguintes objetivos.
a) Realizar um estudo sobre a produção de álcool a partir da cana de açúcar;
b) Apresentar o diagrama de blocos e o fluxograma de processo;
c) Calcular os balanços de massa e energia para a capacidade definida;
c) Demonstrar e dimensionar os equipamentos utilizados;
d) Mostrar os materiais utilizados na coluna de destilação.

13
2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
2.1 HISTÓRICO
Desde o descobrimento do Brasil, as indústrias de açúcar e álcool estiveram
sempre atreladas umas as outras. Conforme Lima (et al, 2001), as primeiras mudas
de cana de açúcar foram trazidas da Ilha da Madeira em 1532 e na Capitania de
São Vicente foi montado o primeiro engenho de açúcar do País. Por alguns séculos
as bebidas destiladas foram o único álcool produzido, sendo que primeiramente
transformava o melaço residual da fabricação do açúcar em cachaça e diretamente
da garapa fermentada produzia-se a aguardente.
Lima (et al, 2001), afirma que a indústria de álcool teve seu início na Europa,
nos meados do século 19, sendo que neste mesmo século iniciou-se a produção de
etanol no Brasil, com o que restava da fabricação do açúcar, o melaço.
Alguns países como a Alemanha e a França contribuíram significativamente
com o desenvolvimento das técnicas de fermentação alcoólica, da destilação e dos
aparelhos de destilação. O álcool não era apenas utilizado como bebidas, mas
também para fins farmacêuticos, produtos químicos, combustão e etc. Outro grande
acontecimento que ajudou no desenvolvimento do álcool foi a I Guerra Mundial.
Naquela época, começou-se a utilizar o álcool como combustível líquido de motores
de explosão.
Na crise de 1929, onde as economias de todos os países, inclusive a
indústria açucareira no Brasil, não ficaram de fora, sobrava açúcar e cana e
faltavam divisas para a aquisição de combustível líquido. Em 1931, quando
foi instalada a primeira destilaria de álcool anidro, o governo federal
estabeleceu a obrigatoriedade de 5% de etanol na gasolina (Decreto
19.717), para melhorar a importação de combustível e a lavoura canavieira.
(LIMA, 2001 p. 7)

14
Por muito tempo faltou álcool para misturar a gasolina. Já na guerra 1939 a
1945, utilizou-se álcool como o principal combustível, devido à falta da gasolina.
Assim que a guerra foi cessada, a gasolina voltou como primeira opção e o
combustível alternativo perdeu novamente seu valor. Mesmo assim, continuou
sendo adicionando álcool a gasolina em larga escala.
Com a crise do petróleo em 1974, fez com que o Brasil desse início a uma
nova fase na produção de etanol.
Ortolan (apud Marques et al, 2006) afirma que:
O etanol, derivado da cana de açúcar, figura como a alternativa energética
que mais atende às preocupações das economias mundiais: é renovável,
polui menos e, principalmente, pode reduzir a dependência do petróleo, cuja
era, sabidamente, está chegando ao fim.
Com as novas pesquisas tecnológicas, as destilarias começaram a produzir
mais álcool, pois os novos automóveis passaram a ser abastecidos somente com
álcool e também para misturar a toda gasolina usada no país. Com o crescimento
da utilização do combustível alternativo, os canaviais aumentaram, as destilarias se
modernizaram, gerou-se um grande número de empregos diretos e indiretos e uma
evolução na fabricação de motores para esse tipo de combustível.
2.2 CLASSIFICAÇÃO DA CANA DE AÇÚCAR
De acordo com Marafante (1993), a cana de açúcar pertence ao gênero
Saccharium, da família das gramíneas. A cana de açúcar é formada por um sistema
radicular que tem capacidade de absorção de água e nutrientes (pêlos absorventes)
e também, a função de sustentação da planta. O colmo, haste principal, é onde
nascem numerosas raízes adventícias e ramos secundários, em algumas situações.
O colmo é cilíndrico, geralmente ereto e fibroso, constituído de nós e entrenós
(gomos). A sacarose é estocada predominantemente nos colmos da planta onde

15
contém cerca de 90% de suco, sendo que se extrai apenas 10 a 20% de açúcar. O
açúcar é produzido e armazenado pela própria planta, cabendo a indústria realizar
sua extração, purificação, e no caso do álcool, sua transformação. A composição
básica da cana de açúcar é apresentada na Tabela 1.
Tabela 1: Composição da cana de açúcar
Componente Teor (% em massa)
Sólidos Solúveis 12 a 23
Fibras (base seca) 8 a 14
Água
Açúcares
65 a 75
11 a 18
Fonte: COOPERSUCAR, 2009
Na Tabela 2 é apresentada a composição dos sólidos solúveis que estão
presentes na cana de açúcar.
Tabela 2: Principais constituintes da cana de açúcar
Constituintes Sólidos Solúveis (%)
Açúcares
Sacarose
75 a 93
70 a 91
Glicose
Frutose
2 a 4
2 a 4
Sais
Ácidos inorgânicos
Ácidos orgânicos
Proteínas
Amido
Gomas
Ceras e Graxas
Corantes
3,0 a 5,0
1,5 a 4,5
1,0 a 3,0
0,5 a 0,6
0,001 a 0,05
0,3 a 0,6
0,05 a 0,15
3,0 a 5,0
Fonte: COOPERSUCAR, 2009
A partir desse breve histórico da cana de açúcar, é descrito o processo de
fabricação de álcool.

16
2.3 COLHEITA
É de extrema importância o trabalho em conjunto entre a lavoura e a
indústria, de forma que sejam programadas as etapas de corte, escolha de
variedades adequadas, com maiores teores de sacarose e o processamento quase
que imediato, para evitar deterioração e perdas de açúcar.
O tipo de colheita da cana de açúcar pode modificar a produção e
longevidade da cultura, do solo, do meio ambiente, etc. A colheita da cana pode ser
feita manual ou utilizando-se colhedeiras mecânicas. No caso da colhedeira manual,
é necessária a queima da cana, onde com a queima elimina a matéria seca e
aumenta a concentração de gás carbônico na atmosfera, o que acaba contribuindo
com o efeito estufa e diminuindo a matéria orgânica no solo. O decreto de Lei
Estadual 47.700, de 11 de março de 2003, regulamenta a Lei Estadual 11.241, de
19 de setembro de 2002 que determinou prazos para a eliminação gradativa do
emprego do fogo para despalha da cana-de-açúcar nos canaviais paulistas, sendo
de grande interesse agrícola e ecológico, estabelecendo prazos, procedimentos,
regras e proibições que visam a regulamentar as queimas em práticas agrícolas.
A colhedeira mecanizada, já muito utilizada nos sistemas de produção do
Brasil, é um processo sem queima, onde as folhas, as bainhas, colmos são
cortados, triturados e lançados sobre o solo formando uma cobertura de resíduo
vegetal no solo.
O transporte de cana do campo até a usina é predominantemente do tipo
rodoviário, com o emprego de caminhões, que carregam a (cana inteira) ou cana
picada (colheita mecânica).
A colheita da cana deve seguir controle de tráfego de caminhões e
colhedeiras e planejamento dos canaviais, de modo a reduzir o tempo de espera
entre a colheita e o processamento, o que diminui a contaminação bacteriana e a
formação de dextranas. O armazenamento da cana não deve ser realizado pelos
mesmos motivos, e um controle rigoroso deve ser feito de modo a evitar filas de
caminhões transportando a cana no pátio da usina de acordo com Dias (2008).
O estoque da cana não pode ser excessivo, pois dificulta a retirada da cana

17
mais velha, gerando problemas no processamento e perdas de açúcar por
decomposição bacteriológica. A cana picada não pode ser estocada, ela deve ser
descarregada imediatamente nas esteiras e enviadas ao processo de moagem.
2.4 LAVAGEM DA CANA
Dias (2008) afirma que a cana de açúcar depois de colhida contém pedaços
de terra e algumas outras impurezas, que ajudam aumentar a proliferação de
microorganismos e conseqüentemente à fermentação que podem prejudicar o
processo de produção do álcool e açúcar. Como a sua chegada na usina não passa
por nenhum processo de lavagem, é necessário que a cana seja lavada antes de ir
para a moagem.
Existem 2 tipos de processos de limpeza da cana. Um deles é onde a cana é
descarregada em mesas ou esteiras de alimentação das moendas onde passa por
um sistema de limpeza de água em circuito fechado. Essa água remove certa
quantidade de terra da cana, e após sua decantação ela é reutilizada na limpeza. Há
desvantagem nesse processo de limpeza com água na cana, como geralmente ela
chega picada nas esteiras, pode se perder até 2% dos açúcares da cana. Outro
método de limpeza da cana utilizado é um sistema a seco, nele são utilizados
ventiladores que promovem a separação de partículas minerais por meio de
separadores ou mesas com fundo perfurado nos quais a cana é revolvida. A cana já
limpa passa por mesas de distribuição onde é nivelada por meio de facas rotativas
chamada de niveladora. Após essas facas niveladoras, ela passa por facas
cortadoras, onde as mesmas retalham, cortam e picam a cana. A cana segue por
uma esteira, onde nela é contido um eletroímã, que retira eventuais materiais
metálicos presentes na cana.

18
2.5 PREPARO DA CANA
Conforme Marafante (1993) a cana é constituída por uma parte dura (casca e
nós) que contém cerca de 15% do caldo e a parte mole (medula) contém 85% de
todo o suco extraído.
O objetivo do preparo da cana é reduzir a resistência da parte dura da cana
para facilitar a moagem e romper as estruturas dos vasos celulares da medula, parte
mole da cana, aumentando assim a extração. Para Payne (1990), o preparo da cana
significa a liberação de alta porcentagem de caldo da estrutura celular da cana, sem
a redução da fibra tal que comprometa a alimentação do terno.
O preparo da cana resume-se em picar e desintegrar a cana para a extração
do caldo que é rico em açúcares. Essa etapa é muito importante, pois ajuda na
extração do caldo para a moagem, na capacidade das moendas e na produção de
um bagaço melhor. Em algumas usinas, são utilizadas facas rotativas e
desfibradores nesta etapa. Não é necessária a utilização dos dois equipamentos,
mas garante um melhor rendimento para a moagem, podendo chegar em até 94%.
2.6 EXTRAÇÃO DO CALDO
A extração do caldo é um processo de esmagamento da cana de açúcar, ou
seja, é um processo físico de separação da fibra (bagaço), geralmente podendo ser
executado de duas formas: através dos ternos de moenda ou por lixiviação em
difusores.
Na extração por moagem, a separação é feita por pressão mecânica dos
rolos da moenda sobre o colchão de cana desfibrada. Já na difusão, a separação
acontece por meio de lavagem da sacarose absorvida ao colchão da cana.
(ALCARDE, 2009)
Na maioria das usinas, a unidade de extração consiste em moendas que são

19
constituídas por ternos, que podem variar de 4 a 6, sendo os mesmos formados por
três cilindros (cilindro de entrada, cilindro superior e cilindro de saída), sustentados
por uma estrutura metálica chamada “castelo”.
Marafante (1993) afirma que para que o processo seja economicamente
viável, é utilizado de 3 a 7 ternos trabalhando em série, formando assim um conjunto
de moendas.
Geralmente, as moendas possuem um quarto cilindro, que é denominado rolo
de pressão, este tem como função aumentar a eficiência da alimentação.
(ALCARDE, 2009).
Os ternos, usualmente acionados por turbinas a vapor, devem ser
eletrificados para promover maior economia de energia. Nas moendas, a
cana desfibrada passa entre os rolos e é comprimida a pressões elevadas, o
que promove a liberação do caldo de dentro das células da cana. No sexto
(ou último, no caso de menor número de ternos) terno das moendas há
utilização de água de embebição, utilizada para aumentar a extração dos
açúcares contidos na cana. O caldo obtido no sexto terno serve como
embebição do quinto, e assim sucessivamente até o segundo terno (no
primeiro terno não há necessidade de embebição), constituindo o sistema de
embebição composta. A água utilizada na embebição é proveniente do
condensado dos evaporadores, e sua temperatura é da ordem de 50°C. No
último terno de moendas são obtidos o caldo cru e o bagaço da cana de
açúcar, com teor de água de cerca de 50 % em massa. (DIAS, 2008, p. 9)
O processo de difusão é um processo pouco utilizado nas usinas brasileiras,
mas que vem adquirindo seu espaço dentro delas. A difusão é um processo onde o
preparo da cana tem que ser mais rigoroso, isso se torna uma desvantagem em
relação às moendas, mas que também possui vantagens como baixo custo de
energia e manutenção, melhor extração da sacarose, obtenção de caldos mais
puros e menor desgaste.
Nesse processo de difusão a cana é conduzida em aparelhos chamados
difusores onde a sacarose absorvida ao material fibroso seja diluída e removida por
lavagem, em um processo contracorrente com a água.

20
2.7 EMBEBIÇÃO
A embebição consiste num processo de adicionar água no bagaço, ou seja,
tem como finalidade diluir o caldo remanescente do bagaço, aumentando a extração
da sacarose.
Ela pode ser simples, quando é utilizada apenas água, ou composta quando
utilizada água e caldo. Ambos os tipos podem ser únicos, duplos ou triplos e assim
por diante, variando apenas o número de pontos de contato com o bagaço.
2.8 PENEIRAMENTO
O objetivo do peneiramento é a remoção de partículas em suspensão no
caldo, como bagacilho e areia. Para essa etapa, é necessária a utilização de
hidrociclones e peneiras que ajudam na remoção da sujeira mais bruta do caldo.
2.9 TRATAMENTO DO CALDO
O objetivo do tratamento do caldo é a recuperação da sacarose presente no
caldo obtido através do processo de extração para um bom processo fermentativo.
Nessa etapa é necessário que o caldo esteja com a menor quantidade de impurezas
e contaminantes possíveis, para evitar a inibição da atividade da levedura e para
que possa produzir com o menor consumo de energia nas etapas de separação.
Existem diversos fatores que alteram a composição do caldo de cana como:
clima, idade, tipo de solo, adubação, variedade da cana e etc.
Nas Tabela 3 e Tabela 4, mostram-se a composição média dos caldos e o

21
teor médio de sólidos solúveis nos caldos.
Tabela 3: Composição média dos caldos de cana de açúcar
Água 75 a 88
Sacarose 10 a 21
Açucares redutores
Não açúcares orgânicos
Não açúcares inorgânicos
Sólidos totais (Brix)
0,3 a 2,5
0,5 a 1,5
0,2 a 0,7
12 a 23
Fonte: DIAS, 2008
Tabela 4: Teor médio de sólidos solúveis nos caldos de cana de açúcar
Açúcares 75 a 93
Sacarose 70 a 91
Glicose
Frutose
Sais
Ácidos inorgânicos
Ácidos orgânicos
Ácidos carboxílicos
Aminoácidos
Proteínas
Amido
Gomas
Ceras e graxas
Corantes e outros
2 a 4
2 a 4
3 a 5
1,5 a 4,5
1 a 3
1,1 a 3,0
0,5 a 2,5
0,5 a 0,6
0,001 a 0,05
0,3 a 0,15
0,05 a 0,15
3 a 5
Fonte: DIAS, 2008
2.10 TRATAMENTO QUÍMICO
Depois da eliminação da maior parte de impurezas solúveis, o objetivo
principal do tratamento químico é a remoção das impurezas insolúveis presentes no
caldo. Outra finalidade é a neutralização do caldo a fim de evitar a inversão e a
decomposição da sacarose.
De acordo com Dias (2008), pode se afirmar que o tratamento químico do
caldo é feito utilizando ácido fosfórico, cal e polímero floculante, que promovem a
correção do pH, a reação com ácidos orgânicos presentes no caldo, a coagulação, a

22
floculação das partículas e ainda ajudam a prevenir a corrosão dos equipamentos.
Para CAMARGO (apud Dias, 2008, p. 13) a adição de ácido fosfórico é feita
anteriormente a adição de cal, e é baseada no teor de fosfatos do caldo, de
modo a atingir uma concentração de fosfato entre 200 e 300 ppm. As
vantagens da aplicação de ácido fosfórico são: alta taxa de sedimentação;
lodo mais concentrado, com maior facilidade de filtração.
Após a dosagem de ácido fosfórico, o caldo é aquecido até 70 ºC.
Seguidamente é inserida a cal, CaO, que é acrescentada ao caldo como leite de cal,
Ca(OH)2 e aquecido novamente até 105ºC. Se tiver ocorrência de que a temperatura
esteja muito baixa, podem ocorrer problemas na clarificação como formação
deficiente de flocos, coagulação e eliminação de gases incompleta. Casualmente,
se estiver em alta temperatura, podem ocorrer perdas e destruição de açúcares,
sendo que aumentaria o consumo desnecessário de vapor de aquecimento.
A leite de cal Ca(OH)2 que é acrescentada ao caldo, tem uma concentração
de 4 a 7 Bé (equivalente à concentração da solução), e esta etapa é denominada de
calagem. A calagem tem por finalidade a eliminação de corantes do caldo, a
neutralização de ácidos orgânicos e a formação de sulfito e fosfato de cálcio, que ao
sedimentar, arrastam consigo impurezas presentes no caldo, daí a necessidade de
adicionar fosfato e garantir pouca quantidade deste composto no caldo.
2.11 FLASHEAMENTO
Nessa etapa o caldo passa por um balão flash, onde tem por finalidade
eliminar os gases que prejudicam a etapa de decantação. Quando a mesma não é
realizada de maneira satisfatória, pode vir a aparecer bolhas junto aos flocos que
podem dificultar a separação na etapa de decantação. Um dos únicos parâmetros
necessários para realização do flasheamento é que o caldo esteja à uma
temperatura superior à temperatura de ebulição da água, ou seja, à 105ºC. O caldo

23
é enviado ao balão flash à pressão atmosférica onde será removido todo o ar
presente.
2.12 DECANTAÇÃO
Conforme Gorni (200-), depois da passagem do caldo pelo balão flash é
adicionado um polímero floculante, onde o mesmo tem por objetivo promover a
aglomeração dos flocos, aumentar a velocidade de sedimentação, compactação e
redução no volume do lodo formado, diminuir a turbidez do caldo resultante e
diminuir as perdas de sacarose na torta. A adição de polímeros ao caldo é feita na
razão de aproximadamente 3 g de polímero por tonelada de cana sendo
processada, o que significa um gasto de aproximadamente 2,5 kg de polímeros por
dia, conforme visita técnica realizada na Usina de Açúcar Santa Terezinha.
A decantação é uma etapa onde ocorre a eliminação das impurezas
presentes no caldo da sedimentação das partículas que formam aglomeradas nas
etapas de calagem e adição de polímero floculante. Esse processo é realizado de
forma contínua em um equipamento denominado decantador, onde o mesmo possui
vários compartimentos (bandejas), a fim de aumentar a superfície de decantação.
Como o lodo adquirido na etapa de decantação contém açúcares, o mesmo é
recuperado por filtração. Na maioria das usinas o filtro rotatório é o mais utilizado,
composto por um tambor giratório horizontal cuja parte externa é composta por tela
perfurada, permanecendo com uma parte submersa no lodo a ser filtrado.
Copersucar (200-) afirma que o lodo se torne possível de filtrar, deve-se
adicionar água, para a recuperação dos açúcares e bagacilho fino que aumenta a
retenção dos flocos, tendo, portanto melhor separação do sólido. A torta que ficou
impregnada na superfície do tambor é conduzida para o campo, onde será utilizada
como fertilizante na lavoura, já o filtrado é misturado ao caldo logo após a adição de
cal.

24
2.13 CONCENTRAÇÃO E ESTERILIZAÇÃO DO CALDO
Para que o grau alcoólico do vinho não seja muito baixo, é realizada essa
etapa de concentração e esterilização do caldo, ou seja, o objetivo é para retirar a
maior quantidade possível de água contida no caldo, utilizando evaporadores de
múltiplos efeitos.
Dias (2008, p.15) afirma que:
Somente uma parte do caldo é concentrada, de modo a atingir uma
concentração final de açúcares no mosto cerca de 22% Brix.
Convencionalmente utiliza-se a concentração de parte do caldo até 65%
Brix, sendo este caldo concentrado misturado ao caldo clarificado e
encaminhado a esterilização.
A esterilização é um tratamento onde o caldo é aquecido até 130ºC,
permanecendo nessa temperatura aproximadamente 30 minutos e sofrendo um
rápido resfriamento até a temperatura de fermentação, ou seja, 30ºC.
Após esse tratamento efetuado de remover certa quantidade de impurezas
(areia, bagacilho, etc.) do caldo, o mesmo está devidamente concentrado e
esterilizado para ser enviado a etapa de fermentação que é conhecido como mosto.
2.14 FERMENTAÇÃO
O processo de fermentação alcoólica é um processo biológico, cujo agente é
a levedura. A levedura mais utilizada é a Saccharomyces cerevisia. Na Figura 1
mostra a seqüência de reações enzimáticas da fermentação alcoólica.
Lima (2006), afirma que:

25
A seqüência de reações enzimáticas de produção de ATP, e intrínsecas à
formação de etanol, rotas metabólicas alternativas aparecem para propiciar
a formação de materiais necessários à constituição da biomassa
(polissacarídeos, lipídeos, proteínas, ácidos nucléicos e outros), bem como
a formação de outros produtos de interesse metabólico, relacionados direta
ou indiretamente com a adaptação e sobrevivência.
Dias (apud BASSO, 2006), afirma que a produção de glicerol na fermentação
alcoólica está acoplada à formação de ácidos e a situações de stress para a
levedura, como stress osmótico causado pelas altas concentrações de açúcares e
sais no mosto, entre outras.
Segundo Dias (2008), a produção destes subprodutos implica diretamente em
redução da produção de etanol, mas alguns deles são essenciais para manter a
atividade microbiana.
Para que a fermentação fique dentro das especificações técnicas, é muito
importante que se misture ao mosto uma quantidade de levedura capaz de
converter os açúcares em álcool e gás carbônico, dentro de determinadas
condições. O nome desse conjunto de microorganismos é pé-de-cuba ou apenas
fermento.
A fermentação alcoólica se desenvolve em condições de anaerobiose, ou
seja, em ausência de oxigênio livre. A seqüência de reações pode ser resumida
como:
2tancos COolEeGli levedura
+ → (2.1)
As reações ocorrem na fermentação alcoólica do mosto, sintetizadas na
equação anterior.
Primeiramente a sacarose presente no caldo é invertida em glicose e frutose:
61262112212 2 OHCOHOHC →+ (2.2)
Depois, a frutose é invertida a glicose e o etanol é produzido a partir da
conversão das hexoses:
2526126 22 COOHHCOHC +→ (2.3)

26
Figura 1: Seqüência de reações enzimáticas de fermentação alcoólica (Lima et al, 2008).
De acordo com Alcarde (2009), as leveduras utilizadas na indústria do álcool
devem apresentar algumas características como: velocidade de fermentação,

27
rendimento, tolerância de álcool, resistência e estabilidade. A velocidade da reação
pode ser determinada pela quantidade de açúcar fermentado por uma quantidade
de leveduras em um determinado tempo.
2.15 PREPARO DO MOSTO
O mosto é uma solução de açúcar cuja concentração foi ajustada para tornar
a fermentação com mais eficiência. Para o preparo do mosto é necessário ter
alguns cuidados com a concentração dos açúcares totais e sua relação com os
sólidos solúveis, acidez total e pH.
O preparo do mosto é simples, ele é feito a partir de méis, água e caldo, de
modo que essa mistura tenha uma concentração final aproximadamente de 16 a 23º
Brix.
2.16 PREPARO DO FERMENTO
Os mostos preparados industrialmente devem ser inoculados com as
leveduras. Para que se possa ter uma fermentação satisfatória, é importante que
seja adicionado aos mostos uma quantidade considerável de microorganismos
capazes de transformar rapidamente os açúcares em álcool e gás carbônico.
Depois do fermento e o mosto serem preparados, ambos são misturados a
dorna de fermentação. Essa adição do mosto ao fermento deverá ser de forma
contínua, onde a quantidade deverá ser controlada através da concentração da
mistura.
As fermentações industriais podem ser classificadas como o tipo de
alimentação das dornas e desenvolvimento da fermentação, em processos

28
contínuos ou em batelada.
Alcarde (2009), afirma que no processo em batelada pode ser em batelada
simples ou batelada alimentada. Na batelada simples, a fermentação só inicia
quando o fermentador for completado. Esse tipo de processo não pode ser utilizado
em grandes quantidades, ou seja, ele é empregado para fermentações laboratoriais
e farmacêuticas. A batelada alimentada é misturada o mosto ao fermento à medida
que a dorna vai sendo preenchida. Esse método é considerado mais produtivo, pois
não se expõe as leveduras, tendo como vantagem menores riscos de inatividade
das mesmas.
O processo contínuo são dornas ligadas em série, onde se pode ter
quantidade e tamanhos variados, pois oferece vantagem de uniformização em
instalações industriais, controle mais simples, controle do consumo de insumos e
maior produtividade.
2.17 RECUPERAÇÃO DO FERMENTO
O processo Melle-Boinot baseia-se na separação da levedura do vinho por
centrifugação, com posterior tratamento com ácido sulfúrico antes de ser reutilizado.
Depois que os açúcares se saturam do mosto em fermentação, o vinho é
bombeado da dorna para a centrífuga separadora, onde acontece a separação: de
um lado o leite de levedura e do outro, o vinho delevedurado.
Marafante (1993) afirma que este tratamento tem como principal finalidade a
eliminação das bactérias que possam estar no levedo alcoólico. Para que se
possam atingir os objetivos, é importante que as condições de execução do
tratamento do fermento sejam bem observadas.
A seguir na Figura 2 é mostrado um esquema simplificado do processo de
Melle-Boinot.

29
Figura 2: Esquema simplificado do processo de Melle-Boinot de fermentação (Dias, 2008)
2.18 DESTILAÇÃO
O vinho resultante da fermentação é composto basicamente por componente
em fase líquida, destacando o álcool (7 a 10º GL) e a água (89 a 93%). Os demais
componentes como glicerina, alcoóis homólogos superiores, furfural, aldeído,
bagacilho, leveduras e bactérias, sais minerais entre outros, são encontrados em
menores quantidades.
Dias (2008) afirma que para separação do álcool dos outros componentes do
vinho, o processo realizado é a destilação alcoólica, sendo que nas usinas
brasileiras são utilizadas 5 colunas de destilação: A, A1, D, B e B1, conforme a
Figura 3.

30
A primeira etapa da destilação é a purificação do vinho, onde consiste na
eliminação parcial de impurezas como aldeídos e ésteres. Esta etapa é realizada em
uma coluna de depuração, onde se resulta o vinho depurado e uma fração do álcool
bruto de segunda. A etapa seguinte é denominada etapa de esgotamento, onde o
vinho depurado é submetido a uma nova destilação. O produto de fundo da coluna
A1 é esgotado no fundo da coluna A, sendo produzida a vinhaça. A vinhaça é um
resíduo aquoso composta por substâncias fixas do vinho e parte das voláteis. Ela é
responsável pelo pré- aquecimento do vinho no trocador K, conforme ilustrado na
Figura 3. No topo da coluna A, é obtido vapor de flegma, que é uma mistura impura
de água e álcool, e que alimenta a coluna B.
A coluna D que está localizada sob a coluna A1 é onde se concentra os
produtos mais voláteis do vinho. O vapor obtido na coluna D é condensado através
do trocador de calor R, sendo que a corrente obtida é dividida em duas partes: uma
parte retorna a coluna em forma de reciclo e outra parte é retirada como álcool de
segunda. (DIAS, 2008).
O flegma resultante da coluna A, será submetido à retificação para a
separação dos alcoóis superiores e a concentração de destilado até o grau alcoólico
do álcool hidratado. O fundo da coluna B é a alimentação da coluna B1. Esse fundo
é chamado de flegmaça, que contém um teor alcoólico muito baixo. Como
alternativa, pode-se obter a flegmaça com teor alcoólico mais elevado fazendo o seu
reciclo na coluna A1.

31
Figura 3: Destilação do álcool (Albuquerque et al, 2008).

32
3 DESCRIÇÃO DO PROCESSO
Figura 4: Diagrama de processo de fabricação de álcool hidratado
Recepção da Cana
Lavagem da Cana
Preparo da Cana
Extração do Caldo
Embebição
Tratamento do Caldo
Aquecimento
Filtração
Concentração e
esterilização
Fermentação
Destilação
Levedura CO2
Vinho p/ recuperação
Álcool hidratado
Cal (Ca(OH)2)
DecantaçãoPolímero
Centrifugação
Água
Torta
Bagacilho
Resíduo
Caldo p/
tratamento

33
3.1 ETAPAS DO PROCESSO
A seguir serão apresentadas as etapas para a produção do álcool hidratado
que será abordado neste trabalho, conforme visita técnica realizada na Usina de
Álcool e Açúcar Santa Teresinha.
3.1.1 Aquecimento
Após receber o caldo já tratado, ele irá diretamente para os aquecedores
onde deverá atingir uma temperatura de 105ºC. Se o caldo estiver em uma
temperatura insuficiente de aquecimento, poderão ocorrer problemas como: a má
formação de flocos, pois as reações químicas não conseguem ser finalizadas, a
coagulação incompleta, não permitindo a total remoção das impurezas e a
eliminação parcial dos gases. Já se a temperatura for muito elevada, poderão
ocorrer destruições e perdas de açúcares, caramelização do açúcar, aumentando as
substâncias e o consumo excessivo de vapor.
Para evitar que se ocorra os constrangimentos citados, os termômetros
deverão ser inspecionados e calibrados periodicamente.

34
3.1.2 Decantação
Assim que o caldo sai dos aquecedores, o caldo é enviado a um tanque onde
irá repousar por um tempo. Após esse repouso, o caldo é enviado aos
decantadores, que tem como objetivo clarificar o caldo em processo contínuo.
Na entrada dos decantadores, existe uma caixa onde é armazenado o
polímero que é dosado ao caldo. Existem diversos fatores que favorecem a
utilização de polímeros no caldo, como: os mesmos são responsáveis por promover
a aglomeração dos flocos presentes no caldo, visando maior velocidade de
sedimentação, compactação e redução do volume do lodo, melhora da turbidez do
caldo clarificado e menores perdas de sacarose na torta.
O caldo que irá sair dos decantadores é chamado de caldo clarificado e o
objetivo da clarificação do caldo é promover a precipitação e coagulação de colóides
e minimizar ao máximo as borras, tendo o caldo mais claro possível. O pH, a
temperatura e o tempo de retenção do caldo nos decantadores são fatores muito
importantes para um bom resultado desta operação. A Figura 5 mostra um modelo
de um decantador de uma indústria sucroalcooleira.

35
Figura 5: Decantador convencional de uma indústria sucroalcooleira (Brumazi, 2009).
3.1.3 Filtração
A decantação separa o caldo tratado em duas partes: o caldo claro e o lodo,
que se espessa no fundo do decantador.
O caldo claro é peneirado estaticamente e segue para a destilaria, enquanto
o lodo é filtrado através de um filtro rotativo, para que se separe do material
precipitado, contendo sais insolúveis.
Como o lodo que foi decantado é de material gelatinoso, deverão ser
adicionados bagacilho fino e água. O bagacilho auxilia na filtração, aumentando a
porosidade do bolo e a retenção de flocos. Já a água auxilia na recuperação dos
açúcares. O caldo filtrado retorna ao decantador para um melhor tratamento e o
resíduo sólido, a torta, é utilizada na lavoura.

36
3.1.4 Concentração e esterilização
Após o caldo ter passado pelo processo de filtração, ele é enviado ao um
tanque pulmão de onde irá direto para os evaporadores.
O evaporador tem como finalidade remover a maior quantidade de água
presente no caldo clarificado. A alimentação do caldo clarificado ao evaporador deve
ser de aproximadamente 115 ºC. Para temperaturas inferiores, será aproveitada
apenas parte da superfície do evaporador, tendo que ser aquecido o caldo, até a
temperatura adequada, para que a evaporação se inicie.
A esterilização do caldo é feita através de trocadores de calor do tipo placas,
onde o caldo é recebido a uma temperatura de 115ºC aproximadamente e é
resfriado até 30ºC. Após isso o caldo é enviado à dorna de fermentação.
3.1.5 Fermentação
A fermentação alcoólica ocorre através de uma transformação dos açúcares
em álcool, onde o agente é a levedura. O agente mais utilizado é a Saccharomyces
cerevisia.
As dornas de fermentação podem ser abertas ou fechadas, sendo que as
abertas apresentam perdas de álcool devido ao fato do CO2 arrastar parte deste
durante a fermentação. Existem dois tipos de processos de fermentação: o contínuo
e o por batelada. Neste, são utilizados várias dornas menores do que as utilizadas
em processo contínuo. Apesar de possuir uma automação e manutenção com
custos mais altos do que um processo contínuo, a fermentação em batelada oferece
um controle microbiológico facilitado, maiores teores alcoólicos ao final da
fermentação e maior flexibilidade quanto ao processo.
Antes de o fermento ser adicionado ao mosto, ele é previamente tratado com

37
ácido sulfúrico, para controlar a infecção, e alguns outros produtos que ajudam
melhorar a viabilidade do fermento a ser utilizado.
Um dos fatores importantes para ter uma boa qualidade na fermentação é a
velocidade de alimentação da levedura. Se a alimentação for muito rápida, corre o
risco de estressar a levedura, tendo como conseqüência um tempo de fermentação
maior. Se a velocidade for muito lenta, poderá ocorrer a multiplicação da levedura,
ou seja, quanto mais levedura mais ela irá consumir açúcar, o qual na verdade
deverá ser transformado em álcool.
Assim o mosto é misturado ao fermento e o ºBrix deverá ser medido de hora
em hora, até que esses valores forem iguais em diferentes horários de medições, ou
seja, a dorna está morta. Quando a dorna chegar a esse ponto, significa que a
fermentação acabou e o vinho deverá enviado diretamente a centrífuga.
3.1.6 Centrifugação
As centrífugas servem para separar o fermento do vinho. Elas bombeiam o
fermento até as cubas de tratamento, onde será adicionada água para diminuir o
teor alcoólico do meio e também ácido sulfúrico para o tratamento da desinfecção. A
correção do pH deverá ficar em torno de 1,9 a 2,5 e o tempo de agitação na cuba
deverá ser entre 1 e 3 horas, até poder ser enviada novamente a dorna e reutilizada.
Já o vinho, será bombeado a dorna volante de onde ele irá ser enviado à
alimentação da coluna de destilação.
3.1.7 Destilação
A destilação é o processo de separação que acontece devido à diferença do

38
ponto de ebulição entre duas ou mais substâncias de uma mistura. Este é o
processo utilizado pelas usinas para separar o álcool e as demais substâncias
voláteis do vinho. O vinho, quando submetido à destilação, resultará em duas
frações além dos alcoóis: a vinhaça e a flegmassa.
A destilação é realizada em colunas de destilação, sendo alimentada
continuamente com vinho e retirando a vinhaça na base na coluna e no topo o
produto destilado, o álcool.
Neste trabalho, será utilizada apenas uma coluna, sendo que a mesma é
maior na base e menor no topo.
Antes de vinho entrar na coluna, ele passa por um trocador de calor, que tem
como objetivo aquecê-lo através da troca térmica com a vinhaça que é obtida na
base da coluna. Após sua entrada na coluna, com aproximadamente 9,0 ºGL, o
liquido em contracorrente com o vapor desce pela coluna e entram em contato direto
com os pratos perfurados.
Na seção mais abaixo da alimentação os componentes menos voláteis são
retirados do liquido, onde é chamada de seção de esgotamento. Acima da
alimentação, a concentração dos componentes mais voláteis aumenta, sendo que
essa seção é chamada de retificação ou enriquecimento. Nesta mesma seção, os
vapores dos alcoóis passam por um condensador, que tem por finalidade promover
o refluxo para a coluna. Então, o flegma é concentrado para um teor alcoólico entre
93 ºGL, tendo a separação do álcool hidratado, dos aldeídos e dos ésteres.O
produto de fundo é a vinhaça, que tem uma proporção de 13 litros para cada litro de
álcool produzido e seus constituintes são basicamente água, sais e sólidos. Seu teor
alcoólico é de aproximadamente 1ºGL.

39
CRONOGRAMA DE TRABALHO
O cronograma de trabalho define as etapas executadas durante a elaboração
do Trabalho de Conclusão de Curso conforme descrito na Tabela 5 abaixo:
Tabela 5: Cronograma de Trabalho
ATIVIDADES
2009 2010
8 9 10 11 12 1 2 3 4 5 6
1. Escolha do Tema
2. Revisão literatura
3. Pré projeto
3.1 Diagrama de blocos
3.2 Capacidade Nominal
3.3 Avaliação Econômica
4. Projeto Básico
4.1 Fluxograma do projeto
4.1.1 Balanço de Massa
4.1.2 Balanço de Energia
4.2 Diagrama T+I
4.3 Diagrama Layout
5. Entrega do Projeto Básico
Fonte: Autor

40
4 PRINCIPAIS RESULTADOS
4.1 DIAGRAMA DE BLOCOS
O diagrama de blocos, ilustrado na Figura 6, descreve as principais etapas do
processo de produção de álcool hidratado a partir do caldo da cana de açúcar:
Figura 6: Diagrama de Blocos do Processo

41
4.2 ESCOPO DO PROCESSO
O objetivo deste trabalho foi desenvolver um projeto para produção de 50.000
l/dia (39,5 ton/dia) de álcool hidratado em regime contínuo, considerando 95% das
horas trabalhadas e 5% para eventuais paradas de manutenção.
4.3 CAPACIDADE PRODUTIVA
Tipo de Processo: Contínuo
Regime de trabalho: semana
dia
dia
h 7,24
Horas disponíveis: ano
h
dia
h
ano
dias
760.824365 =×
Horas trabalhadas: hh 300.895,0760.8 =×
Capacidade diária: dia
ton
5,39
Capacidade horária: h
ton
dia
ton
h 64,1245,39 =÷
Capacidade semanal: semana
ton
semana
dia
dia
ton
5,27675,39 =×
Capacidade mensal: mês
ton
mês
dia
dia
ton
185.1305,39 =×
Capacidade nominal: ano
ton
h
ton
h 612.1364,1300.8 =×
4.4 DADOS DO BALANÇO DE MASSA
No Balanço de Massa foram calculadas todas as correntes, desde o

42
tratamento do caldo até a coluna de destilação.
Na Tabela 6 mostra os principais resultados do balanço de massa da coluna
de destilação, sendo que as demais correntes encontram-se nos anexos.
Tabela 6: Dados balanço de massa Coluna de Destilação
Corrente/
Componente
Alimentação Topo Base
220 (kg/h) x_C220 250 (kg/h) x_C250 280 (kg/h) x_C280
Alcool
Agua
TOTAL
17.464,37
176.584,14
194.048,50
0,09
0,91
1,00
15.692,62
1.181,16
16.873,78
0,93
0,07
1,00
1.771,15
175.402,97
177.174,72
0,01
0,99
1,00
Fonte: Autor
4.5 DADOS DO BALANÇO DE ENERGIA
A Tabela 7 descreve a quantidade de energia e de água utilizados em cada
equipamento.
Tabela 7: Dados do balanço de energia, quantidade de vapor e água necessários
Equipamento
Energia (W) Quantidade Vapor
(m³/h)
Quantidade de água
(m³/h)
W120
W130
W140
W150
9,591 x 105
1,411 x 107
3,486 x 107
6,829 x 104
2,998 x 10³
48,512
1,214 x 10³
2,531
Fonte: Autor

43
4.6 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DOS EQUIPAMENTOS
4.6.1 Trocadores de Calor
A Tabela 8 apresenta as áreas dos trocadores dimensionados neste projeto.
Tabela 8: Áreas dos trocadores de calor
Equipamento Área de troca (m²)
W120
W130 (A,B,C)
W140 (A,B,C,D)
W150
11,471
156,28
207,887
2,017
Fonte: Autor
4.6.2 Coluna de Destilação
A Tabela 9 mostra os principais resultados dos parâmetros calculados para a
coluna de destilação.

44
Tabela 9: Principais parâmetros da Coluna de Destilação
Parâmetros calculados Região de Esgotamento Região de Retificação
Dt (diâmetro da Torre) 2,689 m 2,065 m
At (área da Torre) 5,678 m² 3,348 m²
A livre (área livre) 5,119 m² 3,018 m²
A furos (área dos furos dos pratos) 0,613 m² 0,362 m²
Vnf (veloc. do gás) 11,333 m/s 7,235 m/s
Vn (veloc. de inundação) 5,666 m/s 3,617 m/s
CFS gás (vazão volumétrica gás) 1,1 x 10
5
m³/h 4,142 x 10
4
m³/h
Vf (veloc. máx. da fase gasosa na torre) 11,942 m/s 7,623 m/s
A livre (área livre) 5,119 m² 3,018 m²
Vh (veloc. gás através dos furos) 47,302 m/s 30,197 m/s
Ad (área downcomer) 0,284 m² 0,167 m²
H (altura da corda) 0,2617 m 0,2006 m
Lw (comp. do downcomer) 1,594 m 1,223 m
ht (perda de carga total do prato) 0,201 m 0,219 m
∆P (perda de carga no prato seco) 4,495 in 2,212 in
h entrada (altura de líquido na entrada do prato) 0,087 m 0,079 m
hw (altura dos vertedores) 0,05 m 0,05 m
X (parâmetro de fluxo) 0,042 0,044
F inundação (fator ligado as propriedades do
fluido)
1,171 1,171
Fs(fator de escoamento do gás) 3,791 lb
½
/( ft
½
s) 3,945 lb
½
/( ft
½
.s)
Fonte: Autor
4.7 DADOS DO DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO
A Tabela 10 a seguir apresenta os diâmetros das tubulações, velocidade e
perda de carga em 100m. Os cálculos realizados encontram-se nos anexos deste
trabalho.

45
Tabela 10: Principais dados da tubulação
Corrente Diâmetro da tubulação (m) Velocidade (m/s) ∆P 100m (Pa)
C210 0,203 1,67 1,707 x 10
4
C220 0,203 1,67 1,707 x 10
4
C230 0,04 19,049 1,28 x 10
7
C240 0,173 0,726 2,375 x 10
3
C250 0,041 0,839 1,995 x 10
4
C260 0,045 0,839 7,573 x 10
4
C270 0,035 19,838 1,466 x 10
4
C280 0,128 0,995 1,031 x 10
4
C290 0,202 0,991 5,69 x 10
3
C300 0,128 0,995 9,071 x 10
3
Fonte: Autor

46
CONCLUSÃO
Com este trabalho pude concluir que:
a) O álcool é uma fonte de energia renovável, que irá competir com o
petróleo, pois devido sua escassez, é necessário desenvolver novas
de mini destilarias, como proposto neste TCC;
b) Pode-se perceber que as destilarias contribuem significativamente nas
regiões onde estão localizadas, principalmente no estado de São
Paulo, tendo como resultado um desenvolvimento social e econômico
bom para a região;
c) A realização deste trabalho possibilitou utilizar todos os conhecimentos
construídos ao longo do curso de Engenharia Química, dentre elas, o
desenvolvimento do balanço de massa e energia, dimensionamento
da coluna e das tubulações;
d) Este trabalho fez-se muito importante para o desenvolvimento final do
curso, pois baseado no estudo realizado, conseguiu-se perceber o
importante papel do Engenheiro Químico em frente aos processos nas
industriais e a necessidade de uma ótima formação acadêmica;
e) Para todo este projeto realizado, pode-se concluir que a utilização da
cana de açúcar em micro destilarias é uma alternativa para produção
de biocombustíveis, utilizando os resíduos como fonte de energia
renovável, contribuindo com a redução do aquecimento global.

47
REFERÊNCIAS
COPERSUCAR. Cana de Açúcar. Disponível em:
<http://www.copersucar.com.br/institucional/por/academia/cana_acucar.asp>.
Acesso em: 15 dez. 2009.
DIAS, Marina O. Souza. Simulação do processo de produção de etanol a partir
do açúcar e do bagaço, visando a integração do processo e a maximização da
produção de energia e excedentes do bagaço. 2008. 282f. Dissertação (Mestrado
em Engenharia Química – Desenvolvimento em Processos Químicos) –
Universidade Estadual de Campinas, Campinas, 2008.
LIMA, U., AQUARONE, E.; BORZANI, W., SCHMIDELL, W.. Biotecnologia
Industrial: Processos fermentativos e enzimáticos. São Paulo: Edgard Blucher,
2001. 593 p.
LIMA,D.W., MARQUES, M.O., AZANIA A.A.P.M., JUNIOR L.C.T., NOGUEIRA G.A.
Tópicos em Tecnologia Sucroalcooaleira. 1. ed. Jaboticabal: Multipress Ltda,
2006.191p.
PAYNE, J.H.Operações Unitárias na Produção de Açúcar de Cana. 1. ed. São
Paulo: Nobel, 1989. 245p.
ALCARDE, A.R. Fermentação. Agência de Informação Embrapa – Cana de Açúcar,
200-. Disponível em: <http://www.agencia.cnptia.embrapa.br/gestor/cana-de-
acucar/arvore/CONTAG01_105_22122006154841.html>. Acesso em: 15 dez. 2009.
ALCARDE, A.R. Tratamento do Caldo. Agência de Informação Embrapa – Cana de
Açúcar, 200-. Disponível em: <http://www.agencia.cnptia.embrapa.br/gestor/cana-
de-acucar/arvore/CONTAG01_104_22122006154841.html>. Acesso em: 10 dez.
2009.
ALCARDE, A.R. Extração. Agência de Informação Embrapa – Cana de Açúcar, 200-
. Disponível em: <http://www.agencia.cnptia.embrapa.br/gestor/cana-de-
acucar/arvore/CONTAG01_103_22122006154841.html>. Acesso em: 5 dez. 2009.
MARAFANTE, Luciano J. Tecnologia da Fabricação do Álcool e do Açúcar. 1. ed.
São Paulo: Ícone, 1993.148p.

48
INSTITUTO CENTRO DE ENSINO TECNOLÓGICO - CENTEC. Produtor de cana-
de-açucar. 2. ed. Fortaleza: Demócrito Rocha, 2004.64 p.
SILVEIRA, Amélia; MOSER, Evanilde Maria. Roteiro básico para apresentação e
editoração de teses, dissertações e monografias. 3. ed. rev., atual. e ampl.
Blumenau: Edifurb, 2009. 240 p, il. +, 1 CD-ROM.
ALBUQUERQUE, A. R. L., FONTES, C. E. Destilação de álcool: desafio para a
automação. MECATRÔNICA ATUAL, 2008. Disponível em: <
http://www.mecatronicaatual.com.br/secoes/leitura/5>. Acesso em: 29 mar. 2010.
BRUMAZI. Soluções Industriais. Disponível em:
<http://www.brumazi.com.br/area_atuacao_preparo/aa-area-atuacao-prepar.php>.
Acesso em: 29 mar. 2009.
INCROPERA, F.P., DEWITT, D.P. Fundamentos de Transferência de Calor e
Massa. 5. ed. Rio de Janeiro: LTC, 2002. 699 p.
CALDAS, J.N., LACERDA, A.I., VELOSO, E., PASCHOAL, L.C.M., Internos de
Torres pratos & recheios. 2. ed. Rio de Janeiro: Editora Interciência, 2007. 510 p.
GOMIDE, R. Operações Unitárias. São Paulo: Ed do Autor, 1980. 4vol.
SMITH, J.M., VAN NESS, H.C., ABBOTT, M.M. Introdução à termodinâmica
da Engenharia Química. 7ed. Rio de Janeiro: LTC, 2007. 626 p.
USAÇÚCAR. Visita Técnica. Maringá, 2009.
GORNI, E. L. Produção e Fabricação de açúcar e álcool – parte 1. Cola da Web,
200-. Disponível em < http://www.coladaweb.com/quimica/quimica-geral/producao-e-
fabricacao-de-acucar-e-alcool-parte-1>.Acesso em: 20 mar. 2010.

50
ANEXO 1
LISTA DE EQUIPAMENTOS

51
TAG DESCRIÇÃO
B100 Tanque Pulmão
Caldo de cana tratado
V= ? L
Pe= ? bar
INOX 304
P100 Bomba
Caldo tratado
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: Ferro Fundido
W100 Trocador de calor
A= ? m²
E=?
Q=?
Material: Aço carbono
P110 BOMBA
Polímero
Q= ? m³/h
? rpm
V100 Misturador Tipo Ejetor
INOX 304
F100 Câmara de Decantação
INOX 304
P120 Bomba
Caldo decantado
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: AISI 316
B110 Tanque de Armazenagem
Lodo
V= ? L
P130 Bomba
Lodo
Q= ? m³/h
? rpm
Lodo
V= ? L
D= ? m
H= ? m

52
H100 Rosca Transportadora
Q=? m³/h
Material: Aço Carbono
F110 V=? L
Material do tambor: AISI 304
V110 Compressor
Q=? m³/h
Material: Aço Carbono
Pe=? bar
? kW
P140 Bomba
Caldo para tratamento
Q= ? m³/h
? rpm
Caldo tratado
V= ? L
Pe= ? bar
Ferro fundido
P150 Bomba
Caldo tratado
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: Ferro fundido
D100 Evaporador
A=? m²
P160 Bomba
Mosto
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: INOX 304
A= ? m²
E=?
Q=?
Levedura
V= ? L
Pe= ? bar
P170 INOX 316
Bomba
Levedura

53
Q= ? m³/h
? rpm
R100 Carcaça: INOX 316
Dorna de fermentação
V=? m³
Pe=? bar
Material: INOX 304
P180 Bomba
Vinho
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: INOX 316
P190 Bomba
Vinho p/ recuperação
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: INOX 316
Levedura p/ recuperação
V= ? L
Pe= ? bar
INOX 316
P200 Bomba
Vinho p/ destilaria
Q= ? m³/h
? rpm
Carcaça: INOX 316
Vinho p/ destilaria
V= ? L
Pe= ? bar
INOX 316
A= 11,471 m²
E=959,1 kW
Q de água= 4,429x10
4
kg/hr
Água p/ tratamento
V= ? L
Pe= ? bar
INOX 316
K100 Coluna destilação
Vinho

54
D retificação= 2,065m
D esgotamento= 2,689m
Pe= 1 atm
A= 156,28 m²
E=4705 kW
Q de água= 404,53 m³/hr
W140 Material: Aço carbono
Trocador de calor
A= 207,89 m²
E= 8716 kW
Q de água = 749,45 m³/hr
A= 2,017 m²
E= 68290 W
Q de água = 2,531 m³/h
P210 Material: Aço carbono
Bomba
Vinho p/ destilaria
Q= 5,755 m³/h
260 rpm
Carcaça: INOX 316

55
ANEXO 2
LISTA DE INSTRUMENTOS

56
TAG QUANTIDADE DESCRIÇÃO
TICA 3 Indicador de Temperatura com controlador e
alarmeT1000
FICA 1 Indicador de Vazão com controlador e alar-
meF1000
LICA 1
Indicador de Nível com controlador e alarme
L1000
NM +- 1 Acionamento elétrico manual
N2100
NO +- 1 Acionamento elétrico, iluminação
N2100

57
ANEXO 3
MEMORIAL DE CÁLCULO

58
BALANÇO DE MASSA
Definição da capacidade
Considerando que 1 tonelada de cana de açúcar rende 600 litros de caldo
tratado e 60 litros de álcool hidratado e que a capacidade deste projeto é de 50.000
litros/dia, temos:
V 20.833
m
3
hr
:=
ρ 810
kg
m
3
:=
m ρ V⋅:=
m 4.687
kg
s
=
C110 m:=
C110 1.687 10
4
×
kg
hr
=
Corrente 100 e 110:
Definição das variáreis
F= Vazão de alimentação da torre de destilação;
D= Vazão de destilado no topo da torre de destilação;
B= Vazão de líquido na base da torre de destilação.
F D B+:=
D C110:=
xf 0.09:=
xd 0.93:=

59
xb 0.01:=
xf F⋅ xd D⋅ xb B⋅+:=
xf D B+( )⋅ xd D⋅ xb B⋅+:=
xf B⋅ xb B⋅− xd D⋅ xf D⋅−:=
B xf xb−( )⋅ xd D⋅ xf D⋅−:=
B
D xd xf−( )⋅
xb xf−
:=
B
D 0.93 0.09−( )⋅
0.08
:=
B 1.772 10
5
×
kg
hr
=
Como:
F D B+:=
F 1.941 10
5
×
kg
hr
=
C100 F:=
C100 1.941 10
5
×
kg
hr
=
Qtde_alcool_C100 xf C100⋅:=
Qtde_água_C100 1 xf−( ) C100⋅:=
Qtde_água_C100 1.766 10
5
×
kg
hr
=
Qtde_alcool_C100 1.747 10
4
×
kg
hr
=
Centrifugação C80 e C90
C80 C90 C100+:=
Corrente 90:

60
x_levedura_C90 0.75:=
x_água_C90 0.19:=
x_alcool_C90 0.03:=
x_sacarose_C90 0.03:=
Corrente 80:
x_água_C80 0.70:=
x_alcool_C80 0.09:=
C80 C90 C100+:=
x_levedura_C80 C80⋅ x_levedura_C90 C90⋅:=
x_levedura_C80 C90 C100+( )⋅ x_levedura_C90 C90⋅:=
x_levedura_C80 C90⋅ x_levedura_C80 C100⋅+ x_levedura_C90 C90⋅:=
C90
x_levedura_C80 C100⋅
x_levedura_C90 x_levedura_C80−
:=
C90 7.057 10
4
×
kg
hr
=
C80 C90 C100+:=
C80 2.646 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 80:
Qtde_levedura_C80 x_levedura_C80 C80⋅:=
Qtde_levedura_C80 5.293 10
4
×
kg
hr
=
Qtde_água_C80 x_água_C80 C80⋅:=
Qtde_água_C80 1.852 10
5
×
kg
hr
=
Qtde_alcool_C80 x_alcool_C80C80⋅:=
4
×
kg
hr
=
Qtde_sacarose_C80 x_sacarose_C80 C80⋅:=

61
Qtde_sacarose_C80 2.646 10
3
×
kg
hr
=
Corrente 90:
4
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Qtde_alcool_C90 x_alcool_C90C90⋅:=
3
×
kg
hr
=
3
×
kg
hr
=
Fermentação C70, C75 e C77:
C70 C75+ C77 C80+:=
resíduolevedoCOoleegli +++→ 2tancos
síduoLevedoCOOHHCOHC Re22 2526126 +++→
180 46 44
1 2 2
4
×
kg
hr
=
Qtde_CO2_C77
Qtde_alcool_C80
46






44⋅:=
Qtde_CO2_C77 2.278 10
4
×
kg
hr
=

62
Qtde_glicose
Qtde_alcool_C80
46 2⋅






180⋅:=
Qtde_glicose 4.66 10
4
×
kg
hr
=
frutoseegliáguasacarose +→+ cos
61262112212 2 OHCOHOHC →+
342 18 180
1 1 2
Qtde_glicose 4.66 10
4
×
kg
hr
=
Qtde_água
Qtde_glicose
180






2
18⋅:=
Qtde_água 2.33 10
3
×
kg
hr
=
Qtde_sacarose
Qtde_glicose
180






2
342⋅:=
Qtde_sacarose 4.427 10
4
×
kg
hr
=
C77 Qtde_CO2_C77:=
C77 2.278 10
4
×
kg
hr
=
Corrente 75:
x_água_C75 0.60:=
Corrente 80:
x_água_C80 0.70:=
x_alcool_C80 0.09:=
x_açucar_C80 0.01:=

63
Corrente 70:
x_água_C70 0.72:=
C70 C75+ C77 C80+:=
C70 C77 C80+ C75−:=
*a C77 não tem água
x_água_C70 C70⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C75 C75⋅−:=
x_água_C70 C77 C80+ C75−( )⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C75 C75⋅−:=
C75 x_água_C70 x_água_C75+( )⋅ x_água_C80 C80⋅ x_água_C70 C77⋅− x_água_C70 C80⋅−:=
C75
x_água_C80 C80⋅ x_água_C70 C77⋅− x_água_C70 C80⋅−( )
x_água_C75 x_água_C70−
:=
C75 1.808 10
5
×
kg
hr
=
C70 C77 C80+ C75−:=
C70 1.066 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 70:
4
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Corrente 75:
5
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Concentração e esterilização C60 e C65:

64
C60 C65 C70+:=
Corrente 60:
x_água_C60 0.85:=
Corrente 65:
x_água_C65 0.92:=
C60 C65 C70+:=
x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C65 C65⋅ x_sacarose_C70 C70⋅+:=
x_sacarose_C60 C65 C70+( )⋅ x_sacarose_C65 C65⋅ x_sacarose_C70 C70⋅+:=
x_sacarose_C60 C65⋅ x_sacarose_C60 C70⋅+ x_sacarose_C65 C65⋅ x_água_C70 C70⋅+:=
x_sacarose_C60 C65⋅ x_sacarose_C65 C65⋅− x_sacarose_C70 C70⋅ x_sacarose_C60 C70⋅−:=
C65
x_sacarose_C70 C70⋅ x_sacarose_C60 C70⋅−( )
x_sacarose_C60 x_sacarose_C65−( )
:=
C65 1.98 10
5
×
kg
hr
=
C60 C65 C70+:=
C60 3.046 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 65:
5
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=

65
Corrente 60:
5
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Decantação C20, C30 e C35
C20 C30+ C35 C60+:=
Corrente 20:
x_água_C20 0.80:=
x_SST_C20 0.10:=
Corrente 35:
x_água_C35 0.16:=
x_SST_C35 0.02:=
x_polimero_C35 0.80:=
Corrente 30:
A quantidade de polímero utilizada é de 500g a 1000g, por ton de cana,
então:
Polímero
0.75kg
1ton
:=

66
Qtde_cana 281.24
ton
hr
:=
C30 Polímero Qtde_cana⋅:=
C30 210.93
kg
hr
=
C20 C30+ C35 C60+:=
C20 C35 C60+ C30−:=
x_sacarose_C20 C20⋅ x_sacarose_C35 C35⋅ x_sacarose_C60 C60⋅+:=
x_sacarose_C20 C35 C60+ C30−( )⋅ x_sacarose_C35 C35⋅ x_sacarose_C60 C60⋅+:=
x_sacarose_C20 C35⋅ x_sacarose_C35 C35⋅− x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C20 C60⋅− x_sacarose_C20 C30⋅+:=
C35
x_sacarose_C60 C60⋅ x_sacarose_C20 C60⋅− x_sacarose_C20 C30⋅+( )
x_sacarose_C20 x_sacarose_C35−( )
:=
C35 1.907 10
5
×
kg
hr
=
C20 C35 C60+ C30−:=
C20 4.951 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 20:
5
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Qtde_SST_C20 x_SST_C20C20⋅:=
Qtde_SST_C20 4.951 10
4
×
kg
hr
=
Corrente 35:
4
×
kg
hr
=

67
3
×
kg
hr
=
Qtde_SST_C35 3.813 10
3
×
kg
hr
=
Qtde_polimero_C35 x_polimero_C35C35⋅:=
Qtde_polimero_C35 1.525 10
5
×
kg
hr
=
Aquecimento C10:
C10 C20:=
C10 4.951 10
5
×
kg
hr
=
Filtração C40, C45, C50 e C55:
C40 C45+ C55 C50+:=
Bagacilho C45:
A quantidade de bagacilho utilizada é de 3 a 5 kg por tonelada de cana, então
temos que:
Bagacilho
4kg
1ton
:=

68
Qtde_cana 281.24
ton
hr
:=
C45 Bagacilho Qtde_cana⋅:=
C45 1.125 10
3
×
kg
hr
=
Sabendo que:
C40 C35:=
C40 1.907 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 40:
x_água_C40 x_água_C35:=
x_água_C40 0.16=
x_sacarose_C40 x_sacarose_C35:=
x_sacarose_C40 0.02=
x_SST_C40 x_SST_C35:=
x_SST_C40 0.02=
x_polimero_C40 x_polimero_C35:=
x_polimero_C40 0.8=
4
×
kg
hr
=
3
×
kg
hr
=
Qtde_SST_C40 3.813 10
3
×
kg
hr
=
Qtde_polimero_C40 x_polimero_C40C40⋅:=
Qtde_polimero_C40 1.525 10
5
×
kg
hr
=
Corrente 50:
x_água_C50 0.36:=

69
x_residuo_C50 0.62:=
x_bagacilho_C50 0.02:=
Considerando que 20% do que entra na etapa de filtração, que é a C40+C50,
20% vai para resíduo e 80% vai para tratamento, então podemos ter:
C40 C45+ 1.918 10
5
×
kg
hr
=
C50 C40 C45+( ) 0.80⋅:=
C50 1.534 10
5
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
Qtde_residuo_C50 x_residuo_C50 C50⋅:=
Qtde_residuo_C50 9.512 10
4
×
kg
hr
=
Qtde_bagacilho_C50 x_bagacilho_C50 C50⋅:=
Qtde_bagacilho_C50 3.068 10
3
×
kg
hr
=
Corrente 55:
x_água_C55 0.75:=
C55 C40 C45+ C50−:=
C55 3.836 10
4
×
kg
hr
=
4
×
kg
hr
=
3
×
kg
hr
=
Continuação do Balanço de Massa da coluna de destilação

70
Após a determinação das vazões anteriormente:
F 194048.5
kg
hr
:=
B 177174.72
kg
hr
:=
D 16873.78
kg
hr
:=
xd_alcool 0.93:=
xd_agua 0.07:=
xf_alcool 0.09:=
xf_agua 0.91:=
xb_alcool 0.01:=
xb_agua 0.99:=
Como serão 4 colunas, as vazões ficam conforme abaixo:
Alimentação:
F_A
F
4
:=
F_A 4.851 10
4
×
kg
hr
=

71
F_B
F
4
:=
F_B 4.851 10
4
×
kg
hr
=
F_C
F
4
:=
F_C 4.851 10
4
×
kg
hr
=
F_D
F
4
:=
F_D 4.851 10
4
×
kg
hr
=
Topo:
D_A
D
4
:=
D_A 4.218 10
3
×
kg
hr
=
D_B
D
4
:=
D_B 4.218 10
3
×
kg
hr
=
D_C
D
4
:=
D_C 4.218 10
3
×
kg
hr
=
D_D
D
4
:=
D_D 4.218 10
3
×
kg
hr
=
Base:
B_A
B
4
:=

72
B_A 4.429 10
4
×
kg
hr
=
B_B
B
4
:=
B_B 4.429 10
4
×
kg
hr
=
B_C
B
4
:=
B_C 4.429 10
4
×
kg
hr
=
B_D
B
4
:=
B_D 4.429 10
4
×
kg
hr
=
Componente F (kg/h) xf D(kg/h) xd B(kg/h) xb
Etanol 17.464,37 0,09 15.692,62 0,93 1.771,75 0,01
Água 176.584,14 0,91 1.181,16 0,07 175.402,97 0,99
TOTAL 194.048,50 1,00 16.873,78 1,00 177.174,72 1,00
Alimentação Topo Topo
De acordo com Gomide (1924, p. 66), o valor de γ está relacionado
diretamente com o tipo de alimentação. Considerando que a nossa alimentação seja
com líquido saturado e com base nos dados do autor supracitado, temos as
seguintes condições:
1=γ
Teb_agua 373.15K:=
Teb_alcool 351.35K:=
∆T Teb_agua Teb_alcool−:=
∆T 21.8K=
Τ
Teb_agua Teb_alcool+
2
:=

73
Τ 362.25K=
α e
10.7
∆T
Τ
⋅





:=
α 1.904=
RRmin
1
α 1−
xd_alcool
xf_alcool
α
1 xd_alcool−
1 xf_alcool−






⋅−





⋅:=
RRmin 11.27=
Estimando que a razão de refluxo é 1,3 vezes a RRmin, temos:
RR 1.3 RRmin⋅:=
RR 14.65=
Cálculo das vazões do topo e da base dos refluxos da coluna:
QL D_A RR⋅:=
QL 6.18 10
4
×
kg
hr
=
QV QL D_A+:=
QV 6.602 10
4
×
kg
hr
=
QVl QV:=
QVl 6.602 10
4
×
kg
hr
=
QLl F_A QL+:=
QLl 1.103 10
5
×
kg
hr
=
BALANÇO DE ENERGIA
Para calcular o balanço de energia, fez-se necessário conhecer a entalpias.
Estas foram calculadas a partir da equação de Riedel (VAN NESS, 2007).

74
Cálculo das entalpias:
Para água:
Teb_agua 373.15K:=
Pc_agua 220.55:=
Tc_agua 647.1K:=
Tred_agua
Teb_agua
Tc_agua
:=
Tred_agua 0.577=
R 8.314
J
mol K⋅
:=
R_agua R
1mol
0.018015kg
⋅:=
R_agua 461.504
J
kg K⋅
=
∆H_agua
1.092 ln Pc_agua( ) 1.013−( )⋅
0.93 Tred_agua−
R_agua Teb_agua⋅( )⋅:=
∆H_agua 557.157
kcal
kg
=
Para o álcool:
Teb_alcool 351.35K:=
Pc_alcool 61.48:=
Tc_alcool 513.9K:=
Tred_alcool
Teb_alcool
Tc_alcool
:=
Tred_alcool 0.684=
R 8.314
J
mol K⋅
:=
R_alcool R
1mol
0.046069kg
⋅:=
R_alcool 180.468
J
kg K⋅
=

75
∆H_alcool
1.092 ln Pc_alcool( ) 1.013−( )⋅
0.93 Tred_alcool−
R_alcool Teb_alcool⋅( )⋅:=
∆H_alcool 208.529
kcal
kg
=
Cp_agua 4186.8
J
kg K⋅
:=
Cp_alcool 2512.08
J
kg K⋅
:=
Cp_mist_D Cp_agua xd_agua⋅ Cp_alcool xd_alcool⋅+:=
Cp_mist_D 0.628
kcal
kg K⋅
=
Admitindo que a temperatura no topo da torre é 78,2ºC, ou 351,35K, calculou-
se a entalpia do líquido saturado:
Td 351.35K:=
Tref 273.15K:=
hd Cp_mist_D Td Tref−( )⋅:=
hd 49.11
kcal
kg
=
hl hd:=
hl 49.11
kcal
kg
=
HV xd_agua ∆H_agua⋅ xd_alcool ∆H_alcool⋅+:=
HV 232.933
kcal
kg
=
Cálculo da quantidade de calor no condensador (Qc):
Qc QV HV⋅ QL hl⋅− D_A hd⋅−:=
Qc 1.411 10
7
× W=
HVl xb_agua ∆H_agua⋅ xb_alcool ∆H_alcool⋅+:=

76
HVl 553.671
kcal
kg
=
Cp_mist_B Cp_agua xb_agua⋅ Cp_alcool xb_alcool⋅+:=
Cp_mist_B 0.996
kcal
kg K⋅
=
Tb 373.15K:=
hb Cp_mist_B Tb Tref−( )⋅:=
hb 99.6
kcal
kg
=
hll hb:=
hll 99.6
kcal
kg
=
Cálculo da quantidade de calor no reboiler (Qr):
Qr QVl HVl⋅ B_A hb⋅+ QLl hll⋅−:=
Qr 3.486 10
7
× W=
CÁLCULO DO NÚMERO DE PRATOS DA COLUNA DE DESTILAÇÃO
Determinação das equações das linhas de operação:
As linhas de operação superior e inferior são a base para a determinação do
número de pratos teóricos necessários para a separação desejada, que neste caso,
água-álcool. Estas equações são desenvolvidas a partir de balanços de massa em
cada uma das regiões da coluna de destilação.
Linha de equação superior:
A linha de equação superior, LOS, é determinada a partir do balanço de
massa na posição acima da posição da alimentação. Essa região é chamada de
retificação ou purificação.
DX
QV
D
x
QV
QL
y ⋅+⋅=

77
QL 6.18 10
4
×
kg
hr
=
QV 6.602 10
4
×
kg
hr
=
D_A 4.218 10
3
×
kg
hr
=
93.0
10602.6
10218.4
10602.6
1018.6
4
3
4
4
⋅
×
×
+⋅
×
×
= xy
0595,09361,0 +⋅= xy
Linha de equação inferior:
A linha de equação inferior (LOI) é similar a LOS, ou seja, o balanço de
massa é calculado a partir da região abaixo a posição de alimentação, denominada
esgotamento ou recuperação.
BX
QVl
B
x
QVl
QLl
y ⋅+⋅=
QLl 1.103 10
5
×
kg
hr
=
QVl 6.602 10
4
×
kg
hr
=
B_A 4.429 10
4
×
kg
hr
=
01.0
10602.6
10429.4
10602.6
10103.1
4
4
4
5
⋅
×
×
+⋅
×
×
= xy
00678,06707,1 +⋅= xy
Equação de equilíbrio:
Após conhecer as LOS e LOI, pode-se determinar a equação de equilíbrio, a
partir da volatilidade relativa, obtida inicialmente para o cálculo da Razão de
Refluxo.
x
x
y
ji
ji
⋅−+
⋅
=
)1(1
*
,
,
α
α

78
α 1.904=
x
x
y
⋅−+
⋅
=
)1904.1(1
904.1
*
x
x
y
⋅+
⋅
=
904,01
904.1
*
Utilizando as equações das linhas de operação e a equação de equilíbrio,
pode-ser descrever uma equação quadrática em x que quando calculadas as raízes
desta equação, pode-se determinar o número de pratos teóricos em cada uma das
regiões da coluna. (COULSON, 1989)
Fazendo para região de esgotamento:
)()1(
*)1(
xbxfRR
xbRRxdxfRR
S
−⋅+
+−+⋅
=
))(1(
)(
xbxfRR
xbxdxf
b
−+
⋅−
=
E para região de esgotamento:
1+
=
RR
RR
S
1+
=
RR
xd
b
As equações passam a ser descritas como:
CxSy +⋅=
S_esg
RR xf_alcool⋅( ) xd_alcool+ RR 1+( ) xb_alcool⋅−
RR 1+( ) xf_alcool xb_alcool−( )
:=
S_esg 1.671=
b_esg
xf_alcool xd_alcool−( ) xb_alcool⋅
RR 1+( ) xf_alcool xb_alcool−( )
:=
b_esg 6.709− 10
3−
×=

79
S_retif
RR
RR 1+
:=
S_retif 0.936=
b_retif
xd_alcool
RR 1+
:=
b_retif 0.059=
Combinando as equações anteriores, possibilita-se a obter uma equação
quadrática, conforme abaixo:
( )[ ] 01)1( ,,
2
, =−⋅+−⋅−+⋅−⋅ CxSCxS jijiji ααα
x_esg 2.443− 10
2−
⋅:=
x_retif 0.0689:=
c_esg 1 α 1−( ) x_esg⋅+:=
c_esg 0.978=
c_retif 1 α 1−( ) x_retif⋅+:=
c_retif 1.062=
Utilizando β como parâmetro necessário para o cálculo de número de pratos
teóricos:
( )
2
,
, 1
CS
CS
ji
ji
⋅−
−⋅⋅
=
α
α
β
β_esg
S_esg c_esg⋅ α 1−( )⋅
α S_esg c_esg
2
⋅−
:=
β_esg 4.827=
β_retif
S_retif c_retif⋅ α 1−( )⋅
α S_retif c_retif
2
⋅−
:=
β_retif 1.061=
Para a determinação do número de pratos teóricos, também é necessário

80
determinar as frações presentes nas colunas, conforme equações abaixo:
Para a região de esgotamento:
kxx f −=∗
0
kxx bn −=∗
k_esg x_esg:=
k_esg 0.024−=
Para a região de retificação:
kxx d −=∗
0
kxx fn −=∗
k_retif x_retif:=
k_retif 0.069=
A partir das equações acima, calcula-se:
Região de esgotamento:
xo_esg xf_alcool k_esg−:=
xo_esg 0.114=
xn_esg xb_alcool k_esg−:=
xn_esg 0.034=
Região de retificação:
xo_retif xd_alcool k_retif−:=
xo_retif 0.861=
xn_retif xf_alcool k_retif−:=
xn_retif 0.021=
Pode-se assim determinar o número de pratos teóricos, utilizando a equação
de Smoker obtida através do Coulson (1989):

81
( )
( )






⋅






⋅−⋅
⋅−⋅
=
∗∗
∗∗
2
,
0
0
log
1
1
log
CS
xx
xx
NPT
ji
n
n
α
β
β
NPT_esg
log
xo_esg 1 β_esg xn_esg⋅−( )⋅
xn_esg 1 β_esg xo_esg⋅−( )⋅






log
α
S_esg c_esg
2
⋅






:=
NPT_esg 10.404=
NPT_retif
log
xo_retif 1 β_retif xn_retif⋅−( )⋅
xn_retif 1 β_retif xo_retif⋅−( )⋅






log
α
S_retif c_retif
2
⋅






:=
NPT_retif 10.406=
Número de pratos totais
NPT NPT_esg NPT_retif+:=
NPT 20.811=
DIMENSIONAMENTO DOS TROCADORES DE CALOR
W130 Qc:=
W130 1.411 10
7
× W=
W130_A
W130
3
:=
W130_A 4.705 10
6
× W=
W130_B
W130
3
:=
W130_B 4.705 10
6
× W=
W130_C
W130
3
:=
W130_C 4.705 10
6
× W=

82
De acordo com Incropera (et al, 2002), o Coeficiente global de transferência
de calor para condensador de álcool com água nos tubos fica na faixa de: U=250 a
700 W/(m²*K).
Adotado: U=700 W/(m²*K)
351.35K 351.35K
303.15K 313.15K
∆T_1_W130 351.35K 313.15K−:=
∆T_1_W130 38.2K=
∆T_2_W130 351.35K 303.15K−:=
∆T_2_W130 48.2K=
∆Tml_W130
∆T_1_W130 ∆T_2_W130−( )
ln
∆T_1_W130
∆T_2_W130






:=
∆Tml_W130 43.006K=
U_W130 700
W
m
2
K⋅
:=
A_W130
W130
U_W130 ∆Tml_W130⋅
:=
A_W130 468.843m
2
=
Como em cada torre irá possuir 3 condensador , em cada condensador
teremos uma área de troca aproximadamente:

83
A_W130_A
A_W130
3
:=
A_W130_A 156.281m
2
=
A_W130_B
A_W130
3
:=
A_W130_B 156.281m
2
=
A_W130_C
A_W130
3
:=
A_W130_C 156.281m
2
=
Cálculo da massa de água necessária para condensação:
∆T_W130 313.15K 303.15K−:=
∆T_W130 10K=
ρ_agua 1000
kg
m
3
:=
m_W130
W130
Cp_agua ∆T_W130⋅
ρ_agua
:=
m_W130 1.214 10
3
×
m
3
hr
=
Massa de água necessária para cada condensador:
m_W130_A
m_W130
3
:=
m_W130_A 404.537
m
3
hr
=
m_W130_B
m_W130
3
:=
m_W130_B 404.537
m
3
hr
=

84
m_W130_C
m_W130
3
:=
m_W130_C 404.537
m
3
hr
=
Cálculo da área de troca do evaporador
Com base no Incropera (et al, 2002), o Coeficiente global de transferência de
calor para água - água é de: U=850 a 1700 W/(m²*K).
Adotado U=1700W/(m²*K):
W140 Qr:=
W140 3.486 10
7
× W=
W140_A
W140
4
:=
W140_A 8.716 10
3
× kW=
W140_B
W140
4
:=
W140_B 8.716 10
3
× kW=
W140_C
W140
4
:=
W140_C 8.716 10
3
× kW=
W140_D
W140
4
:=
W140_D 8.716 10
3
× kW=
373.15K 373.15K

85
353.15K 343.15K
∆T_1_W140 373.15K 353.15K−:=
∆T_1_W140 20K=
∆T_2_W140 373.15K 343.15K−:=
∆T_2_W140 30K=
∆Tml_W140
∆T_1_W140 ∆T_2_W140−( )
ln
∆T_1_W140
∆T_2_W140






:=
∆Tml_W140 24.663K=
U_W140 1700
W
m
2
K⋅
:=
A_W140
W140
U_W140 ∆Tml_W140⋅
:=
A_W140 831.546m
2
=
Como serão 4 evaporadores, temos a seguinte área para cada:
A_W140_A
A_W140
4
:=
A_W140_A 207.887m
2
=
A_W140_B
A_W140
4
:=
A_W140_B 207.887m
2
=
A_W140_C
A_W140
4
:=
A_W140_C 207.887m
2
=
A_W140_D
A_W140
4
:=
A_W140_D 207.887m
2
=

86
Cálculo da massa de vapor água necessária:
∆T_W140 353.15K 343.15K−:=
∆T_W140 10K=
m_W140
W140
ρ_agua
:=
m_W140 2.998 10
3
×
m
3
hr
=
Massa de vapor de água necessária para cada evaporador:
m_W140_A
m_W140
4
:=
m_W140_A 749.449
m
3
hr
=
m_W140_B
m_W140
4
:=
m_W140_B 749.449
m
3
hr
=
m_W140_C
m_W140
4
:=
m_W140_C 749.449
m
3
hr
=
m_W140_D
m_W140
4
:=
m_W140_D 749.449
m
3
hr
=
Cálculo do trocador de calor W120, que está na entrada da coluna:
F_A 4.851 10
4
×
kg
hr
=

87
B_A 4.429 10
4
×
kg
hr
=
m_W120 F_A:=
m_W120 4.851 10
4
×
kg
hr
=
∆T_W120 323.15K 306.15K−:=
∆T_W120 17K=
W120 m_W120 Cp_agua⋅ ∆T_W120⋅:=
W120 9.591 10
5
× W=
m_C280 B_A:=
m_C280 4.429 10
4
×
kg
hr
=
∆T_C280
W120
m_C280 Cp_agua⋅
:=
∆T_C280 18.619K=
T_2_C280 373.15K:=
T_1_C280 T_2_C280 ∆T_C280−:=
T_1_C280 354.531K=
Q_C280 m_C280 Cp_agua⋅ ∆T_C280⋅:=
Q_C280 9.591 10
5
× W=
306.15K 323.15K
354.531K 373.15K
∆T_1_W120 354.531K 306.15K−:=
∆T_1_W120 48.381K=

88
∆T_2_W120 373.15K 323.15K−:=
∆T_2_W120 50K=
∆T_ml_W120
∆T_1_W120 ∆T_2_W120( )−
ln
∆T_1_W120
∆T_2_W120






:=
∆T_ml_W120 49.186K=
O coeficiente global de transferência de calor para água-água é de U=850 a
1700 W/m²K (Incropera et al, 2002).
Adotado: U=1700 W/m²K
U_W120 1700
W
m
2
K⋅
:=
A_W120
W120
U_W120 ∆T_ml_W120⋅
:=
A_W120 11.471m
2
=
Cálculo da massa de vapor necessária:
m_W120
W120
ρ_agua
:=
m_W120 48.512
m
3
hr
=
Cálculo do trocado de calor, W150, que irá diminuir a temperatura de saída
do álcool da torre de destilação:
D_A 4.218 10
3
×
kg
hr
=
m_C250 D_A:=
m_C250 4.218 10
3
×
kg
hr
=
m_C260 D_A:=

89
m_C250 4.218 10
3
×
kg
hr
=
∆T_C250 351.35K 328.15K−:=
∆T_C250 23.2K=
W150 m_C250 Cp_alcool⋅ ∆T_C250⋅:=
W150 6.829 10
4
× W=
∆T_C260
W150
m_C260 Cp_alcool⋅
:=
∆T_C260 23.2K=
T_2_C260 323.15K:=
T_1_C260 T_2_C260 ∆T_C260−:=
T_1_C260 299.95K=
351.35K 328.15K
299.95K 323.15K
∆T_1_W150 351.35 K⋅ 299.95K−:=
∆T_1_W150 51.4K=
∆T_2_W150 328.15 K⋅ 323.15K−:=
∆T_2_W150 5K=
∆T_ml_W150
∆T_1_W150 ∆T_2_W150−
ln
∆T_1_W150
∆T_2_W150






:=
∆T_ml_W150 19.912K=
O coeficiente global de transferência de calor para água-água é de U=850 a

90
1700 W/m²K (Incropera et al, 2002).
Adotado: U=1700 W/m²K
U_W150 1700
W
m
2
K
:=
A_W150
W150
U_W150 ∆T_ml_W150⋅
:=
A_W150 2.017m
2
=
Cálculo da massa de água necessária para resfriamento do alcool:
∆T_W150 323.15K 299.95K−:=
∆T_W150 23.2K=
ρ_agua 1000
kg
m
3
:=
m_W150
W150
ρ_agua
:=
m_W150 2.531
m
3
hr
=
DIMENSIONAMENTO DA COLUNA DE DESTILAÇÃO
Cálculo do Diâmetro da torre:
Região de Esgotamento:
Parâmetro de Fluxo (X):

91
ρ_v_esg 0.6
kg
m
3
:=
ρ_l_esg 958
kg
m
3
:=
X_esg
QLl
QVl
ρ_v_esg
ρ_l_esg






0.5
⋅:=
X_esg 0.042=
Adotando o espaçamento entre os pratos 6'', utilizando a figura abaixo, pode-
se achar o Csb de inundação:
Fonte: Caldas, 2007
Csb_esg 0.21
m
s
:=
Vnf_esg
Csb_esg
ρ_v_esg
ρ_l_esg ρ_v_esg−






0.5
:=
Vnf_esg 8.389
m
s
=
Fazendo a correção para a tensão superficial do sistema:

92
σ_sist 90:=
Vnf_esg_cor Vnf_esg
σ_sist
20






0.2
⋅:=
Vnf_esg_cor 11.333
m
s
=
Assumindo que a velocidade de inundação é de 50%:
Vn_esg 0.5 Vnf_esg_cor⋅:=
Vn_esg 5.666
m
s
=
Como a Velocidade de inundação (Vn) é baseada na área livre para
escoamento do vapor, tenho que:
Considerando 95%
Dt_esg
QVl
Vn_esg 0.95⋅ π⋅ ρ_v_esg⋅
4






:=
Dt_esg 2.689m=
Cálculo das velocidades nos furos:
Primeiramente calcula-se a vazão volumétrica de gás nas condições do prato:
CFSgas_esg
QVl
ρ_v_esg
:=
CFSgas_esg 1.1 10
5
×
m
3
hr
=
F inundação = fração da condição de inundação de 0,4 a 0,8.
Adotado: 0,5
F_inund_esg 0.5:=
σ 44:=
F_fluido_esg
σ
20






0.2
:=

93
F_fluido_esg 1.171=
Conforme tabela abaixo, adotamos o F sistema=0,9:

94
Fonte: Caldas, 2007
F_sistema 0.9:=

95
Vf_esg Vnf_esg_cor F_fluido_esg⋅ F_sistema⋅:=
Vf_esg 11.942
m
s
=
Alivre_esg
CFSgas_esg
Vf_esg F_inund_esg⋅
:=
Alivre_esg 5.119m
2
=
De acordo com CALDAS (2007), a área perfurada deve ser de 8 a 15% da
área ativa, tendo um ótimo resultado em torno de 12%.
Adotado: 12%
At_esg
π Dt_esg
2
⋅
4
:=
At_esg 5.678m
2
=
Aa 0.9At_esg:=
Afuros_esg 0.12Aa:=
Afuros_esg 0.613m
2
=
Vh_esg Vn_esg
Alivre_esg
Afuros_esg
⋅:=
Vh_esg 47.302
m
s
=
Analisando a figura 3.38, calcula-se o fator de escoamento do gás:
QVl 6.602 10
4
×
kg
hr
=
ρ_v_esg 0.6
kg
m
3
=
Fs_esg
QVl
Alivre_esg
ρ_v_esg
:=
Fs_esg 3.791
lb
0.5
ft
0.5
s⋅
=

96
A área do downcomer 5% da área total:
Ad_esg 0.05 At_esg⋅:=
Ad_esg 0.284m
2
=
( ) 2
2
2
2
2arccos
2
HHDtHDt
Dt
HDt
Dt
Ad −⋅⋅−−







 −
⋅





=
Dt_esg 2.689m=
H_esg 0.2617m:=
Lw_esg 2
Dt_esg
2






2
Dt_esg
2
H_esg−





2
−⋅:=
Lw_esg 1.594m=
GPM_esg
QLl
ρ_l_esg
:=
GPM_esg 115.15
m
3
hr
=
GPM_esg
Lw_esg
8.079
gal
min in⋅
=
A partir da figura abaixo (Caldas, 2007) pode-se obter o fator de aeração, β:

97
Fonte: Caldas, 2007
β_fa_esg 0.88:=
Afuros_esg
Aa
0.12=
Espessura 1.52mm:=
Dfuros 10mm:=
Espessura
Dfuros
0.152=
Com base na percentagem de área perfurada do prato e a relação entre a
espessura e o diâmetro do orifício do prato, pode-se encontrar o Co (Coeficiente de
descarga do orifício), através do gráfico abaixo:
Fonte: Caldas, 2007
Co 0.79:=
Utilizando o método recomendado por Smith e Fair, deve-se calcular a perda

98
de carga no prato seco, então se tem:
∆P_esg 0.186
s
2
ft
2
⋅ in⋅
Vh_esg
Co






2
⋅
ρ_v_esg
ρ_l_esg






⋅:=
∆P_esg 4.495in=
Para calcular a perda de carga no prato, necessita-se conhecer o how (altura
de líquido desaerado sobre o vertedor de saída) e o hw (altura do vertedor de
saída):
3/2
48,0 





⋅=
Lw
GPM
how
GPM_esg
Lw_esg
8.079
gal
in min⋅
=
how_esg 0.48
min
2
3
in
5
3
⋅
gal
2
3
⋅
GPM_esg
Lw_esg






2
3
:=
how_esg 1.933in=
A faixa de altura dos vertedores está de 0 a 100mm, conforme tabela
CALDAS, 2007.
Adotado: 50mm
hw_esg 0.05m:=
hw_esg 1.969in=
h_entrada_esg β_fa_esg hw_esg how_esg+( )⋅:=
h_entrada_esg 0.087m=
ht_esg h_entrada_esg ∆P_esg+:=
ht_esg 0.201m=

99
Para a região de retificação:
Parâmetro de Fluxo (X)
ρ_v_retif 1.594
kg
m
3
:=
ρ_l_retif 733
kg
m
3
:=
X_retif
QL
QV
ρ_v_retif
ρ_l_retif






0.5
⋅:=
X_retif 0.044=
Adotando o espaçamento entre os pratos 6'', utilizando a figura mostrada
anteriormente, pode-se achar o Csb de inundação:
Csb_retif 0.25
m
s
:=
Vnf_retif
Csb_retif
ρ_v_retif
ρ_l_retif ρ_v_retif−






0.5
:=
Vnf_retif 5.355
m
s
=
Fazendo a correção para a tensão superficial do sistema:
σ_sist 90:=
Vnf_retif_cor Vnf_retif
σ_sist
20






0.2
⋅:=
Vnf_retif_cor 7.235
m
s
=
Assumindo que a velocidade de inundação é de 50%:

100
Vn_retif 0.5 Vnf_retif_cor⋅:=
Vn_retif 3.617
m
s
=
Como a Vn é baseada na área livre para escoamento do vapor, tenho que:
Considerado 95%
Dt_retif
QV
Vn_retif 0.95⋅ π⋅ ρ_v_retif⋅
4














1
2
:=
Dt_retif 2.065m=
Cálculo das velocidades nos furos:
CFSgas_retif
QV
ρ_v_retif
:=
CFSgas_retif 4.142 10
4
×
m
3
hr
=
F inundação = fração da condição de inundação de 0,4 a 0,8.
Adotado: 0,5
F_inund_retif 0.5:=
σ 44=
F_fluido_retif
σ
20






0.2
:=
F_fluido_retif 1.171=
Conforme tabela mostrada na região de esgotamento, adotamos o F
sistema=0,9:
F_sistema 0.9:=
Vf_retif Vnf_retif_cor F_fluido_retif⋅ F_sistema⋅:=

101
Vf_retif 7.623
m
s
=
Alivre_retif
CFSgas_retif
Vf_retif F_inund_retif⋅
:=
Alivre_retif 3.018m
2
=
Adotado para área perfurada: 12% da área ativa
At_retif
π Dt_retif
2
⋅
4
:=
At_retif 3.348m
2
=
Aa 0.9At_retif:=
Afuros_retif 0.12Aa:=
Afuros_retif 0.362m
2
=
Vh_retif Vn_retif
Alivre_retif
Afuros_retif
⋅:=
Vh_retif 30.197
m
s
=
Cálculo do fator de escoamento do gás:
Fs_retif
QV
Alivre_retif
ρ_v_retif








:=
Fs_retif 3.945
lb
0.5
ft
0.5
s⋅
=
A área do downcomer 5% da área total:
Ad_retif 0.05 At_retif⋅:=
Ad_retif 0.167m
2
=

102
( ) 2
2
2
2
2arccos
2
HHDtHDt
Dt
HDt
Dt
Ad −⋅⋅−−







 −
⋅





=
Dt_retif 2.065m=
H_retif 0.2006m:=
Lw_retif 2
Dt_retif
2






2
Dt_retif
2
H_retif−





2
−⋅:=
Lw_retif 1.223m=
GPM_retif
QL
ρ_l_retif
:=
GPM_retif 0.023
m
3
s
=
GPM_retif
Lw_retif
7.71
gal
min in⋅
=
β_fa_retif 0.85:=
Afuros_retif
Aa
0.12=
Espessura 1.52mm:=
Dfuros 10mm:=
Espessura
Dfuros
0.152=
Utilizando o mesmo método gráfico da região de esgotamento, tem-se:
Co_retif 0.86:=
Perda de carga nos pratos secos:
∆P_retif 0.186
s
2
ft
2
⋅ in⋅
Vh_retif
Co_retif






2
⋅
ρ_v_retif
ρ_l_retif






⋅:=
∆P_retif 0.136m=
∆P_retif 5.368in=

103
Para calcular a perda de carga no prato, necessita-se conhecer o how (altura
de líquido desaerado sobre o vertedor de saída) e o hw (altura do vertedor de
saída):
how_retif 0.48
min
2
3
in
5
3
⋅
gal
2
3
⋅
GPM_retif
Lw_retif






2
3
:=
how_retif 0.048m=
how_retif 1.873in=
A faixa de altura dos vertedores está de 0 a 100mm, conforme tabela
CALDAS, 2007.
Adotado: 50mm
hw_retif 0.05m:=
hw_retif 1.969in=
h_entrada_retif β_fa_retif hw_retif how_retif+( )⋅:=
h_entrada_retif 0.083m=
ht_retif h_entrada_retif ∆P_retif+:=
ht_retif 0.219m=
DIMENSIONAMENTO DA TUBULAÇÃO
O dimensionamento da tubulação tem como base as equações:
A=π D²/4
Q=A v
Sendo que:
Q = vazão
v = velocidade

104
Tubulação corrente 210:
ρ_agua 1000
kg
m
3
:=
C210 F:=
C210 1.94 10
5
×
kg
hr
=
Q_C210
C210
ρ_agua
:=
Q_C210 0.054
m
3
s
=
Com base na Tabela "Velocidade econômica de vários fluidos na indústria"
(GOMIDE, 1980), pode-se conhecer a faixa de velocidade recomendada.
Para essa tubulação, descarga de bombas, a faixa é de 1,5 a 3,0 m/s.
Adotado: 2,0 m/s
v_ad_C210 2.0
m
s
:=
D_C210
Q_C210
v_ad_C210
4
π
⋅:=
D_C210 0.185m=
D_C210 7.293in=
Corrigindo o diâmetro, de acordo com a tabela "Transport and Storage of
fluids" (PERRY, 1980), conforme anexo, tem-se o diâmetro da tubulação:
D_C210_cor 7.981in:=
Schedule 40:
D_C210_cor 0.203m=
v_C210_real
Q_C210
π D_C210_cor
2
⋅
4






:=

105
v_C210_real 1.67
m
s
=
Após o cálculo da velocidade real, calculou-se o o número de Reynolds, que
é dado pela equação:
Sendo que:
ρ=massa específica da mistura
µ= viscosidade da mistura.
µ
ρ v⋅
=Re
Para essa corrente, utilizaremos a viscosidade da água, pois essa tubulação
alimenta a torre e possui 91% de água:
µ_C210 0.001Pa s⋅:=
Re_C210
ρ_agua D_C210_cor⋅ v_C210_real⋅
µ_C210
:=
Re_C210 3.386 10
5
×=
Para Reynolds acima de 4000, utiliza-se a equação de Churchill para se obter
o fator de atrito de Fannig (f) conforme abaixo, segundo GOMIDE (1980):














+





⋅−=
9,0
Re
7
27,0log4
1
Df
ε
Admitindo que a tubulação será em aço inox, ε=0.0457 mm, segundo PERRY
(1980)
ε 0.000457m:=
f_C210
1
4− log 0.27
ε
D_C210_cor
⋅






7
Re_C210






0.9
+






⋅








2
:=
f_C210 6.203 10
3−
×=
Calculando a perda de carga, para 100 m de tubulação ∆Ρ100m:

106
comp_tub 100m:=
∆P_C210 f_C210
2 comp_tub⋅
D_C210_cor
⋅ ρ_agua⋅ v_C210_real
2
⋅:=
∆P_C210 1.707 10
4
× Pa=
C220 C210:=
C220 1.94 10
5
×
kg
hr
=
Para esta tubulação o diâmetro e a velocidade serão as mesmas da C210,
sendo assim:
v_C220_real v_C210_real:=
v_C220_real 1.67
m
s
=
D_C220_cor D_C210_cor:=
D_C220_cor 0.203m=
∆P_C220 ∆P_C210:=
∆P_C220 1.707 10
4
× Pa=
Cálculo da perda de carga por acessórios:
Acessório Quantidade Coeficiente (k)
Válvula globo 1 6,0
Válvula retenção 1 10,0
TOTAL 2 16,0
Σk_C220 16:=
grav 9.81
m
s
2
:=
∆P_aces_C220 Σk_C220
v_C220_real
2
2 grav⋅
⋅:=

107
∆P_aces_C220 2.275m=
C230 QV:=
C230 6.602 10
4
×
kg
hr
=
ρ_l_retif 733
kg
m
3
=
Q_C230
C230
ρ_l_retif
:=
Q_C230 0.025
m
3
s
=
Velocidade adotada: 10 a 30 m/s (Vapores de processos em geral), conforme
anexo.
v_ad_C230 20
m
s
:=
D_C230
Q_C230
v_ad_C230
4
π
⋅:=
D_C230 0.04m=
D_C230 1.571in=
Schedule 40:
D_C230_cor 1.610in:=
D_C230_cor 0.041m=
v_C230_real
Q_C230
π D_C230_cor
2
⋅
4






:=
v_C230_real 19.049
m
s
=
µ_C230 0.00001Pa s⋅:=

108
Re_C230
ρ_l_retif D_C230_cor⋅ v_C230_real⋅
µ_C230
:=
Re_C230 5.71 10
7
×=
Para Re_C230> 4000 o regime é turbulento e utiliza-e a equação de Churchill
para se obter o fator de atrito de Fanning (f) , segundo GOMIDE (1980):
Rugosidade superficial do aço inox:
ε 0.000457m:=
f_C230
1
4− log 0.27
ε
D_C230_cor
⋅






7
Re_C230






0.9
+






⋅








2
:=
f_C230 9.84 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C230 f_C230
2 comp_tub⋅
D_C230_cor
⋅ ρ_l_retif⋅ v_C230_real
2
⋅:=
∆P_C230 1.28 10
7
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C230 16.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C230_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C230 299.6m=

109
C240 QL:=
C240 6.18 10
4
×
kg
hr
=
ρ_l_retif 733
kg
m
3
=
Q_C240
C240
ρ_l_retif
:=
Q_C240 0.023
m
3
s
=
Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade)
v_ad_C240 1.0
m
s
:=
D_C240
Q_C240
v_ad_C240
4
π
⋅:=
D_C240 0.173m=
D_C240 6.799in=
Schedule 40:
D_C240_cor 7.981in:=
D_C240_cor 0.203m=
v_C240_real
Q_C240
π D_C240_cor
2
⋅
4






:=
v_C240_real 0.726
m
s
=
µ_C240 0.0004Pa s⋅:=
Re_C240
µ_C240
:=
Re_C240 2.696 10
5
×=

110
para se obter o fator de atrito de Fanning (f), segundo GOMIDE (1980):
ε 0.000457m:=
f_C240
1
4− log 0.27
ε
D_C240_cor
⋅






7
Re_C240






0.9
+






⋅








2
:=
f_C240 6.238 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C240 f_C240
2 comp_tub⋅
D_C240_cor
2
⋅:=
∆P_C240 2.375 10
3
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C240 16.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C240_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C240 0.435m=
C250 D_A:=
C250 4.218 10
3
×
kg
hr
=

111
ρ_l_retif 733
kg
m
3
=
Q_C250
C250
ρ_l_retif
:=
Q_C250 1.599 10
3−
×
m
3
s
=
v_ad_C250 1.2
m
s
:=
D_C250
Q_C250
v_ad_C250
4
π
⋅:=
D_C250 0.041m=
D_C250 1.621in=
Schedule 80:
D_C250_cor 1.939in:=
D_C250_cor 0.049m=
v_C250_real
Q_C250
π D_C250_cor
2
⋅
4






:=
v_C250_real 0.839
m
s
=
µ_C250 0.0004Pa s⋅:=
Re_C250
µ_C250
:=
Re_C250 7.573 10
4
×=
para se obter o fator de atrito de Fanning (f), segundo GOMIDE(1980):

112
ε 0.000457m:=
f_C250
1
4− log 0.27
ε
D_C250_cor
⋅






7
Re_C250






0.9
+






⋅








2
:=
f_C250 9.519 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C250 f_C250
2 comp_tub⋅
D_C250_cor
2
⋅:=
∆P_C250 1.995 10
4
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C250 16.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C250_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C250 0.581m=
C260 C250:=
C260 4.218 10
3
×
kg
hr
=
ρ_l_retif 733
kg
m
3
=

113
Q_C260
C260
ρ_l_retif
:=
Q_C260 5.755
m
3
hr
=
Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade e sucção de
bomba:)
v_ad_C260 1.0
m
s
:=
D_C260
Q_C260
v_ad_C260
4
π
⋅:=
D_C260 0.045m=
D_C260 1.776in=
Schedule 80:
D_C260_cor 1.939in:=
D_C260_cor 0.049m=
v_C260_real
Q_C260
π D_C260_cor
2
⋅
4






:=
v_C260_real 0.839
m
s
=
µ_C260 0.0004Pa s⋅:=
Re_C260
µ_C260
:=
Re_C260 7.573 10
4
×=
ε 0.000457m:=

114
f_C260
1
4− log 0.27
ε
D_C260_cor
⋅






7
Re_C260






0.9
+






⋅








2
:=
f_C260 9.519 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C260 f_C260
2 comp_tub⋅
D_C260_cor
2
⋅:=
∆P_C260 1.995 10
4
× Pa=
TOTAL 2 16,0
Σk_C260 16.0:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C260_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C260 0.574m=
Cálculo da perda de carga por fricção, supondo 50 m de tubulação
comp_tub_fric 50m:=
∆P_fricção_C260
f_C260
2 comp_tub_fric⋅
D_C260_cor
⋅ ρ_v_retif⋅ v_C260_real
2
⋅
ρ_v_retif g⋅
:=
∆P_fricção_C260 1.388m=
ΣHr_C260 ∆P_aces_C260 ∆P_fricção_C260+:=
ΣHr_C260 1.962m=

115
Cálculo da altura manométrica da bomba:
r
eaea
geo H
g
VV
g
PP
HH Σ+





⋅
−
+





⋅
−
+=
2
22
ρ
ΣHr é o somatório das perdas de carga por fricção e dos acessórios, já
calculados acima.
Hgeo é a altura geométrica do fluido;
Como o W150 encontra-se a pressão amosférica, pode-se desprezar:






⋅
−
g
PP ea
ρ
Como o efeito da velocidade cinética sobre o escoamento será pequeno,
despreza-se o termo:






⋅
−
g
VV ea
2
22
Hgeo_C260 0m:=
H_C260 Hgeo_C260 ΣHr_C260+:=
H_C260 1.962m=
Q_C260 5.755
m
3
hr
=
Catálogo em anexo.
Tubulação corrente 270
C270 QVl:=
C270 6.602 10
4
×
kg
hr
=
ρ_l_esg 958
kg
m
3
=

116
Q_C270
C270
ρ_l_esg
:=
Q_C270 0.019
m
3
s
=
Velocidade adotada: 10 a 30 m/s (Vapores de processo em geral)
v_ad_C270 20
m
s
:=
D_C270
Q_C270
v_ad_C270
4
π
⋅:=
D_C270 0.035m=
D_C270 1.374in=
Schedule 40:
D_C270_cor 1.380in:=
D_C270_cor 0.035m=
v_C270_real
Q_C270
π D_C270_cor
2
⋅
4






:=
v_C270_real 19.838
m
s
=
µ_C270 0.0000125Pa s⋅:=
Re_C270
ρ_v_esg D_C270_cor⋅ v_C270_real⋅
µ_C270
:=
Re_C270 3.338 10
4
×=
ε 0.000457m:=

117
f_C270
1
4− log 0.27
ε
D_C270_cor
⋅






7
Re_C270






0.9
+






⋅








2
:=
f_C270 0.011=
comp_tub 100m:=
∆P_C270 f_C270
2 comp_tub⋅
D_C270_cor
⋅ ρ_v_esg⋅ v_C270_real
2
⋅:=
∆P_C270 1.466 10
4
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C270 16.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C270_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C270 324.942m=
C280 B_A:=
C280 4.429 10
4
×
kg
hr
=
ρ_l_esg 958
kg
m
3
=
Q_C280
C280
ρ_l_esg
:=
Q_C280 0.013
m
3
s
=

118
Velocidade adotada: 0,5 a 1,5 m/s (Escoamento por gravidade e sucção da
bomba)
v_ad_C280 1.0
m
s
:=
D_C280
Q_C280
v_ad_C280
4
π
⋅:=
D_C280 0.128m=
D_C280 5.035in=
Schedule 40:
D_C280_cor 5.047in:=
D_C280_cor 0.128m=
v_C280_real
Q_C280
π D_C280_cor
2
⋅
4






:=
v_C280_real 0.995
m
s
=
µ_C280 0.00028Pa s⋅:=
Re_C280
ρ_l_esg D_C280_cor⋅ v_C280_real⋅
µ_C280
:=
Re_C280 4.364 10
5
×=
ε 0.000457m:=
f_C280
1
4− log 0.27
ε
D_C280_cor
⋅






7
Re_C280






0.9
+






⋅








2
:=
f_C280 6.966 10
3−
×=
comp_tub 100m:=

119
∆P_C280 f_C280
2 comp_tub⋅
D_C280_cor
⋅ ρ_l_esg⋅ v_C280_real
2
⋅:=
∆P_C280 1.031 10
4
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C280 16.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C280_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C280 0.818m=
C290 QLl:=
C290 1.103 10
5
×
kg
hr
=
ρ_l_esg 958
kg
m
3
=
Q_C290
C290
ρ_l_esg
:=
Q_C290 0.032
m
3
s
=
v_ad_C290 1.0
m
s
:=
D_C290
Q_C290
v_ad_C290
4
π
⋅:=
D_C290 0.202m=

120
D_C290 7.945in=
Schedule 40:
D_C290_cor 7.981in:=
D_C290_cor 0.203m=
v_C290_real
Q_C290
π D_C290_cor
2
⋅
4






:=
v_C290_real 0.991
m
s
=
µ_C290 0.00028Pa s⋅:=
Re_C290
µ_C290
:=
Re_C290 6.874 10
5
×=
ε 0.000457m:=
f_C290
1
4− log 0.27
ε
D_C290_cor
⋅






7
Re_C290






0.9
+






⋅








2
:=
f_C290 6.129 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C290 f_C290
2 comp_tub⋅
D_C290_cor
2
⋅:=
∆P_C290 5.69 10
3
× Pa=

121
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 1 0,2
Σk_C290 0.2:=
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C290_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C290 0.01m=
C300 B_A:=
C300 4.429 10
4
×
kg
hr
=
ρ_l_esg 958
kg
m
3
=
Q_C300
C300
ρ_l_esg
:=
Q_C300 0.013
m
3
s
=
v_ad_C300 1.0
m
s
:=
D_C300
Q_C300
v_ad_C300
4
π
⋅:=
D_C300 0.128m=
D_C300 5.035in=
Schedule 40:
D_C300_cor 5.047in:=
D_C300_cor 0.128m=

122
v_C300_real
Q_C300
π D_C300_cor
2
⋅
4






:=
v_C300_real 0.995
m
s
=
µ_C300 0.00028Pa s⋅:=
Re_C300
µ_C300
:=
Re_C300 4.364 10
5
×=
para se obter o fator de atrito de Fanning (f):
ε 0.000457m:=
f_C300
1
4− log 0.27
ε
D_C300_cor
⋅






7
Re_C300






0.9
+






⋅








2
:=
f_C300 6.966 10
3−
×=
comp_tub 100m:=
∆P_C300 f_C290
2 comp_tub⋅
D_C300_cor
2
⋅:=
∆P_C300 9.071 10
3
× Pa=
Curva 45° 1 0,2
TOTAL 3 16,2
Σk_C300 16.2:=

123
grav 9.81
m
s
2
:=
v_C300_real
2
2 grav⋅
⋅:=
∆P_aces_C300 0.818m=

125
ANEXO 5
TUBULAÇÃO E INSTRUMENTAÇÃO

Caldo de cana

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