Engenharia do Açúcar de Cana - Peter Rein - Parte 03

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15 Cristalização
como coeficiente de saturaçao {vau der Poel et ai.
1998:650).
Para uma solução saturada, tanto pura como
impura, o grau de supersaturação é expresso
pelo coeficiente de supersaturação y. calcu
lado dividindo se a relação sacarose/água da
solução supersaturada pela relação sacarose/
água de uma solução saturada sob as mesmas
condições de temperatura e pureza (ou rela
ção não sacarose/água). O coeficiente de super
saturação indica se a solução está insaturada
(v < 1). saturada (>• = 1) ou supersaturada (y > 1).
Ele é definido por:
(15.5)
A solubilidade de soluções puras de sacarose é
mostrada na Figura 15.1. A saturação é represen
tada pela curva para = 1. E
óbvio que há um efeito muito
forte da temperatura na solu
bilidade. Esta Figura mostra 4,2
também curvas para valores
de Vp de 1,2 e 1,3. A região 4 0
de coeficiente de supersatu
ração entre 1 e 1,2 é conheci- , „
da como região metaestável.
Nesta região, os cristais de ^ ̂
açúcar crescerão, mas núcleos ct
novos de açúcar não se forma- ^
rão. Esta é a região na qual a i
cristalização deve ser contro- 5
lada. A região entre 1.2 e 1,3 ^
é denominada como região ^
intermediária, na qual os cris- 3 3,0
tais continuarão a crescer, mas ro
núcleos novos se formarão na 2,8
o /
presença de cristais de açúcar. S
A região acima de um coefi- ^ 2.S
ciente de supersaturação de
1,3 é conhecida como a região 2 4
lábil; nesta região a nucleação
ocorrerá espontaneamente. ^ 2
Uma solução subsaturada '
num ponto abaixo da curva de
saturação (A na Figura 15.1),
pode ser movida para a região
supersaturada por evaporação
a temperatura constante, ou Ficura 15.1: Solul
por resfriamento a um teor de sólidos dissolvidos
constante.
15.1.2 Crescimento do cristal e nuclea
ção
O crescimento do cristal é um assunto com
plicado e o leitor deve consultar a vem der Poel et
al. (1998:653:670) que fazem um tratamento mais
amplo deste assunto. Para propósitos práticos, o
crescimento do cristal pode ser considerado um
processo progressivo, com a força motriz para a
cristalização sendo o grau de supersaturação. As
moléculas de sacarose na solução têm de migrar
para o cristal e então serem incorporadas na estru
tura do cristal. A taxa de cristalização é. portanto
dependente destes dois processos. A Figura 15.2
Coeficiente de supersaturação y = 1,3
Evaporação
(isotérmica)
Evapo
ração
de flash
Resfria-
^ mento /
Solução subsaturada
Temperatura em °C
Figura 15.1: Solubilidade de sacarose pura em água em função de temperatura
15.1.2 Crescimenlo do cristal e nucleação
apresenta unia cainacla limite através da qual as
moléculas se dilundem c uma camada de adsor-
ção na superrícic dt) cristal. Estes dois processos
podem ser representados como:
I Camada de adsorqão
t
Difusão
Difusão:
d//i
Reação superficial:
d/íi , / V
(15.6)
(15.7)
onde /\ é a área supcriicial do cristal. e são
constantes da taxa de difusão e reação superlicial,
c, c* e são as concentrações da solução como
um todo. na interface cristal superfície e em equi
líbrio, respectivamente. Isto é nu realidade uma
simplificação, visto que o processo de incorpora
ção na estrutura consiste de uma série de proces
sos incluindo a adsorção na camada superficial,
migração a um local adequado na superfície e anc-
xação à própria estrutura do cristal. Mesmo assim,
estas duas equações podem ser combinadas para
dar:
d/u , / \
~— — kf. ■ A ■ (f — (• )
fT V ''l)
^c; - (^'n • k^^)/[k^, +k^^)
(15.8)
(15.9)
Foi bem estabelecido que em temperaturas
< 40 °C. o processo de incorporação superfi
cial é o controlador da velocidade do processo e
Eni temperaturas > 50 "C. a taxa de mi
gração controla o processo e k^, ~ í:,,.
Na prática, foi comprovado que a velocidade
do processo não é sempre um processo de primei
ra ordem e a taxa de cristalização é melhor ex
pressada como;
dm , , y,
(15.10)
onde n tem um valor entre 1 e 2 em diferenças
de concentrações baixas, mas tende à unidade (ou
seja. um processo de primeira ordem) em diferen
ças de concentração maiores. A constante de velo
cidade da reação é dependente da temperatura.
' Reação superficial
Camada , volume aparente
I de solução
estagnaçao,
t Interface cristal/solução
Figura 15.2: Representação de difusão e reação supcrti-
eia! em cristalização
de acordo com uma relação do tipo Arrheniiis, a
qual pode ser escrita como:
A-,; =A„-exp (15.11)
Nesta equação. é a constante universal dos ga
ses (8..^ 14 kJ/(kmol • K) e 7 a temperatura abso
luta. A energia de ativação E^ tem um valor maior
em temperaturas menores, correspondendo ao
processo de incorporação superficial e um valor
menor em faixas de temperaturas maiores onde a
difusão é o fator de controle. A Figura 15.3 mostra
O 20 40 60 80
Temperatura em °C
Figura 15.3: Energia aparente de ativação pura crescimen
to do cristal de sacarose (Love 2002)
1 Energia de ativação de reação superficial; 2 Energia de
ativação total de processo; .3 Energia de ativação do volume
de difusão
Refcrêncicis pcíf;. 462
15 Cristalização
que a energia de ativação se altera em função da
temperatura. No cozimento a faixa de temperatura
maior é adequada.
Embora uma diferença de concentração gran
de acelere a taxa de cristalização, é preciso to
mar cuidado para assegurar que esta não seja tão
grande que a concentração da solução se desvie
ou para a região intermediária ou para a região
lábil. Isto resultará na formação de novos núcle
os de cristais, uma produção de cristais menores,
que afetará adversamente a separação do cristal
do licor mãe.
A nucleação é um processo complexo influen
ciado por muitos fatores diferentes. E um proces
so difícil de controlar ou prognosticar e deve se
evitar que o processo de cristalização opere em
regimes de temperatura de concentração onde nu
cleação descontrolada possa ocorrer. Um trabalho
de van der Poel et al. (1998:650-653) cobre os fa
tores principais que regem a nucleação na prática.
15.1.3 Efeito da não sacarose
Os componentes não sacarose na solução têm
quatro efeitos principais na cristalização:
" Modificam a solubilidade da sacarose. O co
eficiente de solubilidade é geralmente menor
do que uma unidade para valores baixos da
relação não sacarose/água (ver equação (18.3)
na Seção 18.1.1), mas em valores altos ele ex
cede um, indicando um aumento na solubili
dade da sacarose.
• Reduzem a taxa de cristalização pelo retarda
mento do processo de difusão devido a vis-
cosidades maiores ou pela interação com de
terminadas faces do cristal, inibindo, assim, a
incorporação estrutural.
• Afetam a forma e a morfologia do cristal. Isto
está associado ao ponto anterior, no qual de
terminadas impurezas bloqueiam os locais de
cristalização em certas superfícies, dificultan
do o crescimento nestas faces, alterando, as
sim. a forma do cristal. Determinados oligos-
sacarídeos são particularmente bem conhe
cidos como uma causa de cristais alongados
{More! du Boi! 1991).
• Aumentam a largura da região metaestável
mostrada na Figura 15.1. disponibilizando
uma faixa mais ampla de temperatura e de
condições de concentração para a granagem.
Os efeitos da não sacarose variam de uma região
produtora de cana para outra e em tempos de sa
fras diferentes. Geralmente são difíceis de medir
ou predizer.
Os valores do coeficiente de solubilidade são
mostrados na Figura 18.1 . Eles são afetados não
somente pela relação de não sacarose/água. mas
também pela de açúcares redutorcs/cinza. Os va
lores caem abaixo de um. entre 0,8 e 0.9 em uma
relação de não sacarose/água de três. Isto implica
que a solubilidade da sacarose em água reduz se
à medida que a pureza cai. Conforme a relação de
não sacarose/água eleva se acima de três, o co
eficiente de solubilidade aumenta, excedendo a
unidade numa relação de não sacarose/água acima
de quatro.
Foram feitas poucas tentativas de quantificar o
efeito da não sacarose na taxa de cristalização. In-
corporandose a proposta de Wrii^ht e Whiie (1974)
na equação (15.1 1), esta fornece:
A-p =/:„-exp|^-^-l,75£/f,,„vj(15.12)
Nesta equação, é a relação de não sacarose/
água. Love (2002) analisou os resultados de uma
série de trabalhos e demonstrou que a constante
1,75 é muito baixa. Ele estimou que a constante
devesse ter um valor ao redor de 2.4. A forma da
equação (15.12) pode ser funcionalmente apro
priada. mas há pouca concordância sobre os valo
res a serem usados nesta equação.
15.1.4 Taxas de cristalização
As equações (15.8) e (15.12) podem ser usa
das para estimar as taxas de cristalização com hi
póteses adequadas acerca da área superficial do
cristal (tamanho médio, distribuição do tamanho
e forma). Entretanto, não há valores de parâme
tros comprovados disponíveis capazes de fazer
esta estimativa com segurança.Uma abordagem
diferente é usar dados industriais, bem como os
de plantas pilotos e laboratoriais para estimar as ta
xas de cristalização global média, expressas como
a taxa de crescimento dos cristais a partir de medi
ções do tamanho do cristal. Love (2002) apresen-
15.1.5 Elevação do ponto de ebulição
Tabela 15.1: Vnlorcs de ui\a de crescinionU) de cristal
Tipo de massa cozida
Refinaria - industriai
Refinaria - industrial
Refinaria - planta piloto
Massa co/ida A
Massa co/ida A
Massa co/ida A
Massa co/ida A - co/cdor continuo
Massa ct^/ida A
Massa co/ida B
Massa co/ida B
Massa co/ida C
Massa co/ida C
Massa co/ida C
Pureza do licor mãe Taxa de crescimento em pm/h Fonte dos dados
890/110
710/31
130
52-121
56
35-75
lOÜ-l 10
80
\Vní;hi (1983)
Lionnei
Lioniien\^m)
lVn;c/íMl983)
Miller c Bnxieífooí (1997)
An hihahi c Smifh (1975)
U>ye (2002)
Bnxulfool (2005)
Bniíuffdol (2005)
An'hihiiUl c Smilh (1975)
\Vri,!;ht {m?)
Bnnuifocl (2005)
An IiihaUl e Sntilh (1975)
lou os resultados de dados disponíveis na literatura
em conjunto com dados internos de trabalho da
Tongaat-Huleit Sugar. Estes resultados junto com
alguns dados australianos recentes são mostrados
na Tabela 15.1 .
Estes números dão somente uma aproximação
às taxas de crislali/.ação reais, pelas seguintes ra
zões:
• A purc/.a do licor mãe pode variar amplamen
te durante o curso de um co/imento.
• Para uma parte do processo, a evaporação e
nãt) a cristalização pode ser limitaiue e a taxa
de cristalização poderia ser na média maior do
que os valores mcistrados. Isto é bem ilustra
do pelos dados de Lioiiiici em cozimentos de
reíinaria na Tabela; o primeiro número repre
senta a taxa nos estágios iniciais de cozimento
quando a taxa de evaporação excede a taxa de
cristalização, etiquanto que o segundo núme
ro é a taxa quando o processo é limitado pela
taxa de evaporação.
• O controle de processo e em particular a su-
persaturação pode ter um eleito grande. Co-
zedores que evaporarn rápido devido à boa
circulação fornecerão taxas de cristalização
aparente maiores.
• Há uma dispersão grande e variável nos ta
manhos de cristal, que influencia os valores
médios significativamente. Esta dispersão é
devida às variações na taxa de crescimento de
cristal, a qual pode diferir por uma ordem de
magnitude (VV/f/Ve et al. 1998).
Foi proposto que as taxas relativas de crescimen
to de cristais numa suspensão são dependentes da
história dos cristais {Whitc et al. 1998). A taxa
de crescimento de cada cristal individual é uma
propriedade inata do cristal; alguns são de cres
cimento rápido e outros de crescimento lento e é
esta propriedade que leva à dispersão durante o
crescifuento do cristal.
15.1.5 Elevação do ponto de ebulição
O fato de que soluções de sacarose entram em
ebulição numa temperatura maior do que a água
é discutido na Seção 1 2.1.2. A elevação do ponto
de ebulição é apresentada como uma função do
teor de sacarose na Figura 12.1, que indica que a
elevação do ponto de ebulição é menor em tem
peraturas menores. Este dado é apresentado numa
forma um pouco diferente como uma função da
temperatura da massa cozida na Figura 15.4. ba
seada na interpretação de Holven sobre os dados
de Thieme (Chen e Choii 1993:238).
Saska (2002) assinala que, equações de cor
relação diferentes para elevação do ponto de ebu
lição estão disponíveis, mas todas elas derivaram
de somente duas investigações originais, uma por
Spengler em beterraba e outra por Thieme em
produtos de cana. Outros dados por Batierhcun e
Norf^cite (1975) têm sido bastante negligenciados,
exceto na Austrália. Saska desenvolveu trabalho
complementar e comparou seus dados com corre-
Ryfyrêncici.s piíii. 462
15 Cristalização
de cristal, grandemente dependente do histórico
dos cristais; de crescimento rápido continuará a
crescer mais rápido que a média, levando à con
clusão que cristais maiores têm uma taxa de cres
cimento maior. Nas massas cozidas A. o efeito
líquido é para o CV melhorar (reduzir) conforme
o crescimento de cristal ocorre, mas em massas
cozidas de pureza baixa os efeitos da dispersão
de tamanho são muito mais fortes, conduzindo a
valores de CV piores à medida que o crescimento
de cristal progride {Rein e Msinianga 1990).
E conveniente considerar que a distribuição
de tamanhos de açúcar segue uma das distribui
ções padrão. O método comum de determinação
de abertura média e CV por peneiramento supõe
uma distribuição normal. Esta, entretanto é simé
trica ao redor da média e, portanto às vezes inclui
tamanhos negativos. Hoekstrci (1985) utilizou uma
distribuição exponencial negativa na análise dos
resultados de testes de cozedores contínuos. Rein
e Archibald (1989) usaram a distribuição logarít-
mica normal a que melhor acomoda a distribuição
assimétrica, mas ainda incorpora um valor médio e
um CV. White et al. (1998) mostraram também que
a distribuição logarítmica normal é inapropriada.
Na indústria de açúcar de beterraba a distribuição
RRSB (Ro.sin-Rainmler-Sperling-Bennett) é aceita
como a melhor representação da distribuição de
tamanho {van der Poet et al. 1998:106).
Medições do tamanho de cristal. O tamanho
do cristal pode ser medido em várias maneiras di
ferentes:
• O açúcar produzido precisa ser secado e pe
neirado num conjunto de peneiras por um
período de tempo padrão. Aplica se o método
ICUMSA GS2-37 (Anon. 2005). No método
Powers. a abertura média é um tamanho médio
baseado na massa e é obtido como o ponto de
50 % num gráfico de massa acumulada de açú
car retido em função da dimensão da abertura.
O desvio-padrão é obtido da diferença entre a
média num gráfico de distribuição acumulati-
va relativa aos pontos 16 ou 84 % .
• As vezes é considerado um tamanho específi
co de cristal. Este método usa o resultado de
um ensaio de peneiramento para produzir um
tamanho "médio" em termos de área superfi
cial (SASTA 2005).
• Às vezes, somente os "finos" sao medidos
como aquela fração de açúcar que passa atra
vés de uma peneira com malha de abertura de
0.6 mm (peneira Tyler dc 28 mesh).
» A imagem digital está se tornando mais am
plamente utilizada, porque ela não neces
sariamente requer que o açúcar seja separado
e secado antes da medição. É, portanto par
ticularmente adequada para massas cozidas
de baixa pureza. A imagem pode ser proces-
.sada manualmente (contagem e medição de
cristais individuais), ou automaticamente,
usando software desenvolvido especialmente.
Os valores médios computados são valores
numéricos médios. Tanto o tamanho quanto
o diâmetro equivalente podem .ser expressos.
O tamanho é mais apropriado na avaliaçao
do potencial do cristal passar através da tela
de uma centrífuga contínua, mas o diâmetro
equivalente pode ser mais apropriado em estu
dos de cristalização.
Analisadores sofisticados e caros, usualmen
te empregando técnicas com laser, podem
ser aplicados tanto a amostras de açúcar seco
quanto às suspensões ajustadas a uma consis
tência apropriada para medição.
Distinção tem de ser estabelecida entre distribui
ções baseadas na massa (conforme obtida por pe
neiramento) ou por número (baseada em técnicas
de vídeo imagem). Equivalências matemáticas pií*
dem ser derivadas dependendo da distribuição as
sumida (por exemplo. Broadfoot 1992). Atenção
também é dada ao fato de quevários métodos de
determinação da abertura média são usados; dos
quatro métodos ICUMSA usados para exprimir os
resultados, três usam a mediana ao invés do ta
manho médio por massa, como a abertura média.
Fatores de forma. A relação entre o tamanho
de cristal (com um diâmetro característico d^^ e
densidade p^.^). área do cristal A e massa do cristal
m requer a avaliação dos fatores de forma:
. dl-^
A = ̂dl,
(15.15)
(15.16)
Foi constatado que o fator de forma a tem iirn va
lor de 0.34 (Lionnet 1998) baseado no d^.^ definido
15.1.8 O processo de cristalização
como (/- • b)"\ onde / e h são coniprinicnlo e lar
gura dos cristais. Buhnik e KíhUcc (1992) dão um
valor de a = 0,31. Uonnet (1998) calculou o fator
de forma p como sendo 2,9 dando uma relação
ct/p de 0.1 16. Notar que esta relação dá um valor
de 1/6 ou 0,1667 para esferas e cubos.
Usando os valores de Lioniwí, as equações
(15.15) e (15.16) podem ser combinadas para dar
a seguinte relação entre área do cristal em m* e
massa do cristal cm ku:
/\ = 0,044 m-" (1.5.17)
víui der Poel et al. (1998:74) dao um valor de
0,042 para a constante na equação (15.17).
Lionnei (1998) demonstrou que os fatores
de forma podem ser usados para definir a equi
valência de duas formas de expressar a taxa de
crescimento, a taxa de crescimento linear /?,
em m/s e a taxa de crescimento R expressa em
kg/(m- • s):
(15.18)
densidades, do cristal e aparente Pj,:
e = {l-Ph^Pc,) (15.21)
Assumindo que os espaços vazios estejam pre
enchidos pelo licor mãe com um teor de sólidos
dissolvidos e densidade p^j^- ^ conteúdo
de cristal é dado por:
inn ('-ej-Pc,m,. = UK) • r
('-£) Po+E p,„ n-,,,,,, /lOO
(15.22)
u-,. = 100 -^ (15.23)
0-e)pc. + ePML
Supondo que o licor mãe tem uma supersaturação
de 1,05. o teor de sólidos dissolvidos pode ser en
contrado em Buhnik et al. (1995).
Os cálculos para duas purezas e duas tempe
raturas de massas cozidas são apresentados na
Tabela 15.2. A densidade do cristal de sacaro-
se Pç.|. é de 1.587 kg/m' l^Bubnik et al. 1995) e a
densidade do licor tiiãe é obtida por tabelas ou
correlações.
15.1,7 Conteúdo de cristais da massa
cozida
As equações para o teor de cristal em g/100 g
de massa cozida e o teor de cristal em g/100 g de
Sólidos Secos são dadas abaixo:
= 100- (15.19)
^ ̂Mol ̂
»^crns = 100- (15.20)
O 00
A quantidade de cristal na massa cozida é usual
mente um fator limitante na cristalização.O con
teúdo de cristais pode ser tão alto que a massa co
zida se torna virtualmente sólida e a cristalização
precisa ser interrompida antes da viscosidade da
massa cozida ser alta demais.
O teor de cristal limite pode ser calculado, su
pondo que os cristais estejam em contato um com
o outro e somente os espaços vazios estejam pre
enchidos com licor mãe. Neste caso, a porosidade
da fração vazia e pode ser calculada através das
15.1.8 O processo de cristalização
Na fábrica de açúcar a cristalização ocorre
sob vácuo e envolve os processos simultâneos de
transferência de massa e evaporação. O vácuo é
necessário para manter a temperatura num nível
suficientemente baixo para minimizar a formação
de cor e a inversão ou degradação de sacarose no
processo.
Na partida de um cozimento em batelada, o
licor é concentrado até a zona metaestável ser al
cançada (Figura 15.1). A cristalização é iniciada
pela adição de certa quantidade de semente muito
fina na forma de uma suspensão, que fornece os
núcleos para iniciar a cristalização. A partir de
então, a concentração do licor mãe é controlada,
para que, a cristalização ocorra sem dissolução de
qualquer cristal e sem a formação de novos núcle
os (grãos falsos). Isto requer o estabelecimento de
área superficial de cristal suficiente e controle de
alimentação do cozedor para controlar a concen
tração do licor mãe.
Refcrêncúi.s pág. 462
15 Cristalização
Tabela 15.2: Teor calculado máximo de cristal de massa cozida; concentração do licor mae c densidades aparentes esti
madas a partir de Biihnik et ai. (1995)
Pureza de massa cozida 100 100 85 85
Temperatura em °C 70 60 70 60
Substância Seca no licor mãe em g/100 g 77.3 75.2 79.7 77.6
Densidade do licor mãe em kg/m-^ 1369 1363 1385 1379
Densidade aparente do açúcar em kg/m-^ 900 900 850 850
Fração de vazio 0.433 0.433 0.464 0.464
Sólidos na massa cozida cm g/100 g massa 91.0 90,2 91.3 90.4
Teor de cristal em g/l 00 g mas.sa 60.3 60.4 56.9 57.0
Teor de cristal em g/100 g de matéria seca 66.3 67.0 62.4 63.1
O processo tem sido tradicionalmente condu
zido em cozedores a vácuo de batelada, embora
mais recentemente sistemas contínuos tenham
sido introduzidos. Entretanto o processo de ini
cialização da cristalização é ainda efetuado com
base em batelada. Em alguns casos, o processo é
iniciado num magma ou pé, isto é, a mistura de
licor e cristal de um cozimento prévio, evitando
assim o processo de adição de semente.
15.1.9 Objetivos do setor de cozimento
O estágio de cristalização numa fábrica de
açúcar bruto envolve a cristalização do máximo
possível de açúcar contido no xarope produzido
no evaporador. O açúcar tem de ser produzido na
qualidade necessária e o teor de açúcar no melaço
final tem de ser o mais baixo possível, visto que
qualquer açúcar deixado nesta corrente é uma per
da na operação. A cristalização precisa ser efetu
ada numa série de estágios para reduzir o teor de
açúcar no melaço final. Esquemas de cristalização
diferentes podem ser empregados para alcançar
estes objetivos.
Para alcançar estes objetivos, as operações
também precisam ser conduzidas de forma a al
cançar as metas de produção. Isto requer atingir
certas metas de eficiência de cristalização, de
modo que os equipamentos instalados não cons
tituam um gargalo. Ao mesmo tempo, precisa ser
tomado cuidado para assegurar que a quantidade
de vapor e vapor vegetal utilizados no processa
mento não seja excessiva. Geralmente se preconi
za que a cristalização eficiente minimiza o consu
mo de vapor.
A qualidade do açúcar é afetada pela quali
dade do xarope a ser processado, especificamente
sua pureza, cor e turbidez. O esquema dc cozi
mento é escolhido para alcançar a qualidade re
querida dado com o xarope a ser processado. O
esquema ótimo produz a qualidade requerida com
capacidade mínima de equipamento.
Uma eficiência alta de cristalização implica a
produção máxima dc cristais de açúcar em cada
estágio de cristalização. A importância deste as
pecto é ilustrada na Seção 15.2.6. Esgotamento
alto em cada estágio minimiza a quantidade de
massa cozida a ser produzida, que por sua vez mi
nimiza o vapor consumido e as capacidades, do
cozedor e da centrífuga.
15.2 Esquemas de cozimento de
açúcar
A recuperação máxima de sacarose pela cris
talização não pode ser alcançada num único esta
gio. Um limite ao teor de cristal é encontrado no
ponto onde a massa cozida não fluirá mais para
fora do cozedor. A cristalização é interrompida
antes deste ponto e a massa cozida é centrifuga
da para separar o crista! do licor mãe. Os méis
produzidos ainda contêm açúcar cristalizáveí e o
processo é repelido em mais um ou usualmente
dois estágios para atingir a recuperação de saca
rose ótima. A pureza da massa cozida decresce em
cada estágio sucessivo, conforme mais sacarose é
removida.
15.2.1 Descrição dos esquemas de co/.imenlo utilizados
Vários esquemas de cristalização podem ser
empregados pura se adequarem à pureza do xaro
pe e à qualidade de açúcar a ser produzido.
Os seguintes esquemas de cristalização são
comumente utilizados para produzir açúcar bruto:
• Esquema de cozimento de duas massas.
• Esquema de cozimento de três massas.
• Esquema de cozimento Einwurf Duplo.
• Esquema de cozimento VHP
15.2.1 Descrição dos esquemas de cozi
mento utilizados
Estes esquemas são apresentados nas Figuras
15.6 a 15.9. Há uma série de variações possíveis
que podem ser introduzidas em cada esquema
para atender condições particulares. Por exemplo,
a centrifugação dupla (aíinação) de massa C e B
pode ser necessária para produzir açúcar de baixa
cor e cinza quandoas purezas do xarope forem
baixas: e a recircuiação de méis de pureza maior
(recozimento) pode ser usada para reduzir as pu
rezas da massa cozida quando as purezas do xaro
pe estiverem muito altas.
A escolha do esquema de cozimento ateta a
ambos, os lUixos mássicos de massa cozida e a
energia necessária para a cristalização.Os esque
mas citados têm vantagens c desvantagens dife
rentes e devem somente ser comparados sob um
conjunto de condições bem definido. As compara
ções de requisitos de quantidade de massa cozida
Tanque de
xarope
Centrí-
AçtoTÜHQÊL
Magma I Centri-
Ç IVúcari i Mel
C C
Figura 15.6: Esquema de cozimento de duas massas
e energia para 3 esquemas diferentes foram publi
cadas por Birkeit (1978).
O número de passos necessários para esgotar
o xarope até a pureza do mel final depende pri
mariamente da pureza do xarope. Os estágios de
cristalização e a separação de seus produtos são
usualmente identificados por letras. O estágio de
pureza mais alta é o estágio A que produz mel A
c massa A. Os outros estágios são rotulados B e
C. mas no caso do esquema de duas massas, a se
qüência é alterada e somente massas A e C são
produzidas.
Na prática, a aderência rígida ao esquema de
cristalização durante uma safra completa rara
mente é possível e as estações de cristalização são
projetadas com certa flexibilidade para se adequa
rem a variações e a qualidade do xarope de entra
da e ao açúcar de saída.
Esquema de cozimento de duas massas. A
principal vantagem de sistemas de cristalização
de dois estágios (Figura 15.6) comparados com
esquemas de três massas é a simplificação dos
equipamentos necessários pela eliminação do
estágio de massa B. Entretanto, o esquema não
altera apreciavelmente o volume total de massa
cozida a ser produzido e. por conseguinte, a capa
cidade dos equipamentos da fabricação de açúcar.
O mel A é usado corno xarope de alimenta
ção à massa cozida C. A massa C é centrifugada
em centrífugas contínuas e o açúcar C produzido
é usado como um magma de cerca de 85 de pu
reza. A massa A é cristalizada com xarope usan
do o magma C como semente. A massa cozida A
precisa ser cuidadosamente esgotada no cozedor
e cristalizadores de resfriamento para obter uma
queda de pureza de no mínimo. 20 pontos entre a
massa cozida e o mel produzido.
A pureza da massa cozida A não pode exce
der 80-82 se a queda de pureza requerida entre a
massa cozida e o mel final tiver de ser alcançada
em duas etapas. A recircuiação de mel A no cozi
mento A é portanto requerida no caso de purezas
de xarope mais altas e o esquema é mais bem ade
quado a xaropes de baixa pureza. A cristalização
de massa cozida A de pureza ligeiramente baixa
produz açúcar de cor relativamente alta. Por esta
relação, o esquema de cristalização de dois está
gios não deve ser usado em fábricas com refinaria
Referências pát;. 462
15 Cristalização
Figura 15.7: Esquema de
cozimento convencional
de três massas com açúcar
produzido A e B
Tanque de
xarope
para granagem
anexa. Perk (1973)
relata também que a
recirculação contínua
de não sacarose em
retrocozimento con
duz a massas cozidas
excessivamente "vis-
Centrí-
Açúcar ) Ãnir^rAl ̂ "935
bruto
Açúcar B
Centri-
íugas Mel
j Centri-
I fugas Mel C
Açúcar C
Magma C
Esquema de cozimento de três massas. O
esquema mais comumente usado é um de três
estágios de cristalização, com açúcar A e B para
venda, o assim chamado esquema de três massas,
que é mostrado esquematicamente na Figura 15.7.
A massa A é cristalizada com xarope usando uma
semente de magma, consistindo de açúcar C em
água (ou caldo clarificado) tendo uma pureza de
cerca de 85. Portanto a massa cozida A tem apro
ximadamente a mesma pureza do xarope. A massa
A é centrifugada para obter açúcar A de pol relati
vamente alta (98—99 °Z) e um mel A que tem uma
pureza cerca de 20 pontos menor que a de xarope.
O açúcar B é cristalizado em mel A (pureza de
60-70) e xarope, usando o mesmo magma de açú
car C como grão de partida para a massa cozida B.
A massa cozida B é centrifugada em centrífugas
de bateladas e o açúcar B com uma pol de 97-98
Z é misturado com o açúcar A e ambos são ven
didos como produto final.
O pé para massa C consiste de uma mistura de
mel A e .xarope a cerca de 70 de pureza ou somen
te mel A com pureza entre 60 e 70. O cozimento
de massa C é alimentado com mel B e a massa co
zida é centrifugada em centrífugas contínuas para
produzir açúcar C e mel final. Com o açúcar C,
com cerca de 85 de pureza, é produzido um mag
ma que é usado como semente para os estágios de
cristalização A e B.
A pureza da massa cozida B é maior do que
a do mel A devido parcialmente à influência da
semente de magma C. mas também em função da
adição de xarope à massa cozida B para reduzir a
viscosidade. A pureza tem de ser mantida na faixa
de 70-75 para obter um açúcar B de cerca de 98
°Z com cristais relativamente grandes e uma va
zão aceitável através das centrífugas de batelada.
A pureza alta da massa cozida B resulta numa pu*
reza relativamente alta dos méis produzidos, que
por sua vez, aumenta a pureza da massa cozida C e
a do melaço final. Esta é a desvantagem principúi
deste esquema.
Esquema de cozimento Einwurf Duplo.
Este esquema c chamado às vezes dc esquema dc
"magma duplo" ou esquema CBA. Este esquenu»
de cristalização de três estágios usa o açúcar C
como núcleo para açúcar B na massa cozida B e
o açúcar B como núcleo para açúcar A na massa
cozida A. Somente um tipo de açúcar para venda e
produzido (Figura 15.8), A preparação do açúcar
C é a mesma que para o esquema de três massas
e a massa cozida C é centrifugada em centrífugos
contínuas. Com o açúcar C é produzido um mog-
ma com água ou caldo clarificado e é usado conto
semente para o açúcar B.
O açúcar B é cristalizado em mel A e a massa
B produzida é centrifugada em centrífugas contí
nuas e o açúcar B também é usado como magma.
O açúcar A é cristalizado em xarope com uma se
mente de magma de açúcar B e centrifugado em
centrífugas de batelada. Qualquer excesso, ou de
açúcar B ou de açúcar C, é dissolvido e retorna ao
xarope como xarope de refundição.
As vantagens do esquema são primeiramen
te a produção de um açúcar de tipo único de boa
15.2. l Descrição dos esquemas de cozimento utilizados
Tanaue de
Magma
excedente
Magma B
Figura 15.8: Esquema de
cozimento de três estágios
Einwurf Duplo
Refundídor
qualidade c secundariamente, o uso de centrífugas
contínuas em massa co/.ida B. As vantagens deste
esquema são discutidas por Rodrii^iwz (1980). O
esquema é bem adequado a cozedores contínuos
os quais podem ser alimentados diretamente com
magma sem preparação prévia do pé de granagem
em cozedores de batelada. Este esquema tem sido
usado para este propósito nas Ilhas Reunião e na
África do Sul.
A qualidade do açúcar é melhor do que a que é
obtida pelo esquema convencional de três massas,
mas tem cor e teor de cinzas maiores em compara
ção com o esquema VHP. em função da presença
de núcleos de açúcar C no açúcar A.
A desvantagem principal é uma pureza mais
alta da massa cozida B causada pelo uso de mag-
nta como semente. Além disso, o controle do ta-
Tanque de
xarope ^
[ para granagem
Magma C
^ Centrf-
Açúcar A 1 I Mel A
Açúcar B
manho de cristal dos
açúcares B e C é crí
tico para evitar ter de
dissolver excesso de
açúcar. O volume total
de massa cozida a ser
cristalizada é maior do
que em outros esque
mas, mas a prática tem
mostrado que não é necessário equipamento de
cristalização adicional em função dos tempos de
cristalização mais rápidos das massas cozidas A.
Esquema de cozimento VHP. Esta modifi
cação do esquema de cozimento de três massas é
amplamente utilizada na África do Sul para produ
zir açúcar de Polarização Muito Alta (VHP - Very
High Polarisation) de 99.3 a 99.5 °Z (Figura 15.9).
Este esquema foi usado no Havaí para produzir
açúcar de Cor Muito Baixa (Very Low Color) para
processamento numa refinaria. É também o esque
ma usado para produzir açúcar branco direto.
Todo o açúcar Cé dissolvido em água ou
caldo clarificado e mandado de volta ao tanque
de xarope como xarope de refundição. Açúcar C
com pureza de 81-85 é obtido por centrifugação
simples em centrífugas
contínuas.
O açúcar B é pro-
Refundido duzido semeando um
mistura de mel A e B
(ou xarope se neces-
Açúcar C
Mel C
Água
Magma B
Excedente
Refundídor
Figura 15.9: Esquema
VHP ou de refundição par
cial para produção de açú
car bruto de baixa pureza
Referências páfi. 462
15 Cristalização
sário) e alimentando o cozimento com mel A. A
massa cozida B é centrifugada em centrífugas
contínuas para obter açúcar de cerca de 90 a 92
de pureza, que se torna magma e é usado como se
mente para a cristalização da massa A. Qualquer
excesso de açúcar B é dissolvido c retornado ao
tanque de xarope como xarope de refundição.
A massa cozida A é centrifugada em centrífu
gas de batelada e somente açúcar A deixa a fábri
ca como produto. Algumas fábricas com refinaria
anexa substituíram as centrífugas de batelada por
contínuas porque o açúcar é imediatamente dis
solvido para refino e o tamanho de grão não é
problema.
As vantagens principais deste esquema de
cristalização são a boa qualidade do açúcar A pro
duzido e a pureza baixa da massa cozida C que
facilita esgotamento adequado do mel final. Uma
variação do esquema VHP, que envolve o uso de
magma C como semente para a massa cozida B e
a dissolução de todo açúcar B para reduzir a cor
do açúcar A, foi descrita por de Robillard e vcin
Hengel {\9%A).
15.2.2 Comparação de esquemas de
cozimento
Em resumo, um esquema de cozimento com
duas massas é mais adequado para lidar com xa
rope de pureza baixa (< 82).
O esquema de cozimento com três massas é
o mais utilizado para produzir açúcar na faixa
de 98 a 99 °Z e requer menos equipamentos na
fábrica, mas é necessário controle cuidadoso de
purezas para alcançar uma pureza de massa cozi
da C suficientemente baixa para facilitar bom es
gotamento de melaço. O sistema Einwurf Duplo
simplifica as operações e produz um açúcar de
qualidade melhor e bom esgotamento do melaço.
O sistema VHP é usado quando deve ser produ
zido açúcar de qualidade mais alta; necessita de
maior capacidade na fábrica mas é fácil de operar
visando alcançar ambos, açúcar de boa qualida
de e melaço de baixa pureza. Requer mais vapor,
mas em termos gerais, açúcar de melhor quali
dade sempre requer mais refundição e consumo
maior de vapor.
15.2.3 Cálculos e balanços de massa do
setor de cozimento
Para estabelecer as quantidades de massa co
zida de diferentes purezas e definir as necessi
dades de vapor ou vapor vegetal, um balanço de
massa do setor de cozimento é essencial. Alguns
cálculos básicos são usados na elaboração dos ba
lanços. Todos os cálculos consideram que não há
perdas de sacarose no processo.
A fórmula SJM. Esta fórmula é útil no cálcu
lo da recuperação de sacarose. Supõe que 1 kg de
sólidos dissolvidos no caldo/xarope de pureza Pj.
resulta em açúcar de pureza e mel de pureza
Seja .V kg de sólidos recuperados no açúcar.
Portanto (1 — .x) são os sólidos no melaço. O ba
lanço de sacarose fornece:
|.p,=A-P,-K(l-.x) />„.„ (15.24)
P - P' S ' Mol
Recuperação de sólidos no açúcar como uma % é:
100 •.v =
P - P
' Miil
P - P' S ' Mol
Recuperação de sacarose em % é:
P ■ X
P
(15.25)
(15.26)
Pr(P.-P...)
Esta é a fórmula SJM. Numa forma mais familiar,
as purezas são dadas como os subscritos e é fácil
ver porque esta relação é chamada fórmula SJM (5
- Sugar (açúcar); J - Juice (caldo); M - Molasses
(melaço)):
Recupera "ode sacarose —^100
' J{S-M)
(15.27)
Para esta relação ser precisa, purezas reais devem
ser usadas. Na maioria dos casos, purezas aparen
tes são utilizadas na ausência de purezas reais.
15.2.2 Comparação de esquemas de co/.imenio
O diagrama de Cobenze, Esie é um método
de cálculo de valores relativos das quantidades
de sólidos dissolvidos nas misturas. Ele é base
ado nos balanços de massa mostrados acima e
especiíicamcnte na relação para a recuperação de
sólidos, equação (15.25). É rrequeniemente dese
nhado conforme mostrado abaixo, representando
o falo que as relações de sólidos no açúcar para
os sólidos no melaço e para os sólidos no caldo
estão na relação de (P^ - ,) para (P^ - Pj) para
Cs-V,)-
h , - Pmoi)
Ele é freqüentemente usado para calcular as quan
tidades relativas de duas correntes, digamos, se
mente e melaço. que são necessárias para alcan
çar uma pureza predeterminada da mistura. Por
exemplo, a quantidade relativa de uma semente de
pureza 65 e melaço de 50 de pureza para produzir
uma massa cozida de 55 de pureza pode ser calcu
lada conforme demonstrado abaixo:
Teor de cristal na massa cozida. O grau de
cristalização alcançado em cada estágio é comu-
mente expresso em termos de conteúdo de cristal
na massa cozida. Este é calculado de acordo com
as equações (15.19) e (15.20). Estas equações re
lacionam a pureza do melaço à pureza da massa
cozida e são usadas nos cálculos. As implicações
do conteúdo de cristal e sua relação com a exaus
tão é coberta na Seção 15.5.5.
Balanço de massa no setor de cozimento. O
procedimento de cálculo foi descrito por van der
Poel et al. (1998:1063) e Birkeii (1978). Uma me
todologia para balanço no setor de cozimento é
definida também por Biibnik et al. (1995:336). A
maioria dos procedimentos de cálculo requer es-
pecilicação do teor de sólidos dissolvidos e pureza
detxarope. açúcares A. B e C. massas cozidas B e
C e também o teor de sólidos dissolvidos da massa
cozida A. Além disso, as purezas do melaço. ou
alternativamente o esgotamento ou o conteúdo de
cristal de cada massa cozida, precisam ser especi-
licadas. Estes cálculos assumem que não há perda
de sacarose por meios químicos ou físicos e não há
perda ou formação de componentes não sacarose.
O ponto de partida é o uso da fórmula SJM
para calcular as quantidades de açúcar produzido
e mel C. A quantidade de tnassa cozida C pode en
tão ser calculada. Dependendo do esquema usado,
os cálculos são levemente diferentes a partir deste
ponto. Planilhas são bem adaptadas para conduzir
os cálculos.
Uma comparação das quantidades de massas
cozidas para cada tipo de esquema é mostrada na
Tabela 15.3. Para propósitos de comparação, algu
mas suposições têm de ser feitas. Considera-se que é
produzida a mesma qualidade de açúcar bruto de 99
°Z em cada caso. Também se assume que as purezas
da massa cozida C. açúcar C e mel C são as mesmas
em todos os casos. O esgotamento alcançado em co
zimentos A e B é definido pelo conteúdo de cristal,
relacionado ã pureza da massa cozida pela relação:
vr,,,,,=0.78-P„,-IO (15.28)
Isto é baseado na experiência sul-africana e admi
te o falo de que um esgotamento maior é possível
com uma massa cozida de pureza mais alta. No
caso de duas massas, a pureza da massa cozida A
tem de ser reduzida para atingir a pureza de massa
C requerida; a pureza requerida é calculada por
esta equação.
A quantidade de massa cozida C produzida é a
mesma em cada caso em função das purezas espe
cificadas. O esquema de cozimento de três massas
produz a menor quantidade de massas cozidas A -t-
B, seguido de perto pelo sistema de duas massas.
O sistema VHP produz cerca de 20 % mais do que
Referências púfi. 462
15 Cristalização
Tabela 15.3: Comparação de quantidades e purezas a partir de balanços de massa para quatro esquemas diterenies de co
zimento, baseados em 100 i de Substância Seca no xarope de pureza 85 9í-. Valores supostos sfu) apresentados em negrito.
Os valores do teor de cristal para massas cozidas A e B são calculados da equação (15.28).
Einwurf
Duplo
Tres
massas VHP
Duas
massas ma.ssas
Massa cozida A Quantidade de sólidos t DS
Volume m'
Pureza %
Teor de cristal t/100 tDS
Eseotamento %
Mel A Quantidade de sólidos t DS
Pureza %
Açúcar A Quantidade de sólidos
Pureza
Massa cozida B Quantidade de sólidos
Volume
Pureza
Teor de cristal
%
t/100 t DS
Mel B Quantidade de sólidos
Pureza
Açúcar B Quantidade de sólidos
Pureza
Massa cozida A + B Volume
Mas.sa cozida CQuantidade de sólidos
Volume
Pureza
Teor de cristal
%
t/100 tDS
Mel C Quantidade de sólidos
Pureza
Açúcar C Quantidade de sólidos
Pureza
Açúcar produzido Quantidade de sólidos
Pureza
DS = SS = Substância Seca
o sistema convencional de três massas. O sistema
de Einwurf Duplo apresenta 38 % mais massa co
zida; entretanto este número é ilusório, visto que
tanto o cozimento A, quanto o B começam com
pé bem desenvolvido representando uma fração
significativa (-25 %) da massa cozida produzida.
Para propósitos de comparação, alguns parâ
metros na Tabela 15.3 foram mantidos os mesmos.
Na prática, as purezas da massa cozida e do açúcar
C serão, normalmente, maiores, no caso de duas
ou três massas e menores no caso de VHP. Além
disso, os esquemas de VHP e Einwurf Duplo, pro
vavelmente produzirão açúcares de maior pureza.
As quantidades são significativamente afeta
das pela pureza do xarope que chega ao setor de
cozimento. A Figura 15.10 mostra os efeitos nas
quantidades de massa cozida para os diferentes
esquemas de cozimento.
15.2.5 Efeito na cor de açúcar
82,5 85 87.5
Pureza de xarope em %
□ Massa cozida C,
■ Duas massas: A,
▲ Três massas, A,
A Einwurí Duplo A,
♦ VHP; A,
Três massas: B,
♦ Einwurf Duplo: B,
♦ VHP: 8.
Figura 15.10: Quantidades de massa cozida produzida em
diferentes esquemas de cozimentos em função da pureza
de xarope
15.2.4 Efeito da relação entre pol e sa-
carose e entre Brix e sólidos dis
solvidos
As respostas dos balanços de massa são afe
tadas pela precisão dos dados. Os balanços assu
mem que sejam empregados dados reais de ma
téria seca. sólidos dissolvidos e sacarose. Estes
números geralmente não estão disponíveis e são
usados em seu lugar pol e Sólidos Dissolvidos
Refralométricos (Brix). Isto conduz a diferenças
notáveis, particularmente na massa cozida fi nal
de baixa pureza. Se forem usados dados obtidos
a partir de hidrômetros de Brix. os resultados po
dem se tornar irreais.
Se estiverem disponíveis somente dados de
SDR e pol, a conversão para o teor real de só
lidos e sacarose pode ser feita com as seguintes
equações;
w,,, ^ RDS ■ [l - 0,00066 ■ (RDS - pol)] (15.29)
Ws = RDS - 0,874 ■ {RDS - pol) (15.30)
A equação (15.29) foi proposta por Love (2002a)
e a (15.30) é derivada de dados produzidos pelo
Audubon Sugar Institute
15.2.5 Efeito na cor de açúcar
E possível incluir a cor nestes balanços, desde
que os fatores de transferência ou de repartição
de cor para cada cozimento sejam conhecidos ou
possam ser assumidos. Um exemplo destes cálcu
los é dado por Wright (1996). Em termos gerais,
os resultados mostram que a cor do açúcar pode
ser reduzida por refundição maior de açúcar, que
por sua vez. requer mais capacidade dos vácuos
de cozimento e aumenta o consumo de vapor.
Wrif^ht demonstrou que o sistema VHP poderia
produzir lodo o açúcar numa cor 3,5 7c menor do
que o sistema de três massas convencional para a
mesma pureza do açúcar sob as condições austra
lianas. Na prática, o sistema VHP possibilita obter
um açúcar de pol maior e de cor significativamen
te reduzida.
A cor do açúcar é basicamente, uma função
da cor de xarope do qual é cristalizado, embora
a forma na qual a cristalização é conduzida e as
características de circulação do cozedor terão um
efeito importante, porém menor. A cor é deter
minada pela quantidade de filme de mel deixado
sobre o cristal e a quantidade de colorantes in
corporados ao cristal (Seção 23.1.6). O filme de
mel pode ser removido por afinação e o grau de
lavagem de açúcar na centrífuga tem um grande
efeito. A cor do cristal afinado está usualmente
na faixa de 0.025 a 0.05 vezes a cor no licor mãe,
mas dependendo das purezas da massa cozida e do
açúcar, a cor total do açúcar provavelmente será
entre 0,05 e 0.15 vezes a cor da massa cozida. A
transferência de cor ao cristal de açúcar é relatada
ser muito mais baixa em fábricas com sulfitaçao.
15.2.6 Efeito do esgotamento da massa
cozida e rendimento de cristal
O esgotamento alcançado em cozimentos de
alta pureza, particularmente o cozimento A. tem
um efeito substancial nas quantidades globais de
massas cozidas produzidas. É importante obter
o esgotamento máximo, que é alcançado tendo o
maior teor possível de cristais, no primeiro cozi
mento. O efeito do conteúdo de cristal na massa
cozida A sobre as quantidades de massa cozida A
é mostrado na Figura 15.11.
Referências püf^. 462
15 Cristalização
Alguns cozedores mais antigos usam um espe
lho inclinado. Estes estão num ângulo entre 10° e
25° em relação à horizontal. Esta é uma constru
ção mais cara. O espelho superior é construído na
horizontal em alguns casos.
Um cozedor de calandria flutuante tem a toma
da descendente central localizada na região anelar
externa. Apesar de ter sido desenvolvido numa
tentativa de melhorar as características de circu
lação, medições envolvendo o uso de um traçador
radioativo, demonstraram que a tomada descen
dente central central tem um desempenho melhor
{Wríght 1966).
Há uma tendência de projetar cozedores com
uma altura baixa de massa cozida, para melhorar
a circulação. Cozedores de baixa altura de mas
sa cozida têm um valor particular quando massas
cozidas viscosas de baixa pureza são produzidas.
Alguns projetistas adotaram um alargamento
cônico do corpo acima da calandria, para aumen
tar a capacidade do vaso sem aumentar a altura
do cozimento e também proporcionar uma relação
menor entre o volume de granagem e o volume
final do cozimento. Entretanto, estes cozedores
alargados foram grandemente desacreditados em
função de seu efeito negativo na circulação {vau
der Poel et al. 1998:783-784). Isto foi confirma
do por modelagem computadorizada {Rein et al.
2004). Tippens (1972) demonstrou que cozedores
de paredes retas funcionam melhor do que os alar
gados sendo mesmo capazes de alcançar uma re
lação aceitável, volume de granagem/volume final
de massa cozida menor que 0,33.
A forma do fundo do cozedor deve promover
uma distribuição uniforme da massa cozida para a
parte inferior da calandria, sem restrição de circu
lação ou ocorrência de áreas de estagnação e pos
sibilitar a descarga da massa cozida num tempo
aceitável. Cozedores com um fundo em "W" têm
se tornado mais populares, particularmente em co
zedores grandes. Este fundo mantém o volume de
granagem pequeno e ainda permite boa circulação
e tempos de cozimento aceitáveis.
15.3.2 Circulação no cozedor
A velocidade na qual a massa cozida circula
num cozedor é de importância vital. Visto que a
maioria dos cozedores apoia se na circulação na
tural. a circulação c a transferência de calor estão
intimamente associadas. A diferença de densida
de entre a fase vapor e a massa cozida providen
cia a força motriz para a movimentação da massa
cozida. A geração alta de vapor aumenta a força
motriz e o balanço entre as forças de empuxo e
resistência por atrito determina a circulação. Re
sistência baixa ao fluxo da massa cozida no coze
dor conduz a velocidades mais altas e boas taxas
de transferência de calor, que promovem boa cir
culação. Assim, a taxa de transferencia de calor
está fortemente relacionada com a velocidade do
fluido ou circulação.
Boa circulação da massa cozida permite al
cançar condições uniformes no cozedor, uma ne
cessidade vital para boas condições de cristali
zação no ct)zedor. A obtenção dos três objetivos,
a saber, boa circulação, taxa de transferência de
calor alta e condições uniformes na massa cozi
da, pode ser conseguida através de bom projeto
e escolha apropriada da geometria do cozedor.
Como em todos os projetos, certa conciliação é
necessária para alcançar desempenho satisfatório
sem custo excessivo do equipamento. Em termo.s
gerais, a boa circulação é favorecida por projetos
de cozedores que incorporam tubos mais curtos,
de diâmetros maiores, com baixa altura de cozi
mento e grande diâmetro do tubo de descida da
massa.
Opções boas de variáveis de projeto são dis
cutidas na próxima seção. Algumas questões bá
sicas que afetam a circulação da massa cozida
requerem consideração:• A trajetória da massa cozida deve ser limpa
e desobstruída. Qualquer chapa desneces
sária no interior do cozedor representa uma
resistência à circulação. Defletores, outros
dispositivos instalados no cozedor c qualquer
estrutura de ferro, desnecessários, devem ser
removidos.
• Os gases incondensáveis devem ser removi
dos pelo lado externo da calandria e não atra
vés da massa cozida.
• Da mesma forma, saídas de condensado de
vem ser posicionadas na periferia da calandria
do cozedor e não devem sair por tubos, do es
pelho inferior para baixo e através da massa
cozida.
15.3.3 Projelo de cozedor de batelada
O sisicnia de alinienlação de xarope ou mel
deve lambem consiituir uma obstru(j'ão míni
ma à circiiíaçãt) da massa cozida. A alimenta
ção deve ser introduzida pela periferia do co
zedor abaixo da calandria ou canais no fundo
do cozedor.
Se a condição da alimentação for ajustada e
estiver numa temperatura maior do que a da
massa cozida em evaporação, a alimentação
precisa ser direcionada para a parle inferior da
calandria de modo que o flasheamcnto auxilia
rá a circulação.
O alargamento eônico ou bojo acima da ca
landria tem um efeito negativo na circulação.
Cozedores antigos pode ser alterados de co-
zedores de laterais cônicas para relas, aumen
tando se os diâmetros da calandria. O volume
do cozedor em um caso foi aumentado em 25
% e a superfície de aquecimento em 52 le
vando a uma melhoria líquida significativa no
desempenho do cozedor {Bcrgewn e Curline
2004).
A circulação pode ser assistida pela instalação
de um agitador no tubo de descida ou usando
vapor de circulação (borbotores) para promo
ver a circulação (Seção 15.3.6)
15.3.3 Projeto de cozedor de batelada
A calandria é essencialmente um irocador de
calor casco tubo. A área de troca, expressa por
unidade de volume de massa cozida, está nor
malmente ao redor de 5 a 6 mVm\ Esta relação
pode ser tão baixa quanto 4.5 para cozedores de
massas de baixa pureza, mas para cozimentos
de alta pureza, onde as taxas de evaporação são
maiores, ela pode ser aumentada para 9 mVm\
Embora algumas variações no projeto da calan
dria estejam apresentadas na Figura 15.13. so
mente a calandria horizontal tubular, com tubo
de descida central será discutida aqui. visto que é
considerada ser a única opção viável. Alguns dos
projetos mais recentes estão ilustrados na Figura
15.14.
Tubos. Os tubos são geralmente de 100 mm
de diâmetro, instalados num passo triangular de
120 mm. Alguns projetos usam um passo menor.
cerca de 1 15 mm. numa tentativa de aumentar a
área de aquecimento da calandria. Os diâmetros
dos tubos podem ser maiores para massas cozidas
de baixa pureza e menores para as de alta pureza;
porém mesmo cm cozimentos de refinaria, diâme
tros < 100 mm afetam adversamente a circulação
{Tippens 1972). Tubos acima desta dimensão exi
bem menos resistência e promovem boa circula
ção. mas a menor relação área/volume é desfavo
rável e o volume de pé de cozimento consequen
temente aumenta {RouiUani 1985). Tubos com um
comprimento entre 900 e 1500 mm foram usados
no passado, mas atualmente os cozedores são
projetados com comprimento de tubos entre 600
e 1200 mm. Tubos curtos são selecionados para
cozedores de grau baixo, ao passo que tubos mais
longos são escolhidos para cozedores de massa
de alta pureza ou quando é instalado um agita
dor. Tubos curtos dão os melhores coeficientes de
transferência de calor e. provavelmente, não há
justificativa para o uso de tubos mais longos do
que 900 mm. Os tubos são quase universalmente
de aço inoxidável, tipicamente escala 16. grau 304
ou 430.
Um projeto diferente de calandria e tubos é
oferecido por Buckau-Wolf (BWS). A parte supe
rior dos tubos é trabalhada na forma de um favo
dc mel e soldados juntos para compor o espelho.
Este arranjo posiciona os tubos mais próximos do
que numa calandria convencional.
Espelhos. Os espelhos são normalmente de
25 mm de espessura e os tubos são mandrilhados
nos espelhos de modo que eles possam ser troca
dos se necessário. Os espelhos podem ser mais fi
nos se os tubos forem soldados nos espelhos. Isto
é factível com tubos de aço inoxidável, os quais
raramente precisam ser substituídos. Isto torna
possível um projeto com perdas por atrito baixas,
na entrada e na saída do tubo.
Diâmetro do tubo de descida. O diâmetro
do tubo de descida é geralmente não menos do
que 0.4 vezes o diâmetro do cozedor. a menos que
um agitador esteja montado. Um diâmetro menor
tem demonstrado restringir a circulação {Tippens
1972). A relação entre a área da seção transversal
dos tubos e a área do tubo de descida é denomina
da razão de circulação. Idealmente esta deve ser
Referencias 462
15 Cristalização
para um cozedor com agitador ou 45 a 50 °C para
um sem agitador (Ziegler 1978). Visto que a tem
peratura da massa cozida esta ao redor de 65 °C em
média, isto significa que o vapor da calandria deve
estar numa temperatura de no mínimo 110 °C (144
kPa) ou 100 °C (102 kPa) para cozedor sem agitação
e com agitação respectivamente.
Distribuição de vapor. O sistema de va
por deve ser projetado para garantir distribuição
uniforme em todas as partes da calandria. Além
disso, uma purga positiva de condensados em saí
das apropriadamente localizadas é necessária. Os
mesmos requisitos dos vasos evaporadores (Seção
12.7.1) também se aplicam às calandrias dos co-
zedores.
Forma da seção do fundo. A forma da seção
do fundo deve ser tal forma que mantenha o vo
lume de granagem no mínimo. A seção vertical
imediatamente abaixo do espelho inferior não
deve ser mais do que 150 mm (Tippens 1972). A
seção do fundo normalmente inclui uma inclina
ção de algo como entre 14® e 24° para possibilitar
a drenagem da massa cozida. Visando manter o
volume de granagem baixo enquanto ainda per
mitindo boa circulação sob a calandria, uma in
clinação ao redor de 1 8° é recomendada. O uso de
uma seção transversal em forma de "W" é útil a
este respeito, particularmente, com cozedores de
grande diâmetro.
Válvula de descarga do cozedor. A válvu
la de descarga está localizada no centro do fundo
cônico do cozedor. No passado, válvulas hidrau-
licamente operadas eram comuns. Mais recente
mente, válvulas borboletas revestidas de borracha
têm sido usadas por serem mais baratas e fáceis
de manter, elas vedam bem e requerem somente
um suprimento de ar comprimido ao invés de um
sistema hidráulico para atuação. Tipicamente para
um cozedor de 85 m^, é requerida uma dimensão
de válvula de 760 mm para massa cozida C e de
600 mm para massa cozida A. O revestimento de
borracha aplicado ao corpo de aço precisa ser tal
que suporte as condições de vácuo sem se des
tacar do corpo de aço. Com um fundo em forma
de W , duas válvulas menores diametralmente
opostas entre si podem ser usadas.
Remoção de condensado e gases inconden-
sáveis. Arranjos adequados para a remoção de
condensado e gases incondensávcis precisam ser
feitos. É importante que a e.stes detalhes seja dada
atenção apropriada, pois eles podem ser a causa
de desempenho ruim se não forem adequadamen
te projetados. As mesmas considerações que se
aplicam no caso dos evaporadores (Seção 12.7.4)
são aplicáveis neste caso também. O condensado
é geralmente removido no ponto mais baixo do
casco, por mais de uma saída. É aconselhável ser
generoso no dimensionamenio destas saídas por
que o acúmulo de condensado na calandria reduz
a transferência de calor e pode resultar em golpe
de água e dano aos tubos. A dimensão dos drenos
de condensado deve ser baseada em velocidade de
saída do líquido menor que 0,45 m/s na taxa de
evaporação máxima.
Os incondensávcis precisam ser purgados pelo
fluxo de vapor e estão comumente localizados no
ponto mais distante da entrada de vapor. Isto as
segura uma descarga adequada de incondensávcis.
A melhor configuração incorpora um fluxo radial
de vapor a partir de um cinturão de vapor ao redor
da calandria na direção do tubo de descida central.
Como o fluxo de vapor é introduzido radialmenie.
os arranjos de retirada deincondensávcis devem
consistir de dois anéis ao redor do tubo de desci
da central, um no topo e um no fundo da calan
dria, como mostrado para evaporadores na Figura
12.14G. Atenção precisa ser dada à dimensão e
número de furos nos anéis de retirada de incon
densávcis para garantir remoção adequada e uni
forme dos gases. As duas tomadas de inconden
sávcis devem ter saídas independentes de modo
a permitir a remoção dos gases incondesáveis se
paradamente. A quantidade total a ser removida
deve ser cerca de 1 % do fluxo de vapor para a
calandria.
Válvulas termostálicas podem ser usadas para
remover incondensávcis se a economia de vapor
for importante, minimizando o vapor descarrega
do à atmosfera.
Cálculo do volume do cozedor de batelada.
O volume da massa cozida de um cozedor de ba
telada é basicamente determinado pelo diâmetro
do cozedor e o nível máximo de cozimento. Os
cálculos são baseados nas dimensões na Figura
15.3.4 Capacidade do cozedor
Figura 15.16: Dimensões requeridas para cálculo de volumes dc massa cozida do cozedor
15.16, considerando que os cozedores têm N tu
bos de diâmetro interno d.
I
Volume de granagem. É o volume do co/.edor
até o topo do espelho superior. O volume ocupado
pelo lado vapor da calandria precisa ser subtraído
do volume calculado. Para um fundo de secção
cônica, o volume de granagem V, é determinado
por:
+ ̂ ■ f/,' ■ /í, + V . ̂ -f ̂ ■ cí; lu (15.31)
Se o fundo do cozedor for um tampo torisférico
(elipsoidal) e não um cone. o primeiro termo na
equação {15.3 1) é substituído por 0.1 •
Para fundo de seção em formato de W, é ne
cessário consultar o desenho do fundo para cal
cular o volume. Para uma aproximação razoável,
considerando que os ângulos de inclinação do
fundo são iguais, o volume de pé de granagem V,
pode ser calculado conforme:
V, d; • tan a -1-
+ --d: ■h,+N-~-d' h. +- d; lu (15.32)
4 ' ' 4 ' - 4
Volume total de cozimento. O volume acima
do espelho precisa ser adicionado ao volume do
pé de granagem para se obter o volume total de
cozimento
Para um cozedor reto:
(15.33)
Para um cozedor alargado (conicamente alargado):
+ .ü.rf,- (15.34)
15.3.4 Capacidade do cozedor
O ponto de partida na determinação da capaci
dade de cozedor requerida é um balanço de massa
que define as quantidades de massa cozida de cada
grau a ser processada. Isto dependerá do esquema
de cozimento utilizado e o esgotamento esperado
em cada estágio de cozimento. E também necessá
ria uma estimativa dos tempos de cozimento para
cada grau de massa cozida. Dividindo se a vazão
de massa cozida pelos tempos de cozimento deter
mina se a capacidade necessária, em t ou m^ para
cada categoria de cozimento.
Entretanto alguma tolerância precisa ser feita
para o tempo inativo vivenciado nos cozedores.
Mesmo em seções de cozimento bem projetadas,
o tempo inativo é inevitável em função das altera
ções nas quantidades relativas de massas cozidas
Referências IHÍ}{. 462
15 Cristalização
de purezas diferentes, transferências de massa co
zida, tempos de espera e retenções devido a res
trições de produção variadas. O tempo efetivo de
utilização em um setor de cozedores de batelada é
estimado em cerca de 80 % e pode variar signifi
cativamente em torno deste valor.
Portanto é necessário experiência com a ope
ração de cozedores para definir com precisão os
requisitos de capacidade. Na África do Sul, um
índice de tempo de cozimento {Archibald e Smi-
th 1975) tem sido usado ao longo de muitos anos
com sucesso para estimar a capacidade necessária
de cozedores para a produção de açúcar VHF em
um sistema de três massas. Este índice é definido
simplesmente como a capacidade em m-^ para uma
determinada categoria da massa cozida dividida
pela vazão da massa cozida em m-^ para aquela ca
tegoria. Os seguintes valores de índice de tempo
de cozimento são utilizados:
Massa cozida A
Massa cozida B
Massa cozida C
4,5 h
6,0 h
9,0 h
Para um sistema de cozimento convencional de
três massas, que não requer granagem de cozimen
tos de massa B e onde as purezas são usualmente
um pouco maiores do que na África do Sul. o.s
seguintes índices de tempo são mais apropriados:
Massa cozida A
Massa cozida B
Massa cozida C
3.75 h
4,5 h
9,0 h
diferentes de massa cozida podem variar substan
cialmente durante uma siifra. Esta variação pode
normalmente ser acomodada pela realocação das
atribuições do cozedor; assim é aconselhável pro
jetar certa flexibilidade no setor de cozimento de
modo que alguns cozedores sejam capazes de se
rem usados em mais de uma categoria de massa
cozida.
15.3.5 Taxas de evaporação
A partir de medições experimentais. Rouillord
(1985) identificou que a taxa de evaporação c ele
vada conforme a pressão do vapor de aquecimen
to. o vácuo e a pureza da massa cozida aumentain.
De modo oposto, tubos mais longos, níveis de co
zimento mais altos e concentrações altas reduzem
a taxa de evaporação.
A taxa de evaporação se altera significativa
mente durante cada cozimento. No início quan
do o nível de massa cozida é baixo, a taxa é alta.
Conforme o teor de sólidos dissolvidos, a viscosi-
dade e o nível de massa cozida aumentam, a taxa
de evaporação decresce progressivamente e atinge
um valor mínimo no fi nal de cada ciclo (Tabela
15.5). Valores máximos podem ser maiores do
que os valores mostrados nesta tabela em até 50
Estes valores são baseados no emprego de
vapor 1 na calandria. numa pressão ao redor de
160 kPa. A Figura 15.17 mostra uma relação
aproximada entre a taxa de evaporação média e a
As categorias dos cozedores são usualmente ba
seadas nas vazões médias de massa cozida pro
cessada. As quantidades relativas de categorias
Tabela 15.5: Taxas de evaporação médias em cozedores
de bateladas medidas na África do Sul
Tipo de
cozimento
Cranagem/Semente
Partida do
cozimento
em kg/(m^ • 1
Final do
cozimento
em kg/(m^ • \
Pressão da calandra em kPa
Figura 15.17: Taxas de evaporação em cozedores de refi
naria em função da pressão de vapor da calandria
13.3.6 Agitadores e vapor de circulação
pressão da calandria, baseada em dados coletados
em muitas relinarias. As taxas de evaporação são
em média menores em co/.edores de açúcar bruto.
15.3.6 Agitadores e vapor de circulação
Agitadores. Os agitadores de co/edorcs. se
corretamente projetados, podem melhorar signi
ficativamente o desempenho de um eo/.edor de
batelada. A circulação assistida melhora a transfe
rência de calor e encurta a duração do cozimento,
desse modo melhorando a capacidade. Foi de
monstrado também que os agitadores melhoram
a qualidade do açúcar de alta pureza produzido
{Rein 1988). Esta é uma conseqüência da melhor
circulação levando a condições de cristalização
mais homogêneas dentro do coz.edor. Entretanto,
um agitador jamais conseguirá compensar total
mente um cozedor deíicienlemenle projetado.
O primeiro estágio de um cozimento é carac
terizado por uma taxa de evaporação alta. Uma
evaporação intensa ocorre e um agitador não tem
muito efeito neste período; o efeito da circulação
mecânica é pequeno em comparação com a circu
lação induzida pelas bolhas de vapor. Conforme a
altura de cozimento é elevada, a pressão hidros-
tática da massa cozida nos tubos da calandria au
menta a temperatura da massa cozida nos tubos,
levando a uma redução da diferença de temperatu
ra entre a massa cozida e o vapor de aquecimento.
Durante os últimos estágios do cozimento, a taxa
de evaporação é mínima, resultando em menor
geração de vapor. O efeito da circulação força
da torna-se importante neste estágio e é refletido
em coeficientes de transferência de calor maiores
comparados com cozedores a vácuo de circulação
natural (Austmcyer 1986),
Não há consenso geral acerca da efetividade
de custo de um agitador. Sua instalação fornece
todas as vantagens associadas à boa circulação
mencionadas previamente e promove circulação
no final do cozimento. Em contraste, o custo alto
de capitai, vazamento de ar e consumo alto de po
tência. particularmente no final do cozimento, tra
balham contra o uso deagitadores. Os benefícios
em termos de qualidade de açúcar em cozimentos
de refinaria usualmente justificam os agitadores.
Entretanto, em cozedores de massa de alta pureza,
bem projetados, numa fábrica de açúcar bruto, os
agitadores são com freqüência, injustificáveis.
Agitadores mecânicos fornecem a opção de
alcançar uma transferência de calor aceitável com
uma diferença de temperatura menor. O uso de
vapores vegetais de pressão menor torna se pos
sível, possibilitando reduções nas necessidades de
vapor na fábrica.
Um agitador torna factível ter um tubo de des
cida central de diâmetro menor, possibilitando
assim a instalação de uma área de aquecimento
maior para um cozedor de determinado diâmetro.
O próprio agitador está localizado no tubo de des
cida central se for um rolor de Iluxo axial (turbina
de palheias espaçadas ou propulsor marinho), ou
senão, logo abaixo do tubo de descida central no
caso de um rotor de fluxo radial. Testes com um
Kaplan (fluxo misto) c rotor de fluxo axial heli-
coidal são descritos por Piirdham e Crzv (1990).
Esboços destes dois tipos são apresentados na Fi
gura 15.18.
A potência instalada deve estar na faixa de 1.0
a 1.7 kW/nv\ Tippens (1972) relata que circula-
dores com uma potência instalada de 1.6 kW/m-^
deram bons resultados. A potência P em W absor
vida por um agitador de diâmetro d girando a ti em
s"' é determinada pela relação:
P=Ne-^ ir d- (15.35)
Ne é o número de Newion. um número adimensio-
nal dependendo do tipo de agitador e do número
de Reynold.s do agitador, com um valor próximo à
unidade para condições turbulentas, que é o caso
em cozimentos de alta pureza. Os valores de Ne
aumentam para valores maiores em números de
Reynolds baixos {Austiiieyer 1986). Neste caso o
número de Reynolds é dado por:
n d' p
(15.36)
A viscosidade efetiva é usada nesta fórmula e
está baseada na taxa de cisalhamento média, que é
sugerida ser cerca de 1 I • n, onde n é a velocidade
do agitador {Wilkens et al. 2003). Para valores de
Re < 100, Ne = c/Re. em cujo caso:
P = c- \i,„ ■ ir d' (15.37)
c é uma constante com um valor de cerca de 100.
mas depende do tipo de agitador em uso. Isto se
Kí-tí-rêncicis 462
15 Cristalização
A
Vista em planta
Vista lateral
esquerda
Vista em planta
Vista lateral
esquerda
Tubo
200 DN
Angulo da raiz
41,9°
Parafusos de
cabeça Alien
posicionadores
da lâmina
Parafusos
de fixação
,, do propulsor
Ângulo da ponta
14,3°
Figura 15.18: Rotores A Kaplan e B fluxo axial helicoidal
aplica usualmente a cozimentos de baixa pureza.
Rackeniaiin et ai. (2006) relatam valores da cons
tante variando entre 60 e 140 confirmando esta
relação.
A forma da ccjuação (15.35) é similar àquela
esperada para uma bomba centrífuga, embora a
dependência do diâmetro do rolor seja um pouco
maior nesta equação. Na prática, a potência má
xima é absorvida somente no estágio tina! de co
zimento quando concentrando a massa cozida ao
teor final de sólidos; por esta razão, um motor de
duas velocidades é às vezes empregado.
A velocidade perilérica tem de ser mantida
abaixo da velocidade máxima de projeto, ou have
rá formação de cristais falsos, van der Poel et ai.
(1998:786) recomenda uma velocidade periférica
máxima de 5.8 m/s e Kuijvenhoveii (1983) um má
ximo de 10 m/s. Na prática, velocidades periféri
cas abaixo de 7 m/s dão bons resultados.
Cada agitador deve ser projetado individual
mente para um cozedor em particular e sua aplica
ção. Não há agitador universal para todas as situa
ções. Raramente é possível transferir um agitador
de um cozedor para outro sem reprojetar o arran
jo. se é desejada a obtenção de bons resultados.
Agitação com vapor. A instalação de um sis
tema de agitação de tubos injetorcs de vapor de
baixa pressão sob a caiandria é outra opção para
auxiliar a circulação, pela redução da densidade
efetiva da massa cozida na caiandria. promovendo
forças de empuxo e melhorando a circulação, par
ticularmente sob carga hidroslática alta na finali
zação de um cozimento.
A simplicidade, custo baixo e ausência de par
tes móveis desta alternativa a tornam particular
mente simples de ser colocada em prática. E fre
qüentemente aplicada em cozedores de massas de
baixa pureza, mas é desnecessária em cozedores de
massas de alta pureza bem projetados.
Deve ser observado que o vapor admitido não
condensa, mas passa direto através da massa cozida
sem causar qualquer superaquecimento ou disso
lução de cristal. A vantagem do agitador de vapor
é que ele pode ser desligado a qualquer momento,
diferente de um agitador mecânico e pode ser ajus
tado para fornecer o grau de circulação requerido.
Estudos de modelagem da dinâmica dos tUiidos por
computador (CFD) indicam que a taxa de circu
lação pode ser substancialmente elevada {Rein et
15.3.7 Separação de arraste
al. 2004). Assim o efeito de assistência com vapor,
freqüentemente chamada "agitador de vapor" é
permitir que uma altura de cozimento maior pos
sível. assim como tempo de cozimento reduzido.
O dimensionamento de um sistema de circula
ção a vapor deve ser baseado na injeção de vapor
à taxa máxima de 25 kg/h por m* de volume de
massa cozida do cozedor. O número de furos no
sistema de tubos injelores e suas dimensões são
determinados pela vazão de vapor necessária. O
tamanho do tubo do sistema de agitação tem dc
ser tal que a perda de carga na própria tubulação
seja menor do que 10 7r da perda de carga através
de cada furo. Este é o mesmo princípio requerido
no projeto de anéis de alimentação de evapora-
dores e as equações na Seção 12.7.5 podem ser
empregadas. Isto assegura que as vazões através
de todos os furos sejam aproximadamente iguais.
Um único anel tubular de injeção de vapor abaixo
da calandria pode não ser suficiente num cozedor
grande, onde um arranjo de injeção de vapor dife
rente deve ser usado para fornecer uma distribui
ção uniforme de vapor sob a calandria.
Injeção de ar. A injeção de ar ao invés de va
por foi adotada em algumas fábricas espanholas.
A injeção de ar comprimido a 750 kPa pré aque
cido a 65-70 °C abaixo da calandria de cozedores
de massa A foi reportada como sendo efetiva na
redução dos tempos de cozimento em 11 9^ e au
mentar a recuperação sem um efeito apreciável no
vácuo do cozedor (Stohie 1999). Entretanto esta
opção requer uma bomba de vácuo ou ejetor mui
to maior para remover o ar adicional.
15.3.7 Separação de arraste
Os princípios da separação de arraste apli
cáveis aos evaporadores também se aplicam aos
cozedores. Dos tipos descritos na Seção 12.9, os
separadores de fluxo reverso, centrífugo e de pla
cas em chevron são os mais bem sucedidos.
Sob a maioria das condições, o arraste de co
zedores é desprezível. Na maior parte das vezes,
arraste sério ocorre durante a partida e a parada do
cozedor, quando a expansão de espuma ou sucção
de ar no cozedor pode ocorrer. Se estas operações
forem apropriadamente controladas, o arraste nos
cozedores é mínimo. Separadores de arraste pre
cisam ser projetados para ter uma alta capacidade
de trabalhar em baixa carga: a variação das taxas
de evaporação durante um cozimento de batelada é
muito alta, conforme mostram os dados na Tabela
15.5. Entretanto em taxas dc evaporação baixas na
finalização do cozimento, as velocidades de vapor
no cozedor são baixas e o arraste de gotas no va
por é muito baixo. Os separadores precisam ser di
mensionados para absorver as taxas de evaporação
máximas. Hiinnn (1980) descreveu ensaios com
separadores diferentes em cozedores. A velocida
de máxima de 40 m/s em separadores centrífugos é
relatada, acima da qual ocorre rearrastc. Ele testou
a efetividade dc separadores dc placas cm chevron
em cozedores e recomendou-os preferencialmente
aos separadores centrífugos.
Os separadores de placas em chevron têm a
vantagem de que não é necessária tubulação de re
torno de arraste, pois as gotas separadas caem do
fundo do separador de volta à massa cozida. Com
os outros tipos, os tubos de retorno de arraste de
vem ser apropriadamente projetados, tanto para
incorporaruma perna em U de selo como permitir
que qualquer retorno de arraste seja visível aos
operadores. Assim os tubos de retorno devem ser
montados externamente, dotados de um visor de
vidro e, com uma perna de selo em U drenável.
Um desenho do arranjo recomendado é mostrado
na Fiaura 15.19.
Linha de centro
do cozedor
_ Separador
de arrastre
Unha de retorno
de arrastre
Nível de massa cozida
Válvula de dreno
Figura 15.19: Arranjo recomendado para uma linha de
retorno dc arraste do cozedor
Referêiiciiix pií};. 462
15 Cristalização
15.4 Cozedores contínuos a vácuo
Embora a primeira patente para um cozedor
contínuo a vácuo tenha sido concedida em 1932
à Werkspoor. foi somente ao final da década de
1970 que o cozedor contínuo realmente se tornou
uma proposição prática. Facilidade de operação
foi uma característica que primeiro levou à acei
tação dos cozedores contínuos em aplicações de
cozimentos de massas de baixa pureza e foi sub
seqüentemente estendida a cozimento de massas
de alta pureza com o desenvolvimento de transdu-
tores de medição adequados. Uma característica
do sistema contínuo é a diferença de temperatura
menor entre a temperatura de vapor da calandria
e a temperatura da massa cozida, embora ainda
mantendo boa circulação com convecção natural.
Ainda é necessário produzir massa cozida
para semeadura em cozimento de batelada para
alimentar um cozedor contínuo. Tentativas foram
feitas de produzir semente numa base contínua,
mas a maioria destas foi infrutífera (Bwaclfoot e
Wright 1992). Considerando-se o que é previsível,
a semente ainda continuará a ser produzida em co
zimentos de batelada.
Em alguns casos, a produção de semente em
cozedores de batelada pode ser eliminada pela ali
mentação de magma de açúcar diretamente num
cozedor contínuo como semente. Os cozedores
contínuos são teoricamente bem adequados a um
sistema de Einwurf Duplo. Neste caso, a semen
te somente precisa .ser produzida em cozedor de
batelada para cozimentos C. O açúcar C é usa
do como semente para o cozedor B e o açúcar
B como semente para cozimentos A. Entretanto,
como ocorre com qualquer sistema de Einwurf
Duplo o controle do tamanho do cristal é crucial.
15.4.1 Tipos de cozedores contínuos
Os projetos de cozedores contínuos que têm
obtido grande aceitação situam-se em três cate
gorias:
Cozedor horizontal multi-compartimentado.
Um número de células dispostas em série pode
proporcionar um modelo suficientemente próximo
ao fiuxo pistonado para produzir uma distribuição
razoável de tamanho de cristais. Os primeiros co
zedores deste tipo foram instalados pela Fives-Cail
Babcock (PCB), atual Grupo Fives Cail. O cozedor
australiano SRl e o cozedor Tongaat-Hulett. comer
cializado por Fletcher Smilh, caem na mesma ca
tegoria, mas o aquecimento da massa cozida e os
padrões de circulação são diferentes nestes equipa
mentos. Estes cozedores são mostrados nas Figuras
15.20 a 15,22. O SRI desenvolveu um novo proje
to em conjunto com Triveni Enginecring na índia
(Agnnvctl et al. 2001), que tem um formato similar
ao cozedor Tongaat-Hulett na seção transversal. Es
tes cozedores são baseados em circulação natural.
O projeto inicial do cozedor FCB tinha ele
mentos de aquecimento de placas verticais. Em
seguida foram utilizados tubos horizontais como
uma calandria, num corpo cilíndrico para reduzir
o custo (tipo CCTR). O FCB CCTW mais recen
te tem uma forma mais parecida com o cozedor
Tongaat-Hulett, para obter circulação melhorada.
Estes cozedores estão ilustrados na Figura 15.23.
O cozedor Bosch é um projeto mais recente c tam
bém foi projetado com um casco cilíndrico, mas
emprega uma calandria de tubos verticais. A forma
interna foi modificada desde a primeira instalação
e o projeto de 2006 é apresentado na Figura 15.24.
Os detalhes do cozedor contínuo CSR (Aus
trália) não foram publicados. Ele utiliza uma geo
metria similar ao cozedor de batelada com tubos
verticais, mas com defletores radiais para formar
os compartimentos. Tem duas ou mais camadas, de
modo que a massa cozida flua para baixo, de uma
camada para a próxima.
Na indústria de açúcar de beterraba, a semen
te é produzida com um tamanho de cerca de 0,1
mm por um processo de resfriamento em batelada.
Uma nece.ssidade que foi identificada para o sis
tema contínuo é fazer crescer esta semente a um
tamanho maior para alimentação dos cozedores
contínuos existentes. Quando parte-se com uma
semente pequena é necessária, uma relação menor
superfície de aquecimento/volume visto que a área
superficial do cristal é pequena e a evaporação é
geralmente mais rápida do que a cristalização e a
circulação natural precisa ser aumentada com cir
culação forçada. Isto levou ao desenvolvimento
do cozedor Seaford para esta aplicação {RandaU
1991), o qual tem uma relação menor superfície de
aquecimento/volume e utiliza dois agitadores hori
zontais para auxiliar a circulação natural.
15.4.1 Tipos de co/.edores contínuos
,*.VA:|fr.víatJí.v.vT»-ÍA" r#.v.rnv.1ftT»-.7dviiv.«.wr-ATAV.iKT^^^^^
w.va: m;:*; tav.* r»:l.«5 v.vAT.v.tft ftv.viw
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■K av.T.t.T.v*
rA".Y.i:í.v.»:i'A'.re iAv.vl"-y-'4«lK."Atr-VA*Jf I av.*.t.*-VA!
Figura 15.20: Cozedor contínuo FCB
I Casco; 2 Divisória longitudinal; 3 Divisória
transversal; 4 Feixe tubular; 3 Blindagem; 6 En
trada de vapor; 7 Separador de arraste; S Saída
de vapor; 9 Entrada de magma; 10 Entradas de
xarope de alimentação; 11 Saída de massa cozi
da; 12 Saídas de drenagem rápida; 13 Saídas de
condensado; 14 Agitador mecânico opcional;
15 Caixas de vapor e portas; 16 Faces das extre
midades; ITArgolas; 18 Visores
Figura 15.21: Cozedor contínuo SRl australiano na usina
Tully
I Separador de arraste; 2 Nível de cozimento; 3 Saída de
incondensáveis; 4 Saída de vapor ao condensador; 5 En
tradas de Vapor de escape/vegetal; 6 Bastão de amosira-
Módulo D
Módulo C
Módulo B
Módulo A
gem; 7 Transmissor de condutividade; 8 Escoamento de
produto; 9 Calandria: 10 Divisão intennódulo; 11 Entrada
de semente; 12 Chapas de divisão da célula; 13 Válvula in-
termódulo; 14 Coletor descendente; 15 Defletores ao longo
do topo da calandria
Rcfcrciu uis pói". 462
15.4.1 Tipos de cozedores contínuos
í
InB™™
■isa
Figura 15.24: Visla cm corie transversal do cozedor con
tínuo Bosch
1 Saída de vapor; 2 Visor de lâmpada: 3 Visor: 4 Defle-
tor completo: 5 Semi defletor: 6 Calandria: 7 Bocal de
intersecção inicrcompartimenio: 8 Sonda de medição: 9
Alimentação de xarope/mel: 10 Dreno: 1 I Saída de con
densado: 12 DeUetor lonaitudinal
n(f)Kr c:2
Figura 15.25: Cozedor contínuo Langreney (alto) e enca
minhamento da massa cozida (embaixo). C1.C2 e C3 são
câmaras de massa cozida separadas
I Entrada de magma; 2 Entradas de xarope: 3 Saída de
massa cozida: 4 Casco mais externo no cozedor: 5 Pare
de de separação da câmara anclar externa; 6 Parede entre
câmaras mais interna e mais externa: 7 Saídas de vapor ao
condcnsador: 8 Calandria tubular da câmara mais externa:
9 Detletores: lü Calandria tubular da câmara mais interna:
11 Agitador: 12 Tubo de massa cozida da câmara mais ex
terna para a mais interna: 13 Tubo de transbordo de massa
cozida: 14 Entrada de vapor de escape/vegetal
Tabela 15.6: Características principais de cozedores contínuos horizontais (* = altura da calandria)
15 Cristalização
Cozedores de fluxo pístonado real. O coze-
dor Langreney foi projetado como um sistema com
caminhamento de fluxo longo numa tentativa de
aproximar-se ao fluxo pistonado real {Langreney
1977). O cozedor consistiu-se essencialmente de
um vaso longo e estreito, dividido longitudinal
mente em duas seções, uma das quais contém um
elemento tubular de aquecimento.
Uma geometria circular foi adotada posterior
mente, de modo que a massa cozida flua ao longo
do canal externo, então através de um canal interno
e finalmente numa seção central com agitador onde
o aperto final da massa cozida é alcançado. Este
cozedor é ilustrado na Figura 15.25.
Uma abordagem semelhante empregando um
caminhamento longo foi usadano projeto de um
cozedor para a fábrica Racecourse na Austrália
{McDougall e Wallace 1982), mas foi a seguir mo
dificado com a instalação de compartimentos. prin
cipalmente para melhorar sua controlabilidade e
aumentar a capacidade (Attard e Doyle 1998). Este
tipo de projeto não obteve grande sucesso.
Uma comparação de algumas das característi
cas principais dos cozedores contínuos horizontais
é dada na Tabela 15.6.
Cozedor tipo batelada múltipla. A conexão
de uma série de cozedores de batelada em sé
rie para formar um sistema contínuo mostrou ser
efetiva. Um sistema idêntico esteve em operação
numa fábrica de açúcar de beterraba por muitos
anos {Aiistmeyer 1986a). Uma modificação deste
sistema é evidente na torre de cristalização vertical
BMA usada principalmente na indústria de açúcar
de beterraba que consiste de quatro (ou às vezes
cinco) vasos cilíndricos com agitador posicionados
um sobre o outro. O fluxo de massa cozida é por
gravidade descendo de um vaso para o próximo,
conforme mostrado na Figura 15.26 {Austmeyer
1986a). Entretanto, tendo somente quatro compar
timentos em série tende a aumentar o tempo de re
sidência e as distribuições de tamanho de cristais.
Uma distribuição de tamanho de cristais aceitável
no produto final pode ser obtida se o tamanho de
cristal da semente for regular e não muito peque
no. Os agitadores em cada compartimento elevam
o custo do cozedor, mas eles permitem operação
com uma diferença de temperatura menor entre o
vapor da calandria e a massa em cozimento.
Figura 15.26: Sistema contínuo BMA VKT
1_1V Câmaras de crislalizavào; 1 Espaço de vapor: 2 Calan
dria: 3 Espelho inferior: 4 Seção intermediária: 5 Secção de
suporte; 6 Entrada de xarope de alimeniaçião; 7 Entrada de
magma: 8 Tubo de transferência de massa; 9 Saída de massa
cozida final; 10 Bypass; 1 I Saída de vapor: 12 Entrada de
vapor de aquecimento: 13 Saída de condensado: 14 Agita
dor; \5 Bomba de massa cozida (-i- bomba reserva)
15.4.2 Projeto de cozedores contínuos
15.4.2 Projeto de cozedores contínuos
Evaporação requerida. A quantidade de eva
poração requerida /», é calculada facilmente a
partir de um balanço de massa total e de água.
usando-sc a vazão e a concentração de sólidos na
alimentação, na somente e na massa cozida. Com
binando o balanço de massa:
"'n = + »'i. - (15.38)
com um balanço de água:
"'iL = ■ (1 - U |,,.scai /100) 4- ///, ■ (l - /lOO) -
leva à seguinte equação:
(15.40)
A carga térmica é calculada pela taxa de evapora
ção e a superfície de aquecimento requerida pode
então ser computada a partir de um coeficiente de
transferência de calor para uma determinada tem
peratura da calandria conforme nos cálculos de
evaporadorcs (equação 12. I I).
Circulação e transferência de calor. Como
nos cozedores de balelada. a maioria dos cozedo
res contínuos são de circulação natural e há uma
forte inter-relação entre a transferência de calor
e a circulação. Há. portanto, necessidade de boa
circulação para alcançar condições homogêneas
na massa cozida e taxas de transferência de calor
razoáveis.
O coeficiente de transferência de calor é fun
ção da pureza da massa cozida e da diferença de
temperatura, assim como também de detalhes do
projeto do cozedor tais como, comprimento e di
âmetro de tubo.
O nível de massa cozida acima da calandria é
baixo, favorecendo boa circulação. É usualmente
cerca de 300 mm acima da calandria, embora ní
veis de 500 mm acima da calandria tenham sido
relatados (Arcidiacono et al. 1992). Broadfoot
(2005) sugeriu que o nível de massa cozida pre
ferido para circulação máxima depende da cate
goria da massa cozida de acordo com o seguinte:
Massa cozida A (pureza de 85-90) 600 mm
Massa cozida B (pureza de 80-84) 400 mm
Massa cozida C (pureza de 64-68) 300—400 mm
A forma (geometria) do cozedor precisa ser tal
que evite áreas de estagnação sem restringir a cir
culação. A área da seção transversal das tomadas
de descida da massa cozida, é grande (relação de
circulação geralmente < I). a qual também pro
move circulação. As calandrias de tubo vertical
demonstraram fornecer melhores taxas de trans
ferência de calor do que calandrias de tubos hori
zontais (Rein e Msimon^ia 1999). Nos cozedores
SRI/Triveni e FCB {Journet 1998). agitadores
foram instalados nos compartimentos finais para
melhorar a circulação. O uso de circulação a va
por (agitador), conforme e quando necessário, é
uma solução mais simples.
Dados de transferência de calor medidos na
África do Sul são mostrados na Tabela 15.7. Os
dados na Tabela 15.7 estão geralmente alinhados
com os reportados para cozedores SRI de massas
de alta pureza (Broadfoot et ai. 2004, Arcidiacono
et al. 1992).
Valores da taxa de evaporação em kg/(h • m-)
são reportados por Rein e Mximan}>a (1999) e,
representados pelas seguintes relações, com At
expresso em °C:
Massa cozida A: m,,. / A = 0,28 ■ Ar -t-11,3 (15.41)
Massa cozida B: lii^ / A = 0.16 ■ A/ 5.6 (15.42)
Massa cozida C: / A = 0,48 ■ Ar - 19.1 (15.43)
Alguns dados medidos na África do Sul são mostra
dos na Figura 15.27. O Ar mínimo para circulação
natural de cozedores contínuos apm-enta ser cerca de
Tabela 15.7: Valores niédio.s de coeficiente de transferên
cia de calor para cozedores contínuos Tongaat-Hulett. em
W/(m- • K) (Rein y Msinum^a 1999)
Grau de massa cozida A B C
Média 413 212 115
Máximo 492 254 170
Mínimo 304 173 65
Pureza da massa cozida 85 71 55
lieferêm ias luíi-. 462
15 Cristalização
20 °C. dependendo da categoria da massa cozida e
do projeto do cozedor. Arcidiacono et ai. (1992) re
lataram valores para um cozedor B de 1 1-18 kg/(h
• m-), com uma pressão de calandria de 85 a 102
kPa. Vermeulen e Pilhiy (1999) relataram valores
para um cozedor FCB de massa C de 3,7 a 5.9
kg/(h • m-) e para um cozedor SRI de massa C de
3,9 a 4,6 kg/(h • m-). Eles também reportaram mo
dificações num cozedor FCB de massa A que de
ram um aumento na evaporação de 9,3 para 17,8
kg/(h • m-) usando vapor de escape na calandria
de um cozedor A.
Volume do cozedor e tempo de residência. O
volume do cozedor tem de ser grande o suficien
te para fornecer o tempo de residência requerido
para o crescimento do cristal ocorrer e. portanto
depende dos tamanhos do cristal da massa cozida.
O volume pode ser estimado, considerando uma
taxa de crescimento do cristal baseada em teste ou
medições de taxas em aplicações similares. Um
exemplo desta abordagem é o trabalho relatado
por Hoekstra (1985), que modelou o desempenho
de um cozedor contínuo de massa A para estabele
cer parâmetros a serem utilizados com propósitos
de projeto.
Tais cálculos, supondo que a alimentação de
xarope/mel entra em cada compartimcnto. leva em
conta a variação da velocidade de fluxo através do
cozedor, a qual aumenta da vazão da semente para
a vazão de saída de massa cozida final. O tempo
de residência do cristal no cozedor é desta forma
mais longo do que o calculado dividindo-se o vo
lume de massa cozida do cozedor pela produção
de massa cozida na saída (o tempo de retenção
nominal). Ensaios com traçadores mostraram que
a relação entre tempo de residência real e o tempo
de residência nominal pode variar entre 1,4 e 1,8.
A relação é maior quando a relação entre os tama
nhos de semente e os do cristal da massa cozida
for maior, ou seja, quando a relação massa cozida/
semente for maior.
Tempos de residência nominais tipicamente
são em média 2,5 e 3 h para massas cozidas A.
3,5 a 4 h para massas cozidas B e 6 a 6,5 h para
massas cozidas C.
Um parâmetro de taxa de crescimento global é
usado às vezes para dimensionar o cozedor. A taxa de
deposição de cristal (CDR, Crystal Deposition Rate)
é calculada como a quantidade de sacarose deposi-
25 30 35 40 45
Diferença de temperatura em °C
Figura 15.27: Taxas de evaporação de cozedores contínu
os em função da diferença de temperatura entre o vapor dc
condensação c a massa cozida
• Massa cozida A. ■ Massa cozida B. ▲ Massa cozida C
lada no cristal por hora em unidade dc volume do
cozedor; ela é expressa em termos de kg/(m^ • h):CDR = I lii (15.44)
A velocidade da cristalização depende da pureza
e da supersaturação no cozedor e pode assim, ser
bastante variável. Na prática, os valores de CDR
mostrados na Tabela 15.8 são considerados típi
cos.
Broculfoot (2005) reportou dados que mostram
um valor de CDR de 240 kg/(m^ ■ h) para uma
massa cozida de 89 de pureza. A velocidade de
cristalização é dependente mais da pureza do licor
mãe, a qual varia no decorrer do cozimento, do
que da pureza da massa cozida. Mesmo assim, o
forte efeito da pureza é evidente. Apesar destes
valores serem aproximações grosseiras, eles são
úteis para propósitos de dimensionamento.
Tabela 15.8: Valor típico dc taxa de deposição de cristal
(CDR). em kg/(m' • h)
Massa
cozida
Faixa de
pureza
Média Máximo Mínimo
Branco >99 350
A 82-87 170 370 110
B 65-70 100 120 80
C 52-58 40 65 20
15.4.2 Projeto de cozedores contínuos
Tabela 15.9: Arcas dc iransfercncia dc calor requeridas em co/edorcs Tongaal-Huíelt cm fundão das condições de vapor
da calandria (considerações: Brix da alimentação de 67 e a relação de massa co/.ida/semcntc dc 3.0 e 2.0 para massa A e C
respectivamente) {lifin y Msiiiuniiiti 1999).
Pressão na calandria em kPa 143 121 101 85 70
Temperatura de vapor em "C 110 105 1(X) 95 90
Relação dc superfície de aquecimento/volume de Massas co/idas A em m"' õ.O 6.4 7.4 8.8 10.7
Relação de superfície de ac|uecimento/volume de Massas cozidas C em m"' 3.7 4.9 7.0 10.7 18.8
Relações dc superfície de aquecimento/
volume. Os cozedores contínuos são geralmente
construídos com superfícies de aquecimento con
servadoras (sobredimcnsionadas). São comuns
relações superfície de aquecimento/volume de
8 a 12 nr'. A maioria destes cozedores opera com
pressão positiva nas caiandrias à pressão atmosfé
rica ou abai.xo desta. Com base em coelicientes de
transferência de calor médios para cozedores A e
os valores para cozedores C mostrados na Tabela
15.7, íica evidente que superfícies dc aquecimen
to menores podem ser utilizadas com pressões de
vapor na calandria maiores.
Os resultados dos cálculos são expostos na
Tabela 15.9, para massa cozidas A e C. Se for uti
lizado vapor de aquecimento de mais de 100 a 103
°C, relações de superfície de aquecimento/volume
similares àquelas de cozedores de batclada podem
ser empregadas.
Alimentação da .semente ao cozedor. É impor
tante que a vazão de semente ao cozedor seja con
trolada. a !im de alcançar a pureza e o tamanho de
cristal, adequados, na massa cozida produzida. Isto
é quase universalmente feito usando uma bomba de
deslocamento positivo com um acionamento de ve
locidade variável. E importante escolher uma bomba
que não quebre o cristal. A bomba de engrenagem
externa (tipo Broquet) e bombas de lóbulo são em
pregadas com freqüência para este propósito.
Tabela 15.10: Valores típicos de relação de semente de
massa cozida e alteração no (amanho de cristal, usando a
equação (15.47)
Cozedor A
Cozedor B
Cozedor C
^^Cr.Mu ^*'Cr..Seed
4 50 40 1,71
3 40 35 1.51
2.5 28 22 1.47
O tamanho do cristal na massa cozida está
relacionado ao tamanho da semente c às veloci
dades de fluxo relativas, da semente e da massa
cozida. Se for assumido que nenhum cristal é for
mado ou destruído no cozedor. que o diâmetro ca
racterístico do cristal é í/ e que a tnassa de cristal
é proporcional a í/\ então:
A vazão mássica de cristal que entra no co
zedor é:
■ "Vr.S.v.l í/L-j (15.45)
A vazão mássica de cristal que sai do cozedor é:
• "Vr.M., <4, (15.46)
Assumindo que o fator de forma do cristal é inal
terável então:
4:^= (15.47)
V '''sivd Cr.Socd /
Alguns valores típicos conhecidos na prática são
dados na Tabela 15.10.
A dimensão da tubulação condutora de se
mente pode ser calculada pela vazão volumétri-
ca, supondo uma velocidade no tubo de 4 m/tnin
(67 nnn/s). A tubulação de saída de massa cozida
numa perna de selagem barotnétrica pode ser cal
culada usando-se uma velocidade de 3 m/min para
massa A e B e 0,75 m/min para massa C.
Características de fluxo de massa cozida.
As duas extremidades de sistemas de fluxo contí
nuo são um único tanque de mistura e fluxo pisto-
nado [Levenspicl 1962). Na prática, o fluxo pisto-
nado é o ideal, o qual implica que todos os cristais
permanecem no sistema pela mesma quantidade
de tempo. Os tipos de cozedores discutidos na
Seção 15.4.1 procuram prover um caminhamento
de comprimento longo ou utilizar uma quantidade
de comparlinientos em série para aproximar-se de
Refeiêiicüi.s páí;. 462
15 Cristalização
um sistema cie fluxo em pistão. De Fato um mode
lo considerando que o cozedor é equivalente a um
número de tanques que promovem a mistura per
feitamente. conectados em série tem sido ampla
mente utilizada para representar as características
de fluxo de cozedores contínuos. O número equi
valente de tanques é estabelecido a partir da aná
lise de ensaios com traçadores. Uma abordagem
mais próxima ao fluxo pistonado pode ser alcan
çada pelo aumento do número de compartimen-
tos e assegurando que o projeto dos vertedores de
passagem de um compartimento ao próximo torne
o curto-circuito impossível.
Outro requisito principal de um cozedor con
tínuo é garantir que não existam volumes estagna
dos. Isto pode ser estabelecido também a partir de
testes com traçadores.
Número de compartímentos. Um sistema de
fluxo em pistão garante que todos os cristais te
nham o mesmo tempo de residência, assegurando
assim uma distribuição uniforme de tamanho de
cristal na massa cozida produzida. Além disso, ele
promove a taxa de cristalização global, visto que a
pureza do licor mãe altera-se ao longo do percurso
no sistema e a cristalização a partir de licor mãe
de pureza maior ocorre numa velocidade mais rá
pida na primeira parte do sistema.
Rein et al. (1985) mostraram como o tamanho
de cristal e distribuição de tamanho (ou CV) po
dem ser calculados para um modelo de tanques
em série. ba.seado na suposição de uma distribui
ção de tamanho de cristal logarítmica normal. A
equação para a variância CT' da distribuição de ta
manho (numa base numérica) é determinada por:
A." "
(15.48)
onde;
variânc<a da distribuição do cristal de
semente;
feç- taxa de crescimento médio em mm/h;
N número de tanques em série;
X tempo em h;
p constante de proporcionalidade em mm. ex
pressando o grau de dispersão de cristal para
umdeterminado aumento no tamanho de cristal
{Wright e White 1969).
Baseado na consideração de que não ocorra nucle-
ação. fragmentação ou aglomeração de cristal, esta
equação pode ser usada para computar o efeito do
número de compartímentos (ou tanques em séries)
no CV do cristal produzido. Colocando-se os dados
de massa cozida A nesta equação, enct)ntrou-se que
os valores típicos dc k^.^cp são ().()5 mm/h e 0.05 mm
respectivamente (Rein et al. 1985). Usando cste.s
valores, foram calculados valores dc CV previstos
para condições típicas de cozedor de massa cozida
A. conforme expostos na Figura 15.28. Wright e
White (1969) relataram valores de p para cozedores
de massa A e B de fábrica de açúcar bruto entre
0.03 e 0.1 mm. com os valores maiores ocorrendo
em taxas de crescimento menores c purezas maio
res.
Há um benefício pequeno a ser ganho (em ter
mos de CV) pelo aumento do número de tanques
em série acima de 12. Dos testes com traçadores
descobriu-se que um cozedor Tongaat-Hulett de
12 compartímentos pode geralmente ser represen
tado por cerca de 18 tanques em série (Rein et al.
1985) e que cozedores SRl dc 10 compartímentos
comportam-se como 15 tanques em série (Arei-
diíicotu) et al. 1992. Broadfoot et al. 2004). Pare
ce. portanto que um cozedor dc 8 compartímentos
deve ser equivalente a 12 tanques em série. Os da
dos na Figura 15.18 sugerem que há poucos bene
fícios na adoção dc mais de 12 Ianques e assim 8
compartimentos devem ser adequados mi maioria
dos casos.
Magma CV = 40
Magma CIZ= 30
Número de tanques equivalentes em série
Figura 15.28: Alteração calculada em CV da semente para
a massa co/ida baseada em medições em cozedor contínuoA em Maidstone 1987)
15.4.3 Comparação de sistemas de co/edores de baldadas c contínuos
Os compartimentos são geralmente feitos com
o mesmo volume para simplificar a construção e
reduzir custos. liroadfoot (1992) expôs que o ar
ranjo ideal incorpora tamanhos de compartimen
tos que aumentam em dimensão da alimentação
para a descarga. Sc os compartimentos forem
dimensionados para dar tempo de residência de
cristal igual em cada compartimento. a distribui
ção de tamanho de crista! será melhorada, dando
um CV cerca de 2 unidades menor do que no caso
de compartimentos de tamanho igual [Bnxu/fooi
1992). Na prática, a menos que seja buscado um
aumento grande no tamanho de cristal da semen
te para a massa tH)ZÍda. ou um número menor de
compartimentos seja usado, este efeito é pequeno.
15.4.3 Comparação de sistemas de co-
zedores de bateladas e contínuos
As condições gerais favorecendo ou sistema de
bateladaou contínuo são bem resumidas porZ-crt'//-
spiel (1962) em relação aos reatores químicos;
"O reator de hatelada tem a vantagem do custo
de instrumentai^ ão menor e flexibilidade de ope-
i'oçcio (pode ser parado fácil e rapidamente). Ele
tem a desvantagem do custo de mão de obra e
de manejo maior, mintas vezes tempos de parada
consideráveis para esvaziar, limpar e reabaste
cer e controle de íjualidade do produto pior. Por
iüso, podemos generalizar afirmando que o rea
tor de batelada é bem adequado para produzir
pequenas quantidades de material ou para pro
duzir muitos produtos diferentes com um único
equipamento. Por outro lado. para o tratamento
químico de materiais em quantidades grandes, o
processo contínuo é quase .sempre considerado
como ser o mais econômico
Hsta análise é verdadeira para cozedores de bate
lada e contínuos também. Como as fábricas têm
geralmente se tornado maiores e têm procurado
melhorar as ehciências operacionais, o cozedor
contínuo tem demonstrado ter a melhor relação
custo-benefício.
Economia de vapor. Cozedores contínuos
podem usar uma pressão de vapor de calandria
menor do que cozedores de batelada. mesmo
apoiandü-se ainda em circulação natural. Isto per
mite que a economia de vapor seja significativa
mente melhorada quando isto for uma vantagem.
Os cozedores contínuos operam usualmente com
valores At de 25 a 40° C conforme a Figural5.27.
Cozedores de batelada sem agitadores têm de ope
rar com valores de At acima de 40° C para se obter
tempos de cozimento razoáveis, particularmente à
medida que o cozedor se enche. Cozedores contí
nuos são operados em algumas usinas com vapor
vegetal 2 ou até vapor vegetal 3. com benefícios
significativos de economia de vapor.
Além disso, a limpeza do cozedor de batelada
com vapor é eliminada, reduzindo a carga de eva
poração global.
Onde a economia alta de vapor excepcional
mente alta é necessária, o cozedor BMA contínuo
de torre vertical tem vantagens. Ele pode operar
com um At muito baixo devido aos agitadores e
pode ser usado vantajosamente em associação
com um recompressor mecânico de vapor. Em
função da operação contínua, o vapor pode ser as
pirado do cozedor e rccomprimido continuamente
para fornecer o vapor ã calandria.
Volumes do cozedor. O uso mais eficiente do
volume dos cozedores instalados é obtido num
sistema contínuo. A relação entre tempo de resi
dência de cristal real/nominal é 1.4 a 1.8 (Seção
15.4.2). Além disso, uma vez que a produção é
contínua e o cozedor está sempre cheio, o tem
po de inatividade. associado com a limpeza dos
cozedores. é economizado. Em geral, portanto, a
eficiência volumétrica do cozedor contínuo é em
média 1.8 vezes à do cozedor de batelada. E im
portante. na comparação entre preços de cozedo
res de batelada e contínuos levar em conta esta
diferença na eficiência volumétrica.
Controle do processo. O controle de cozedo
res de batelada é mais complicado do que o de co
zedores contínuos, embora estes últimos tenham
a tendência de ter mais malhas de controles por
cozedor. Ambos os tipos podem ser automatiza
dos com sucesso.
Incrustação nas superfícies internas do co
zedor. Este é um problema que não é encontrado
em cozimentos de batelada visto que os cozedores
de batelada são normalmente limpos com vapor
após cada cozimento. Nem isto é um problema sé
rio em cozimentos contínuos de massa cozida B
Referências piif". 462
15 Cristalização
ou C. que podem operar por longos períodos sem
ter de ser esvaziados. Entretanto, em cozimentos
de massas de alta pureza a incrustação das super
fícies internas do cozedor pode tornar-se severa,
levando à formação de aglomerados.
Custo de capital de instalações. Cozedores
contínuos podem ser mais caros por unidade de vo
lume, mas não quando é levada em conta a diferen
ça em eficiência volumétrica. Uma estimativa de
custo de capital comparativa para uma fábrica nova
demonstrou que um sistema empregando cozedo
res contínuos custa apenas 2/3 do custo do siste
ma convencional com cozedores de balelada [Rein
1992). As economias de custo de capital resultam
do fato de equipamentos auxiliares tais como. bom
bas de vácuo e bombas de água de resfriamento
não precisarem absorver as cargas altas de pico que
acontecem com cozedores de batelada: isto signifi
ca que podem ser usadas bombas menores.
Flexibilidade da área de cozimento. Os sis
temas que usam cozedores de batelada têm mais
flexibilidade. Dependendo da época da safra e das
purezas da cana, as quantidades relativas de mas
sa cozida A. B e C alteram-se. Com cozedores de
batelada as atribuições dos cozedores podem .ser
intercambiadas para acomodar estas variações. Em
sistemas com cozedores contínuos, esta flexibilida
de desaparece e os cozedores contínuos precisam
ser dimensionados para absorver vazões de pico.
Mão de obra operacional. As fábricas que
mudaram de cozedores de batelada para contínuos
têm usualmente percebido uma economia nas ne
cessidades de mão de obra. Cozedores contínuos
operam regularmente com menos supervisão do
que os cozedores de bateladas.
Qualidade de açúcar. Uma conseqüência da
baixa carga hidrostática em sistemas contínuos, as
condições de cristalização são mais uniformes. A
carga hidrostática do cozimento é reduzida, e com
circulação boa. as temperaturas variam menos no
cozedor. Ensaios comparativos de cozimentos em
cozedores de batelada e contínuos demonstraram
que a cor do açúcar produzido em cozedores con
tínuos de massa A foi em média 16 % menor do
que aquela produzida em cozedores de batelada
(Rein 1987).
Sistemas de cozedores de batelada têm van
tagem em termos de distribuição de tamanho do
grão. visto que cada cristal no sistema tem exata
mente o mesmo tempo de residência. Entretanto,
desde que seja dada atenção adequada ã obtenção
de distribuição de tempo de residência adequada
mente próxima da vazão pisionada e a qualidade
de semente seja razoável, a distribuição de tama
nho de grão não é pior. A análise de dados para
massas cozidas A e C de fábricas sul-africanas
não mostram diferenças discerníveis em CV de
açúcar para fábricas com cozedores de bateladas
ou contínuos (Rein c Msimcin^a 1999).
Expansão da capacidade. Uma filosofia co
mum empregada quando uma expansão marginal
é necessária, tem sido instalar um cozedor con
tínuo C e converter os cozedores C em B ou A.
Sub.sequenieincnte. quando alguns dos cozedores
de bateladas mais velhos e menores lornain-se
inaproveitávcis. um cozedor contínuo B é insta
lado. Esta abordagem, cm última análise, facili
ta a construção de uma área de cozimento mais
compacta com menos unidades de cozedores. sem
necessariamente requerer um aumento do prédio.
Um exemplo de como o uso de cozedores contí
nuos em projetos de expansão pode levar a área
de cozimento simplificada é dada por Rein e A/.v/-
man}iai\W).
A estratégia geral de substituição de cozedo
res pequenos por maiores é uma opção disponível
para cozedor de balelada também. Porém, há um
limite para a dimensão do cozedor de batelada. Na
maioria das indústrias de açúcar, os maiores coze
dores de balelada são < 100 m' e embora tamanhosmaiores estejam em operação, eles não se aproxi
mam da dimensão de cozedores contínuos grandes
que estão hoje em dia em operação, por exemplo,
cozedores contínuos de mais de 200 m\ Devido
à capacidade efetiva de um cozedor contínuo seraproximadamente 80 % maior do que um cozedor
de batelada equivalente, um cozedor contínuo de
200 m' equipara-se em termos de capacidade, a um
cozedor de batelada de cerca de 360 m\
A expansão marginal de 10 % ser mais
facilmente alcançada se forem usados cozedoresfacilmente usaaos cozcu«.'.v.,
de batelada. Uma expansão pequena deste tipo
pode ser conseguida pela instalação de um co
zedor de batelada adicional e com os cozedores
podendo produzir massas de categorias diferentes
15.5 Controle e operação do cozedor
na área de cozimento. Isto não c tão facilmente
alcançado com co/.cdorcs contínuos.
Entretanto, com cozedores horizontais mulli-
-compartimentados c possível adicionar compar-
limentos para obter aumento de capacidade se for
o caso de uma expansão pequena e/ou uma célu
la de estágio íinal com agitador (Aíiard e Doyle
1998, Waíson e Broafoot 1998) Outra abordagem
descrita pela FCB envolve a adição de mais tubos
horizontais ao banco de tubos que constitui a ca-
landria (Journei e Pelicían 2001). Uma expansão
de 60 % ó possível com esta abordagem, mas ela
eleva a carga hidrostática e a resistência ao fluxo.
15.5 Controle e operação do co
zedor
15.5.1 Condução de um cozimento de
batelada
Os passos convencionais envolvidos num ci
clo de cozedor de batelada são descritos abaixo:
1. O cozedor é fechado e o vácuo é levantado. O
cozedor usualmente está cheio de vapor após
limpeza com vapor, que é feita pela admissão
de vapor no topo do cozedor até o vapor es
capar pela válvula de descarga. Admitindo-se
água no condensador. rapidamente a pressão
absoluta se reduz. O tempo requerido para
remover a pequena quantidade de gases in-
condensáveis remanescentes pela bomba de
vácuo (ou ejetor) é muito reduzido comparado
com ter de evacuar um cozedor cheio de ar.
2. O cozedor é alimentado com xarope até um
nível logo acima da calandria. Então o vapor
de escape ou vapor vegetal é aberto para a ca
landria e a carga de xarope é concentrada ao
nível desejado para adição de semente. Este
é um momento de alta taxa de evaporação e
cuidado precisa ser tomado para garantir que
não ocorra arraste.
3. Uma vez que foi atingida a concentração de
sólidos dissolvidos correta, o cozedor está
pronto para adição de semente. É usualmente
mantido na concentração desejada para esta
bilização antes da adição de semente. Um dos
três métodos pode ser usado:
a. A concentração pode ser levada para a
região lábil. onde os cristais se formam
espontaneamente: quando o operador de
cozedor considerar que foram formados
grãos sulicientes. é adicionada água para
reduzir a concentração até a região meta-
eslável.
b. A carga é concentrada até ser atingida a
zona intermediária, quando é adicionada
uma pequena quantidade de açiícar tritura
do: isto induz a formação de novos núcle
os no líquido e é chamada semeadura por
choque.
c. A solução é concentrada para a região
metaestável. quando é admitida uma sus
pensão de semente finamente moída: os
cristais pequenos na suspensão são os nú
cleos nos quais a sacarose cristaliza. Esta
é chamada semeadura completa e na teo
ria. o número de cristais na massa cozida é
determinado pelo de cristais na suspensão
adicionada.
4. O estabelecimento do grão requer que a con
centração do licor mãe seja rigorosamente
controlada para garantir que o cristal cresça
e que nenhum cristal dissolva. A superfície
do cristal é pequena e a taxa de evaporação
é potencialmente muito mais rápida do que a
de cristalização: a água tem de ser adicionada
para reduzir a taxa de evaporação líquida, ou
se houver um agitador para manter a circula
ção. o fornecimento de vapor para a calandria
é reduzido. Xarope ou melaço não é adiciona
do durante este período, porque teria o efeito
de espalhar os grãos e aumentando a distância
entre os cristais. Isto continua até que tenha
sido estabelecida superfí cie do cristal sufi
ciente.
5. Se for usado magma como pé, a semeadura é
desnecessária. E necessário ainda derreter os
cristais pequenos indesejados e obter massa
cozida na condição ou consistência correta
antes do início da alimentação.
6. Começa a alimentação de xarope/mel. A su
perfície do cristal neste estágio é suficiente
mente rápida de modo que o perigo de forma
ção de cristais falsos seja bastante reduzido. A
alimentação é admitida numa taxa que man
tém o conteúdo de cristal e a consistência da
massa cozida no valor ótimo.
Refcrêtu itis iHÍf>. 462
15 Cristalização
7. Quando o nível máximo do cozedor é atin
gido, a alimentação é interrompida. A massa
cozida é finalmente concentrada até o teor de
sólidos desejado para obter um bom esgota
mento.
8. A válvula de vapor é fechada, o vácuo é
quebrado pela admissão de ar no cozedor e
a válvula de descarga é aberta. O conteúdo
descarrega por gravidade num cristalizador
ou receptor de cozimento. Alternativamente,
parte do conteúdo pode ser cortada para outro
cozedor; neste caso a alimentação de xarope/
mel é reiniciada para crescer o cristal até um
tamanho maior.
9. Quando o cozedor estiver totalmente vazio,
vapor e/ou água quente são admitidos para la
var o cozedor. É importante garantir que toda
a massa cozida seja removida do cozedor an
tes de iniciar um novo cozimento. O líquido
resultante da limpeza com vapor, é desviado
dos cristalizadores, para o refundidor (dos
cozedores A) ou para os tanques de mel. de
modo que a massa cozida que foi cuidadosa
mente concentrada não seja imediatamente
diluída por este líquido.
E importante minimizar tempos improdutivos do
cozedor, por planejamento cuidadoso do uso do
cozedor. Ajuda também, quebrar e elevar o vácuo
com vapor no cozedor. Tubulações/calhas de corte
e de descarga devem ser dimensionadas adequa
damente e válvulas de descarga adequadamente
dimensionadas devem ser usadas para minimizar
tempos de parada.
74 min"'. Após a moagcm compicta-sc o volume
da pasta obtida a 6 L usando-se o mesmo álcool.
Paiterson (1985) recomendou a moagem cm moi
nho de bola de duas partes de álcool isopropílico
com uma parte dc açúcar granulado por 24 h. A
quantidade de suspensão necessária é usualmen
te determinada por ensaio. Não se acredita que a
-semeadura completa ocorra na maioria dos caso.s,
ou seja, alguns núcleos adicionais podem ser for
mados quando a pasta c admitida. De modo geral,
a adição de mais pasta leva a mais cristais meno
res na massa cozida. Devido a isto, é importante
o preparo adequado da suspensão de cristais para
semente. Ninelei e liajoo (2006) recomendam 20
inL de pasta por m' de massa cozida.
15.5.3 Obtenção de tamanho do cristal
Em cozimentos para produção de semen
te em bateladas, o tamanho do cristal é aletado
pela quantidade c qualidade da semente conlorme
mencionado acima. Para cozedores de baielada
ou contínuos, o tamanho e a qualidade do mag
ma ou da semente, usados como pé tem um efeito
significativo. Uma relaçao pequena entre o pé de
granagem e o volume fi nal do cozimento auxilia
na obtenção do tamanho dc cristal requerido pelo
tipo de açúcar produzido. ,Se isto não puder ser
alcançado num cozimento único como é normal
mente o caso, a massa cozida tem de ser cortada
uma ou mais vezes para alcançar a dimensão re
querida de cristal.
15.5.2 Semeadura
A nueleação é usualmente induzida no coze
dor pela admissão de uma pasta contendo partícu
las de açúcar finamente moídas. Vários métodos
de preparo da suspensão são usados, mas usual
mente envolvem a moagem de açúcar refinado de
bola, com álcool por um período de tempo, tipi
camente 12 h. Ninela e Rajoo (2006) descreve
ram procedimentos usados em algumas usinas na
África do Sul; os procedimentos recomendados
envolvem a moagem de 800 g de açúcar em 2 L de
álcool/álcool desnaturado num moinho de bola de
160 mm de diâmetro e 200 mm de comprimento a
15 5 4 Teste de vácuo
É necessário verificar periodicamente,um co
zedor quanto a vazamentos. Devido às condições
úmidas e quentes, a corrosão é sempre unia pre
ocupação. Um teste de vácuo envolve o estabele
cimento de um vácuo e observação do aumento
na pressão absoluta com o tempo. Desde que a
pressão absoluta no vácuo seja menor que 53 kPa,
a quantidade de ar entrando no vaso é indepen
dente da pressão absoluta. O teste de vácuo num
deve indicar uma elevação na pressão menor do
que cerca de 10 kPa em 60 minutos num cozedor
novo e 10 kPa em - O minutos num cozedor usado.
15.5.5 Avaliando a qualidade do cozimento
15.5.5 Avaliando a qualidade do cozi
mento
O objetivo lilobal do cozimento é cristalizar o má
ximo de açúcar possível, enquanto ainda produzindo
cristal do tamanho requerido com uma boa distribui
ção de tamanho. Ao mesmo tempo, é desejável alcan
çar isto com uma capacidade mínima de cozedores
e sem o uso excessivo de vapor de escape ou vapor
vegetal. Nfio é muitas vezes bem avaliado quão gran
de é o efeito do trabalho de cristalização feito nos co
zedores A e B no alcance destes objetivos, conforme
ilustrado na Figura 15. 1 1 (Seção 15.2.6).
Medição da eficiência do cozimento. O grau
de cristalização atingido é medido pelo esgotamento,
ou alternativamente pelo conteúdo de cristal, ambos
expressos como uma porcentagem. O esgotamento
representa a porcentagem de sacarose na massa cozi
da que está presente na fomia cristalina. Ela pode ser
calculada a partir da fónnula SJM, equação (15.26).
assumindo que o açúcar cristalino tem urna pureza de
100:
(15.49)Esgotamento = 100 ■
onde:
pureza da massa cozida e
^Mr)i Ptircza do melaço.
Como alternativa, o teor de cristal da massa cozida
no cozimento pode ser usado como uma medida do
desempenho, visto que é realmente o teor de cris
tal da massa cozida que é o fator limitante no cozi
mento. A equação para o teor de cristal, ou seja, g
de cristal/100 g de massa cozida, u'crM ,- ^ similar à
equação para o esgotamento, como exposto na equa
ção (15.19). Comparando as duas equações, pode ser
visto que a relação entre o teor de esgotamento e o
de cristal é:
Esgotamento = 100 (15.50)
O teor de cristal é muitas vezes expresso em re
lação à substância seca na massa cozida, portan
to, excluindo água, como apresentado na equação
(15.20). Esta é uma equação mais simples do que
a (15.19). excluindo a substância .seca ou Brix da
massa cozida. Assim é teoricamente uma medida
menos confiável do trabalho da estação de cozi
mento: entretanto um Brix alto de massa cozida
é implicado no alcance de um alto conteúdo de
cristal.
Objetivos práticos para o teor de cristal nas
massas cozidas. Um objetivo prático para o es
gotamento de massa cozida A usado ãs vezes na
África do Sul é como segue:
Escoiamento = 0.775 • P., (15.51)
Isto indica que um esgotamento maior pode ser ob
tido numa pureza de massa cozida maior. O teor de
cristal limite depende da pureza da massa cozida.
Na Austrália. Broculfoot e Pennisi (2001) su
geriram uma equação para os valores limites de
teor de cristal por 100 g de sólidos sobre a faixa
de pureza de 65 a 100. Isto é dado por:
u-,,„,=-0,019.(P,J=+4,2-P„,-159 (15.52)
Esta equação restringe o teor de cristal a ter um
valor de 71 % em pureza de 100. Os autores creem
50 60 70 80 90 100
Pureza da massa cozida em %
□ Valores máximos SRi (equação 15.52)
■ Meta 5A
▲ Performance SA
Performance Louisiana
• Máximo teórico
O Equação 15.28
Figura 15.29: Valores de teor de cristal de massa cozida
em função de sua pureza
Referências páf;. 462
15 Cristalização
60 70 80 90
Pureza da massa cozida em %
□ Valores máximos SR!
▲ Performance Louisiana
Meta SA
Performance SA
Figura 15.30: Dados da Figura 15.29 expressos como
queda de pureza em função da pureza de massa cozida
que 90 % dos valore.s limites devem ser alcançá
veis na prática. A equação é exposta ploiada na
Figura 15.29, junto com os valores máximos cal
culados na Seção 15.1.7. Alguns valores alcança
dos na prática são apresentados também, de dados
reportados nos Anais da SASTA de 1999 a 2003
e da experiência da Louisiana {Birkeit, comunica
ção pessoal). A equação (15.52) aparenta ser apli
cável em pureza alta, mas prediz claramente, va
lores que são muito baixos em purezas menores.
A equação (15.28), baseada em teores de cristal
alcançáveis em usinas de açúcar sul-africanas, é
mostrada também nesta Figura.
Os mesmos dados mostrados em termos de
quedas de pureza são expostos na Figura 15.30.
A queda de pureza é claramente dependente da
pureza da massa cozida de um modo imprevisível.
O teor de cristal e o esgotamento são, portanto,
critérios de desempenho mais confiáveis.
Os cálculos de fábrica normalmente fazem
uso de purezas aparentes. Particularmente, em co
zimentos de baixa pressão, teores calculados de
cristal e dados de esgotamento são afetados pelo
emprego de purezas aparentes e Brix refratomé-
trico em vez de purezas reais e substância seca
real. Estes podem ser considerados como teores
de cristal aparentes. Limites típicos práticos que
devem ser alcançáveis com boas práticas de cozi
mento são sugeridos na Tabela 15. 1 1, para pure
zas aparentes médias de massa cozida.
Em cozimentos de massa C. as metas, exceto
o teor de cristal, são importantes: estas metas são
destacadas na Seção 18.3.2. É importante mesmo
assim, não deixar o teor de cristal da massa cozida
C cair abaixo dc 25 g/l()() g de massa cozida, ou
senão o esgotamento será afetado.
Tamanho de cristal. Os métodos de medição
do tamanho de cristal são delineados na Seção
16.16. O CV c definido na equação ( 15. 14) como
o desvio-padrão da distribuição dividido pela mé
dia e expresso como uma porcentagem. Em co
zimentos de alta pureza, um CV ao redor de 30 é
bom. mas um CV menor é mais fácil dc alcançar
com uma abertura média de cristal maior. Como
uma alternativa, um limite na quantidade de linos
é usado como um parâmetro dc controle de tama
nho. O CV é muito pior em cozimentos de baixa
pureza devido aos efeitos de dispersão no cresci
mento dos cristais, que são mais predominantes
em purezas baixas {Rein e Msiniaiifíu 1999).
E uma boa prática medir o tamanho do cris
tal no cozimento rotineiramente. Particularmen
te com massas cozidas C. o tamanho do cristal
afeta a perda de sacarose no melaço nas centrí
fugas. Uma imagem fotográfica ou de vídeo de
cada cozimento C é uma medida de controle de
desempenho útil, visto que o aumento de pureza
na centrifugação é muito dependente do tamanho
de cristal.
Tabela 15.11: Valores de meta de teor de cristal para massas cozidas de purezas diferentes
Pureza de Teor de cristal Teor de cristal
massa cozida em g por 100 g de sólidos em g por 100 g de massa cozida
Cozimento de refinaria 99 64 57
Massa co/.ida A 85 57 52,5
Massa cozida B 68 42.5 40
Esgota
mento
15.5.8 Operação do cozedor contínuo
15.5.6 Temperaturas e pressões de co
zimento
Uma perda significativa de sacarose pode
ocorrer durante as operações de cristalização. Por
esta relação é vantajoso reduzir a temperatura
de cozimento a um mínimo prático e minimizar
os tempos de residência na cristalização. Esgo
tamentos altos de massa cozida que reduzem a
quantidade total de massa cozida a ser cozida aju
dam a manter as perdas num mínimo.
Temperaturas menores de cozimento também
possibilitam o uso de vapor sangrado dos evapo-
radorcs como vapor de aquecimento na calandria
com uma diferença de temperatura adequada para
a transferencia de calor. A maioria dos cozimentos
ocorre com temperaturas de massa cozida na faixa
de 63 a 70 °C. Cozimentos de massa cozida C em
particular demoram mais e são mais suscetíveis às
reações do tipo Mciillard e a menor temperatura
pos.sível de massa cozida é desejável. É impor
tante ter uma pressão absoluta constante durante
o processo: as variações, se significativas podem
levar ou à dissolução de cristal ou à formação de
grão falso, os quais são ambos indesejáveis.
Em cozimentos de refinaria, a temperatura é
mantida um pouco mais alta para promover a ve
locidade de cristalização. O tempo de cozimento
é muito reduzidoe temperaturas altas podem ser
toleradas.
15.5.7 Efeito das condições e operação do
cozedor na qualidade do açúcar
Melhor qualidade de açúcar é obtida em coze-
dores com boa circulação de massa cozida, uma
vantagem particular de cozedores contínuos. A
qualidade do açúcar é afetada também pelo con
trole global das operações do setor de cozimento
e pelo grau de controle do processo nos cozedores
individuais. Um bom controle automático sempre
conduzirá à um açúcar de qualidade mais consis
tente e melhor. Temperaturas de cozimento baixas
minimizam a formação de cor devido à reação de
Maillanl e outras reações.
15.5.8 Operação do cozedor contínuo
O teor de cristais no primeiro compartimento
deve ser alto o suficiente com presença de área de
cristal suficiente para obter uma taxa de cristali
zação alta sem a formação de grãos falsos. Con
sequentemente é o teor de cristal que é controlado
pela maioria dos transdutores de medição. O teor
de cristal deve aumentar progressivamente através
do cozedor. Isto é verificado pelas medições labo
ratoriais de SDR (Sólidos Dissolvidos Refratomé-
tricos). quando se estiver ajustando o cozedor e
periodicamente conforme necessário.
O perfil de SDR ideal através do cozedor não
foi estabelecido. Existem duas escolas de pensa
mento: a primeira baseia-se na crença de que o
teor de cristal deve ser mantido alto o tempo todo
através do cozedor: o segundo que um SDR leve
mente menor nos compartimentos intermediários
leva à circulação melhor, e cristalização mais rá
pida e mais uniforme. Em ambos os casos o teor
de cristal na massa cozida produzida precisa ser
mantido o mais alto possível para alcançar um es
gotamento alto.
É impossível equiparar a taxa de evaporação e
a de cristalização através do cozedor. Dependendo
das condições e do desempenho do cozedor. uma
ou outra será limitante. É provável que nos pri
meiros estágios a velocidade de cristalização seja
limitante enquanto que nas últimas seções, onde o
Brix da massa cozida é maior, é provável que a ve
locidade de evaporação seja a limitante porque a
superfície de cristais é alta. Comparando-se taxas
de cristalização em cozedores, as taxas, de crista
lização e a de evaporação, influenciam os valores
alcançados.
Devido às condições estáveis, é esperado ar
raste reduzido no cozedor. A parada do setor de
cozimento com cozedores contínuos é simples.
Para uma parada de manutenção de 16 horas, não
são necessárias medidas específicas nos cozedo
res contínuos, exceto, talvez baixar um pouco o
nível de massa cozida. Se houver paradas maiores
da usina, o vapor aos cozedores pode ser fechado
e nenhuma outra ação é necessária. Os cozedores
são facilmente trazidos em linha novamente após
uma parada, desde que seja tomado cuidado para
obter boa circulação no cozedor antes da partida
da alimentação de semente e xarope ou mel.
Referências páfi. 462
15 Cristalização
Esvaziamento e limpeza. Cozedorcs contí
nuos A são esvaziados e limpos num ciclo regu
lar, de algo como entre uma e quatro semanas.
Programações de limpeza são usualmente esco
lhidas se possível para encaixarem-se em para
das programadas de manutenção. A interrupção
de produção pode ser minimizada se for dada
atenção a detalhes. Em Felixton o tempo total de
parada associado com esvaziamento de cozedo-
res contínuos A foi reduzido de 6 e 14 para 3 e Vz
horas (Montocchio 1988). Isto envolveu limpeza
com vapor em vez de fervura com água e o uso
dos tanques de semente e de corte para estocar
massa cozida de partes diferentes do cozedor. Na
partida, as massas cozidas são cortadas de volta
ao cozedor para minimizar o tempo de iniciar a
produção de massa cozida aceitável. Broadfooi et
al. (2004) relataram tempos de parada correspon
dentes a um período de somente 3,6 h quando o
cozedor não estiver sendo alimentado com xaro
pe.
O sistema de cozimento contínuo BMA tem
a facilidade de parar qualquer um dos quatro
estágios, de maneira que um estágio do cozedor
pode ser limpo com influência mínima na produ
ção. Os cozedores Fletcher Smith são construídos
tendo às vezes uma divisão central de maneira
que uma metade do cozedor possa ser utilizada
independentemente da outra. Isto permite limpar
uma metade do cozedor enquanto a outra metade
é mantida em operação.
Cozedores contínuos B são usualmente es
vaziados e limpos numa freqüência entre 4 e 20
semanas dependendo da área onde a cana é pro
duzida. Cozedores C muitas vezes operam por
uma safra inteira de 40 semanas, mas podem ser
limpos numa base mais freqüente.
Incrustação. A questão da incrustação de
açúcar nas superfícies internas do cozedor tem
sido abordada detalhadamente {Rein 1990). É re
almente um problema somente em massas cozidas
de alta pureza e a menos tratada, causar os seguin
tes problemas:
• Açúcar, que acumula nas superfícies internas,
quebra em pedaços que podem entupir tubos ou
saídas e ser causa da presença de aglomerados
no açúcar produzido.
• Deposição progressiva ou incrustação nas
superfícies de aquecimento reduz a taxa de
transferência de calor, que sob operação pro
longada pode levar a uma redução na taxa de
produção.
Uma distinção precisa ser feita entre a incrustação
que ocorre da superfície da massa cozida e que
ocorre sob a massa em cozimento, pois os meca
nismos de incrustação são diferentes. A maioria
da incrustação sob o nível da massa cozida pode
ser evitada pelo isolamento das superfícies exter
nas do cozedor para eliminar resfriamento destas.
Cantos vivos ou desconlinuidades promovem in
crustação localizada e devem ser evitados.
Sondas de medição devem ter extremidades
arredondadas e os tubos da calandria devem ser
idealmente rebaixados e soldados nos espelhos,
na medida cm que tubos sobressaindo, muitas ve
zes proporcionam o ponto de partida para incrus
tação significativa. Se os separadores entre seções
estiverem abaixo do nível da massa em cozimen
to, eles podem ser um ponto em que a incrustação
se inicia e podem precisar de pulverizadores de
vapor para mantê-los livres de incrustação.
Incrustação nas superfícies acima do nível de
massa cozida geralmente ocorre numa velocidade
mais rápida. E causada pelos borrifos de massa
cozida nas superfícies expostas que se cristalizam
nestas superfícies antes que tenham a possibili
dade de retornar à massa cozida. Este processo é
acelerado por cozimentos muito rápidos com es-
pirros excessivos e em casos onde a viscosidade
for alta. A incrustação é mais rápida onde a super-
saturação na massa cozida for maior e a superfí
cie dos cristais por unidade de volume for menor.
Assim, não é incomum ver nos primeiros compar-
timentos do cozedor onde as taxas, de evaporação
e de cristalização são maiores. Foi também veri
ficado que a incrustação ocorre mais rapidamente
quando um cozedor é forçado numa taxa de pro
dução alta com um nível de supersaturação maior.
A incrustação acima da superfície da massa
cozida pode ser minimizada ou eliminada de vá
rias formas:
• Minimizar as superfícies expostas, tais como
defletores;
• Periodicamente aspergir água ou xarope de
alimentação nas superfícies expostas;
15.6 Instrumentação e controle do cozedor
• Dispor de um tubo de fornecimento de água
fria acima dos delletores. de modo que a con
densação resultante escorra nos detlelores
para mantê-los limpos:
• Elevar periodicamente, o nível dc massa em
cozimento acima das áreas incrustadas:
• Assegurar bom controle da supersaiuração e
do conteúdo dc cristais:
• Operar o co/.cdor dc maneira o mais estável
possível.
Em alguns casos houve a prática de elevar a pres
são absoluta do cozedor periodicamente para
derreter a incrustação. Este procedimento não é
recomendado, pois ele altera severamente as con
dições da massa cozida e as temperaturas altas de
massa cozida promovem problemas com incrusta
ção sob a massa cozida.
15.6 Instrumentação e controle
do cozedor
15.6.1 Transdutores de medição
Os métodos convencionais de medição de
pressão, vazão e nível não criam problemas es
pecíficos. O controle da pressãoabsoluta requer
um transmissor de pressão absoluta, em vez de
um transmissor de vácuo (um transmissor de tem
peratura medindo a pressão relativa à pressão at
mosférica). Isto garante que a temperatura de ebu
lição do cozedor não seja afetada por alterações
na pressão atmosférica. As medições empregadas
num controle de cozedor são sensíveis às varia
ções de temperatura e uma temperatura controlada
é, portanto, importante iSaska e Rein 2001).
O desafio principal no controle do cozedor é o
controle da concentração de sólidos dissolvidos,
o conteúdo de cristais e a consistência da massa
cozida. Não há instrumentos comerciais disponí
veis que possam fazer isso diretamente e medi
ções secundárias têm de ser usadas para inferir as
quantidades de interesse. No início de um cozi
mento, e particularmente durante a granagem, a
supersaiuração da solução precisa ser controlada.
A medida que o cozimento progride, o controle do
conteúdo de cristais torna-se mais importante e é
o fator primordial ditando a consistência no final
do cozimento.
A elevação do ponto de ebulição e refratôme-
tros online podem ser usados para medir a con
centração do licor mãe (supersaiuração). Eles são
úteis no início do cozimento, mas somente me
dem o estado do licor mãe e não podem ser usados
para controlar o ciclo todo. Medições do ponto de
ebulição são afetadas também pelas alterações no
nível dc massa cozida.
Alguns transdutores são empregados, os quais
são sensíveis a ambas as concentrações, no início
do cozimento e ao longo do ciclo:
• A condutividade elétrica é um método útil.
Ela na realidade mede a atividade das espé
cies iônicas. mas depende da concentração do
licor mãe e da consistência da massa cozida,
que são afetados pela elevação do conteúdo de
cristais. E um método empregado quase uni
versalmente em massas cozidas B e C onde
os teores de cinza são altos e relativamente
consistentes. E menos confiável em massas
cozidas de alta pureza, onde as variações no
teor iônico têm um efeito maior no valor abso
luto. A condutividade é não linear em relação
à concentração de sólidos dissolvidos.
• Transdutores de viscosidade comportam-se
numa maneira similar à condutividade, mas
eles podem ser usados em todas as categorias
de cozimento. Um medidor de consistência
Ziegler era comumente usado no passado, mas
ele e outros tran,sdutores de viscosidade estão
atualmente menos em evidência.
• Medições de condutividade por radiofreqüên
cia medem propriedades elétricas sob freqüên
cias de rádio {Rodford et al. 1988: Reichord et
al. 1992). As medições são afetadas tanto pela
condutividade quanto pela constante dielétri-
ca. Eles têm algumas vantagens sobre a con
dutividade convencional, na medida em que
eles podem operar na ausência de impurezas
iônicas (em cozimentos de açúcar refinado,
por exemplo), eles podem tolerar alguma in
crustação da sonda sem afetar as leituras e é
possível separar sinais representativos de ca
racterísticas resistivas e capacitivas da massa
cozida.
Referènciiis púfi. 462
15 Crislali/.açao
• Medidores nucleares de densidade são sensí
veis ao conteúdo de cristais, mas são relati
vamente insensíveis às alterações na concen
tração do licor mãe. A grande vantagem deles
é o fato de que as medições não são afetadas
por alterações na pureza (Sa.ska e Rein 2001).
• As medições por absorção de micro-ondas são
muito responsivas ao conteúdo de água e as
sim servem para medir os sólidos totais com
precisão. São similares às medições por den
sidade nuclear, pois são mais responsivas ao
conteúdo de cristais do que à concentração do
licor mãe. Sua grande vantagem reside no fato
de que a medição não é afetada por mudanças
na pureza {Sa.ska e Rein 2001).
E importante dar atenção cuidadosa à localização
dos dispositivos de medição. Eles devem estar
distantes o suficiente da alimentação e de bolhas
de vapor de modo que estes não afetem a medi
ção. O posicionamento torna-se mais importante
quando o cozedor não está circulando rápido, par
ticularmente próximo ao final de um cozimento.
A melhor posição para um eletrodo de conduti-
vidade num cozedor de batelada é dentro da par
te final do tubo de descida;alternativamente ele
deve ser localizado no fundo do cozedor numa
região onde a massa cozida esteja movendo-se
rapidamente.
15.6.2 Dimensionamento da válvula de
controle
O dimensionamento correto da válvula de
controle é essencial se se deseja obter controle
bom e confiável. A primeira necessidade é estabe
lecer as vazões média, mínima e máxima espera
da. Em seguida é necessário calcular os valores de
Cy para estas condições, para estabelecer a partir
das especificações dos fornecedores de válvulas
0 tamanho da válvula de controle requerida. Para
vazões de líquidos, Cy é determinado como o nú
mero de galões americanos de água que passarão
através da válvula com uma pressão diferencial de
1 Ib/in-. A equação é:
C^=:V-
onde a vazão é expressa em US Gal/min. a perda
de carga em Ib/in- e SG representa o peso especí
fico do líquido. As unidades não são padrão, mas
historicamente esta é a forma que a maioria dos
fornecedores de válvulas exprime capacidades de
válvula. Usando as unidades do SI, o valor de Cy
é mais facilmente calculado a partir de:
Cy=\M V
p/lOOÜ (15.54)
onde a vazão está expressa em mVh e diferença
de pressão àp em bar (= kPa/IOO). Isto dá um
valor numérico próximo ao convencional. A vál
vula escolhida deve ter um valor de Cy grande o
suficiente para passar o fluxo máximo, mas ainda
operar numa abertura de válvula razoável (< 60 %
de abertura) sob condições médias.
São necessárias correções se a dimensão da
válvula for menor do que o tamanho da linha na
qual está instalada e se a viscosidade for muito
alta. Uma correção de viscosidade pode ser neces
sária para fluxo de melaço com válvula de peque
na dimensão. A literatura do fabricante deve ser
consultada para estas correções.
Flasheamento e cavitação podem ter um efeito
significativo no desempenho das válvulas. Con
forme o líquido passa através da válvula, a velo
cidade aumenta c a pressão cai de acordo com a
equação de Bernoulli. Se a pressão cai suficiente
mente. o líquido irá flashear, formando bolhas de
vapor, isto tem dois efeitos adversos potenciais;
primeiramente, a capacidade da válvula de passar
a quantidade necessária de líquido é afetada seve
ramente e secundariamente, se a pressão absoluta
sobe em seguida, as bolhas de vapor colapsam, e
isto, com o tempo, pode levar a danos sérios na
válvula. O potencial para isto ocorrer é real para
as válvulas da água de injeção que está entrando
no condensador e das válvulas de alimentação de
xarope ou me) diluído ao cozedor, devido à pres
são reduzida à jusante e à elevação da temperatu
ra. No caso da água de injeção, a válvula deve ser
localizada numa altura baixa onde a pressão seja
alta o suficiente para prevenir a cavitação, ou logo
na entrada do condensador onde as conseqüências
da cavitação são menos severas.
15.6.3 Controle do cozedor de balelada
No regime de caviiação. a diferença de pressão
real a ser usada nas equações de dimensionamcnio
é menor do que a perda de carga real disponível. A
perda de carga máxima admissível para propósi
tos de dimensionamento é determinada pelo valor
crítico no qual a cavitação ocorre para válvulas de
alta recuperação (válvulas borboleta e de esfera,
as escolhas mais comuns para o controle de coze
dor), dependendo da pressão de água de entrada pi
e pressão de vapor pv de acordo com:
• (p, - Ps. ) (15.55)
O valor de é dado pelo fabricante da válvula
e geralmente tem um valor entre 0.6 e 0.3 para
válvulas borboleta, dependendo do percentual de
abertura. I^ira válvulas convencionais, a diferença
de pressão máxima para propósitos de dimensio
namento é determinada com vazão bloqueada. Os
fabricantes têm métodos diferentes de checagem
para isto.
15.6.3 Controle do cozedor de batelada
Controle de processo. O controle automá
tico de processo dos cozedores leva a resultados
consistentes e quando ajustadootimamente leva
a bom esgotamento e boa qualidade do açúcar e
capacidade máxima do cozedor. Devido a que.
qualquer cozedor de batelada poder realizar um
ou todas as etapas diferentes de cozimento (grana-
gem. levantamento de um cozimento, cozimento
tinal) em massas cozidas de categorias diferentes
(A. B. e C). as receitas necessárias para cada tipo
de cozimento precisam estar disponíveis em cada
cozedor de batelada.
Os sistemas de controle fundamentais são
quase os mesmos em todos os cozedores. Um ar
ranjo típico é apresentado na Figura 15.31. Este
diagrama mostra controle manual do fornecimen
to de vapor ao cozedor; na maioria das usinas de
açúcar bruto a pressão da calandria não é con
trolada automaticamente. Ele mostra também a
Para ejetor ou
bomba de vácuo
Água de
injeção
Válvula de
suspensão
e solenóide
— <È)
^ Tubo de Controlador
* escape seletivo
(opcional)
Figura 15.31: Sistema de controle automático de cozedor de batelada
Referências páf>. 462
15 Cristalização
condutividade como o parâmetro de controle prin
cipal; outras medições podem ser usadas como
alternativa, para esta tarefa. As ações de controle
envolvidas são;
Controle da pressão absoluta. Esta é contro
lada pela regulagem da vazão de água ao condensa-
dor. O valor de referência é usualmente mantido cons
tante ao longo de um cozimento, embora ele possa ser
variado durante um cozimento, particularmente nos
de refinaria. O sistema de controle pode incorporar a
supervisão da temperatura da água no tubo de saída
do condensador. Isto limita o uso excessivo de água,
que pode ser causado por um sistema de vácuo inade
quado ou deficiente; se uma bomba de vácuo não es
tiver com bom desempenho, a concentração de gases
incondensáveis se eleva, o que é refletido como um
aumento na pressão absoluta e o sistema de controle
responde fornecendo mais água.
Controle de nível. Este é operativo durante
enchimento e enquanto controlando o nível duran
te o período de concentração anterior à granagem,
pela regulagem a válvula de alimentação. O trans
missor de nível também detecta quando o nível
máximo do cozedor foi atingido e inicia a fase
final de concentração.
Controle da condutividade. Este controla a
concentração antes, durante e após a granagem.
regulando a válvula de adição de água. Uma vez
estabelecido o grão, o crescimento de cristal se
inicia com alimentação de mel ou xarope. O valor
de referência para o controle de condutividade é
usualmente diminuído conforme o nível se eleva
para permitir um aumento constante do conteú
do de cristais. Assim que o cozedor esteja cheio,
a condutividade é reduzida progressivamente ao
valor final de cozimento e o controlador admitirá
água via válvula de controle de água se necessá
rio, durante este período.
Potência do motor do agitador. A potência
absorvida pelo agitador pode ser usada em vez da
condutividade para controlar a alimentação du
rante o período de acúmulo. A potência do agi
tador é particularmente útil como uma medida
confiável e reprodutível da consistência no final
do cozimento.
Adição de semente de cristalização. Uma
vez atingida a concentração correia para grana
gem, o cozedor é controlado nesta concentração
por um tempo paru estabilizar as condições. En
tão o sistema de controle poderá automaticamente
abrir a válvula de admissão de semente, admitin
do a carga de suspensão que o operador coloca no
funil. Alguns operadores de cozedores preferem
fazer isto manualmente, e se valem do sinal de
um alarme do sistema de controle automático que
os avisa quando c chegado o momento certo para
esta operação.
São adotadas variações deste esquema bási
co para lidar com cozedores que partem com um
pé ou um corte de outro cozedor. A maioria dos
sistemas de controle tem também a flexibilidade
de colocar um cozedor em "espera" em qualquer
tempo, se houver uma falta de alimentação, ou o
cozedor não possa ser descarregado ou cortado
devido a interrupções do processo. As variáveis
de processo principais também terão de ter alar
mes de suas condições, configurados para alertar
o operador quanto a problemas.
Automação do ciclo completo. Para automa
tizar totalmente as operações do cozedor. todas as
válvulas precisam ser atuadas e controladas por
um controlador seqüencial, isto requer atuação
remota das válvulas de fornecimento de vapor a
calandria. quebra vácuo, de limpeza com vapor,
do desvio do líquido resultante da limpeza com
vapor e do vapor do ejetor, bem como das vál
vulas automáticas da descarga de massa cozida e
dos sistemas de corte. Temporizadores ajustam o
tempo para as operações tais como, limpeza com
vapor, e alarmes são necessários para alertar o
operador de situações fora de controle.
15.6.4 Controle automático de cozedo
res contínuos
Os controles necessários para um cozedor
contínuo são expostos na Figura 15.32. Num co
zedor multi-compartimentos, geralmente é neces
sária uma malha por compartimento, mas estes
controles são simples e controladores on/off são
muitas vezes usados nesta tarefa.
15.6.4 Controle automático de cozedores contínuos
Condensador r | Âç
integral
Cozedor continuo a vácuo
Vapor de aquecimento
(CT CT (CT) CT
;sp CccKH (ccM CccKH (ccKH (cc) Massa cozida
produzida
Mel / xarope
Receptor de Bomba
semente de semente
Cristalizador
Figura 15.32: Malhas de controle típicas num cozedor contínuo nuilli-compartimenio (somente 6 compartimentos são
apresentados)
A pressão da calandria pode ser controlada
num valor constante, ou pode ser regulada para
manter uma taxa de evaporação pré-ajustada. ob
tida pela medição da vazão de condensado. Este
"controle da taxa de evaporação" é útil no ajus
te da taxa de produção, ou na divisão de tarefas
igualmente entre dois cozedores contínuos pro
cessando a mesma massa cozida. A taxa de eva
poração regula a pressão na calandria. O íluxo de
xarope/mel depende da taxa de evaporação; o es
quema na Figura 15.32 mostra a vazão de semente
controlada numa relação definida pela vazão de
xarope ou melaço. Desta forma o cozedor pode
operar totalmente em automático, com somente a
taxa de evaporação ajustada para alcançar a taxa
de produção requerida.
Em geral, a condição da massa cozida em cada
compartimento é controlada ou por condutivida-
de (massas cozidas B e C) ou sinais de sonda RF
(massa cozida A). Entretanto, as sondas RF ainda
são suscetíveis à incrustação e precisam ser remo
vidas e limpas manualmente, geralmente uma vez
por dia. Broadfoot ti al. (2004) descrevem o uso de
uma sonda de condutividade RF aquecida a vapor
que permanece livre de incrustação pela manuten
ção da sonda numa temperatura maior do que a de
massa cozida. Os dispositivos medidores de densi
dade por microondas são mais confiáveis e menos
dependentes da pureza da massa cozida e podem
substituir sondas RF nesta aplicação no futuro.
Uma abordagem diferente foi usada em co
zedores contínuos FCB de massas de alta pureza.
Esta solução envolve o controle da vazão de vapor
ao cozedor e a reguiagem de vazão aos comparti
mentos individuais em proporção ao fluxo de va
por. Um medidor nuclear de densidade na linha de
saída de massa cozida controla a alimentação ao
último compartimento {Chielens e Lavogiez 1987).
A abordagem australiana é um pouco diferen
te. Davies et al (1989) descrevem o sistema de
controle para um cozedor SRI. O fluxo de xarope
ou mel para cada compartimento é ajustado para
alcançar a taxa de alimentação necessária, enquan
to uma válvula de água para cada compartimento
é controlada para dar a consistência em cada um
destes, conforme medido pela condutividade. Este
método na teoria permite o controle da consistên
cia e do teor de cristais ao mesmo tempo, mas es
tes valores não podem ser determinados com cer
teza em tempo real.
Ri'ffiêm-ia.s pág. 462
15 Cristalização
Isto aparenta ser uma complicação desneces
sária e a necessidade de alimentar água em cada
comparlimento significa que a demanda de vapor
do cozedor será maior do que a necessária.
Um método de sintonia dos controles deali
mentação do cozedor foi idealizado por Love e
Chilvers (1986), que é usado de forma bem su
cedida para ajustar os parâmetros de sintonia. A
sintonia de controles de alimentação em cozedo-
res contínuos requer uma abordagem diferente
comparada com a maioria das malhas de controle.
O sistema não tem elemento de autoregulagem e
a resposta a uma alteração em degrau é em rampa
contínua até o degrau ser removido. Um exemplo
de resposta em degrau é dado na Figura 15.33.
Love e Chilvers mostram como o atraso de tempo
medido e a inclinação, relacionados à capacidade
do comparlimento, podem ser usados para ajustar
parâmetros de sintonia de forma otimizada.
O controle das alimentações aos comparti-
menlos pode usar controle por modulação ou on/
off. De maneira geral, concluiu-se ser mais fácil
usar controles on/off de tempo proporcional. As
vantagens são: válvulas simples on/off podem ser
usadas, não é necessário nenhum transdutor I/P ou
posicionador de válvula, o dimensionamenlo da
válvula de controle não é muito crítico, restrições
na linha de água e/ou xarope podem ser usados
para equalizar os ganhos das malhas na alimenta
ção de água e xarope e o sistema de alimentação é
menos suscetível ao entupimento.
Valvula de
alimentação
Sinal R5
( uu
90
80
70 eOf
fO
60 3
>
50 >
OI
40 "O
2
30 3
c
ÚJ
20
<
10
0
O 100 200 300 400 500 600
Tempo em segundos
Figura 15.33: Resposta de um sistema de controle a uma
resposta em degrau usada para estabelecer parâmetros de
sintonia
15.7 Equipamentos periféricos
do setor de cozimento
15.7.1 Condicionamento de mel
É prática comum condicionar os méis A e B
antes da alimentação aos cozedores. Isto envolve
redução da concentração de sólidos dissolvidos e
aquecimento do mel a uma temperatura constante.
Uma combinação de 70 °C e 70 Brix é freqüente
mente usada: os valores estáveis destes parâme
tros ajudam a controlar as condições do cozedor
mais facilmente. Somente o material prestes a ser
alimentado no cozedor deve ser aquecido para mi
nimizar a degradação de sacarose. A diluição de
mel desta forma conduz a uma demanda de vapor
no cozedor maior, e pode ser reduzida se a econo
mia de vapor for uma prioridade alta.
Os tanques de condicionamento (ou "de aca
bamento") são projetados para alcançar a tempe
ratura e concentração necessárias e providenciar
tempo de residência suficiente para dissolver todo
cristal pequeno no mel. Isto é mais facilmente al
cançado num compartimento adequadamente agi
tado onde o mel é aquecido e diluído. Este é se
guido por uma seção de fluxo pistonado que leva à
alimentação dos cozedores. provendo o tempo de
residência requerido.
15.7.2 Tanques de alimentação
Xarope, méis A e B são usualmente estocados
em tanques no piso térreo, com pequenos tanques
de alimentação instalados no piso dos cozedores.
dos quais a alimentação passa aos cozedores. Es
tes tanques menores ajudam no controle do co
zedor se neles for mantida uma altura constante.
Isto pode ser feito por transbordamento contínuo
de uma pequena proporção de material ao tanque
situado no piso térreo.
Tanques de magma são necessários para estocar
magmas B ou C usados como pé de cozimento nos
cozedores. Estes são usualmente vasos abenos em
forma de U, dotados de elementos agitadores girando
a cerca de 1 min-1. Eles são dimensionados para aco
modar o volume da carga de granagem nos cozedores
de bateladas.
15.7 Equipamentos periféricos do setor de cozimento
15.7.3 Tanques de estocagem
A quantidade de capacidade de estocagem ne
cessária para xarope, mel A e B, depende gran
demente da que é necessária para facilitar proce
dimentos de partida e parada. Para uma fábrica
operando continuamente, estocagem suliciente
é necessária somente para acomodar problemas
menores da fábrica sem ter de parar a operação
dos cozedorcs. Fábricas com cozedores contínuos
podem usualmente ter menos capacidade de es
tocagem. Em princípio a capacidade mínima de
estocagem deve ser objetivada; retenção e esto
cagem desnecessária destes produtos conduzem a
perdas de sacarose. Dimensões médias de tanques
instalados na indústria sul-africana são mostradas
na Tabela 15.12.
Tabela 15.12: Capacidade in.stalada de c.stocagem de tan
ques dc xarope e mel na África do Sul
Média em m-^ Faixa em m-'
por unidade de t^/h por unidade de t^
Xarope
Mel A
Mel B
0.3-1,2
0.3-0.8
0.2-0,75
15.7.4 Receptores a vácuo de semente
Vasos a vácuo são muitas vezes providencia
dos na área de cozimento para dar flexibilidade
nas operações dos cozedores. Parte ou toda a
massa cozida pode ser cortada para o receptor,
para ser estocada como um pé para um cozimen
to subsequente. Estes vasos são normalmente ci
líndricos na forma, isolados, e com um agitador
horizontal girando a cerca de 1 min-1 que raspa
próximo às superfícies internas. Eles precisam ser
dotados de conexões de vácuo, visores de vidro,
válvulas de liberação de vácuo, linha de vapor de
fervura e alarmes de nível para assegurar que eles
não sejam sobrecarregados.
15.7.5 Sistemas de corte
Os cozedores são conectados num sistema de
tubulação de corte conectando os cozedores entre
si e aos tanques e receptores. A tubulação é usu
almente de 200 a 300 mm de diâmetro e é limpa
com vapor após o uso. Isto possibilita a massa co
zida e/ou magma ser cortado de um cozedor para
outro ou de um tanque de magma ou receptor de
semente para um cozedor. Válvulas borboleta são
ideais para este sistema. Após a fervura, o vapor
deve ser direcionado a um tanque de mel ou dis-
solvedor dependendo da pureza do produto.
É muito importante que o sistema de tubula
ção seja sempre aberto para a atmosfera quando
não estiver em uso para evitar acúmulo de pontos
quentes no caso de pequenos vazamentos na tubu
lação de corte. Vapor de escape ou mesmo vapor
de alta pressão é freqüentemente utilizado na tu
bulação de corte; vazamento de vapor num siste
ma selado tem sido conhecido como a causa de
explosões sérias no sistema de corte, as quais têm
causado danos sérios e perda de vidas em muitos
15.7.6 Receptores de cozimento
Estes são vasos abertos em formato de U do
tados de agitadores rotativos horizontais. Eles re
cebem a massa cozida dos cozedores de batelada
na descarga e proveem uma estabilização entre os
cozedores de bateladas e cristalizadores contínuos
ou as centrífugas. Eles precisam ser dimensiona
dos para ser um pouco maior do que a capacida
de de descarga de massa do(s) cozedor(es) neles.
Idealmente, eles devem ter de 1,3 a 1,5 vezes este
volume se não houver retenção dos processos de
cozimento em bateladas.
Referências pág. 462
15 Cristalização
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16 Crislalizadores de resfriamento
locais podem ter uma influência maior do que a
esperada sobre estes valores médios, dependendo
de fatores tais como a qualidade da cana.
16.1.2 Tempos de residência e tempe
raturas
Critérios diferentes são empregados para de
terminar o tempo de residência nos cristalizadorcs
para diferentes categorias de massa cozida. Con
forme demonstrado no Capítulo 15, é importante
alcançar um esgotamento alto da massa cozida A:
dessa forma, instala-se um pouco de capacidade
de cristalizadores de massa cozida A para assegu
rar bom esgotamento, melhorando o trabalho feito
nos cozedores. A capacidade em cristalizadores
de resfriamento é quase sempre providenciada
para massas cozidas C, visando reduzir as purezas
do mel final ao mínimo e assim manter a perda de
açúcar no melaço no mínimo. Usualmente, nenhu
ma capacidade em cristalizador de massa cozida
B, mas são necessários os receptores de cozimen
to {Juliennne 1991). A única situação que requer
a instalação de cristalizadores é destinada à massa
cozida B, é o caso de uma pureza de mel B mui
to alta para alcançar a pureza requerida na massa
cozida C. Esta pode subir se as purezas de xarope
forem anormalmente altas como resultado de uma
qualidade de cana muito boa, ou se o esgotamento
da massa cozida A estiver muito baixo; neste caso
é melhor cuidar para que isso não ocorra.
Um limite de temperatura de 50 °C é neces
sário no resfriamento da massa cozida A, porque
abaixo desta temperatura torna-se mais difícil se
parar o licor mãe do cristal e é necessária lava
gem excessiva. Quando são utilizadas centrífugas
contínuas para altas purezas, desempenho melhor
é alcançado com temperaturas de massa cozida
maiores. Neste caso, o resfriamento da massa co
zida A pode ser evitado inteiramente e os crista
lizadores A serão eliminados ou terão tempo de
residência baixo.
As massas cozidas C são normalmente resfria-
das até cerca de 40 °C. Embora Lionnet e Rein
Í1980) tenham demonstrado que um decréscimo
de 5 C reduz a pureza de equilíbrio do mel C em
1 unidade de pureza, em temperaturas ao redor de
40 C as taxas de cristalização são tão baixas que
pode ser esperada uma queda de somente 0.4 uni
dades pani uma redução adicional de 5 °C {Rein
1980). Assim é normalmente de pouco valor res-
friar a massa cozida C muito abaixo de 40 °C.
Algumas vezes conjeclurou-sc que a veloci
dade de resfriamento inicial da massa cozida não
devesse ser muito alta. ou grãos falsos se forma
riam na massa cozida. Entretanto, trabalho em
planta piloto em massa cozida C demonstrou que
era impossível resfriar a massa cozida rápido o su
ficiente para formar grãos falsos. É mais provável
que grãos falsos se formem na massa cozida, no
cozcdor. durante o aperto fi nal e somente fiquem
visíveis no cristalizador. A temperatura fi nal atin
gida no cristalizador c considerada ser de longe,
muito mais importante do que a velocidade de res
friamento.
Na África do Sul o tempo de residência pro
porcionado nos cristalizadores A varia de algumas
horas a 15 horas. Devido ao benefício tiuc pro
porciona um esgotamento alto da massa cozida A,
vale a pena o fornecimento de 12 ou mais horas de
tempo de residência para massas cozidas A. Para
massas cozidas C, um tempo de residência de cer
ca de 45 horas é estipulado com freqüência. O va
lor ótimo depende de fatores econômicos locais.
Trabalho em planta piloto {Sieiiuil et al. 2001)
expôs uma queda de pureza significativa do licor
mãe até 30 horas e uma queda mais lenta até 48
horas, acima da qual não há virtualmente queda
de pureza. Rein {1980) demonstrou que a elevação
do tempo de residência de 30 para 45 horas redu
zirá a pureza do licor mãe em 0,5 unidades. Esta
redução pode ser maior se o aumento do tempo de
residência for acompanhado por uma temperatura
final menor de massa cozida também.
16.1.3 Mistura/agitação
Os cristalizadores de resfriamento são sempre
dotados de algum elemento agitador. Os propó
sitos primários destes elementos são promover a
transferência de calor e. no caso de massa cozida
de alta pureza, prevenir a sedimentação de cristal.
Eles também desempenham um papel importante
na obtenção de fluxo pistonado da massa cozida
através de um sistema contínuo, ajudando a redu
zir zonas de curto-circuito e/ou estagnação.
Onde os elementos de resfriamento são es-
lacionários. os elementos rotativos precisam ser
16.1.4 Propiedadcs rcológicas das massas cozidas
posicionados sulicicntcmcnie próximos para for
necer cerlo cisalhamento para retirar a massa co
zida resfriada das superfícies de transferência de
calor. A transferência de calor c lenta em massas
cozidas viscosas e a velocidade dos elementos ro
tativos por si só não auxilia a taxa de transferência
de calor.
Foram leitas várias tentativas de estabelecer, se
a velocidade de agitação afeta a taxa de cristali
zação. Ensaios em escala industrial demonstraram
não ter, absolutamente, nenhum efeito na pureza do
licor mãe. Experiência em planta piloto {Lionnct e
Rein 1980) mostrou c|ue uma taxa de agitação mui
to alta elevará a taxa de cristalização em massas
cozidas C. Trabalho na Austrália prevê que uma
taxa de cisalhamento alta pode melhorar substan
cialmente o esgotamento, mas tem efeito pequeno
para tcnipos de residência acima de 24 horas.
E geralmente aceito que em temperaturas
mais altas e em massas cozidas A menos visco
sas, a migração das moléculas de sacarose para
a superfície do cristal é o mecanismo de contro
le da velocidade de cristalização. Entretanto em
temperaturas menores, geralmente vistas em cris-
talizadores C. a etapa de incorporação estrutural é
a controladora da taxa. A mudança do controle, da
taxa da difusão para a taxa de incorporação estru
tural, ocorre em alguma temperatura abaixo de 30
°C (vcin chr Roel et al. 1998, VanHook 1980). Por
tanto, a agitação pode melhorar a transferência de
calor e ajudar a promover o lluxo pistonado. mas
é improvável ler um efeito signihcativo na taxa de
cristalização em massas cozidas C.
16.1.4 Propriedades reológicas das
massas cozidas
E necessário conhecimento das propriedades
de fluxo e da reologia de massas cozidas e méis
para entender o comportamento destes materiais
na estação de cristalização em particular. Inde
pendentemente do fato de eles serem geralmente
altamente viscosos, são não newtonianos. Fluidos
newtonianos apresentam uma relação íixa entre a
tensão de cisalhamento e a taxa de cisalhamento.
A constante de proporcionalidade na relação é a
viscosidade. Em fluxo não newtoniano, esta não
se mantém. O procedimento é melhor descrito
pelo modelo da lei da potência:
x = Ki' (16.1)
onde T é a tensão de cisalhamento (força/unidade
de área, Pa) e y é a taxa de cisalhamento em s"'.
Esta é conhecida também como lei de Ostwald de
Wíide. No fluxo em tubulação, a tensão de cisa
lhamento está relacionada à perda de carga H de
acordo com o secuinte:
dçi fi-H
(16.2)
onde d e / são diâmetro e comprimento do tubo.
p a densidade da solução, g a aceleração devido
à gravidade. K é referenciado como consistência
e para n - 1. a equação (16.1) se reduz à lei de
Newton e K = |i. ou seja, a consistência e a visco
sidade são idênticas.
O desvio de n da unidade indica o grau de des
vio do comportamento newtoniano. Em massas
cozidas e méis. o parâmetro n geralmente tem um
valor < 1. ou seja, o fluido é dito ser pseudoplásii-
co ou "com aflnamento por cisalhamento" (shear-
thinning). As unidades de viscosidade são Pa • s,
mas para um fluido não newtonianodeste tipo a
unidade de consistência é Pa • s".
Em geral, os valores de n são menores para
massas cozidas do que para méis e decrescem com
a diminuição da pureza; não inesperadamente, o
material se torna mais não newtoniano conforme
o teor de não sacarose aumenta. Tipicamente, para
massas cozidas C, n = 0.8. enquanto para mel C. n
= 0.85, mas na prática, valores entre 0.5 e 1.0 foram
medidos.
As consistências são altamente dependentes da
temperatura e da substância seca. com os valores
maiores destas variáveis tendo um efeito exponen-
ciai na consistência. Geralmente uma alteração de
9 a 10 °C dobrará ou reduzirá pela metade a con
sistência. Um incremento na Substância Seca de
2 unidades levará ao dobro da consistência {Bvoa-
dfoot et al. 1998). Boker 1998). mas os dados de
Durgiieil (1987) sugerem que um aumento de 2 uni
dades leva a um aumento de 50 % na consistência.
Viscosidade de méis. A viscosidade de um
líquido newtoniano. p é medida como a relação
entre a tensão de cisalhamento e a taxa de cisa
lhamento. ou seja:
M=- (16.3)
Rcfcrciirki.s pái^. 4H4
16 Cristalizadores de resfriamento
Se for usado um viscosimetro para medir a con
sistência de um fluido não newtoniano. a relação
entre a tensão e a taxa de cisalhamento é a visco-
sidade aparente, a qual da equação (16.1), pode
ser escrita como:
^pp=-=^-y'
Y
(16.4)
Está claro que a viscosidade aparente é dependen
te da taxa de cisalhamento. Na prática, os valores
de AT e n são obtidos da inclinação e interceptação
num gráfico de In x In 7.
Infelizmente, os valores medidos de consis
tência são afetados pelo método de medição. O
viscosímetro capilar fornece valores que diferem
em relação ao viscosímetro Brookfield RVT (Bro-
adfoot et al. 1998) e o viscosímetro de cone e pla
ca dá valores que diferem daqueles medidos com
um Brookfield DSV {Barker 1998). Várias equa
ções foram propostas para estimar a consistência
de méis. Trabalho feito na Austrália (Broadfoot et
al. 1998) relatou a seguinte equação para mel C
de pureza
= 0,111. exp
3.7»'u,.m„|-0.7.(/-50)
II3,5-w,„„„,+0,19.(;-50)
(16.5)
Para méis de alta pureza a constante 0,1 11 na
equação (16.5) é substituída por 0.088. Valores
médios de n são relatados ser 0,91 para méis de
alta pureza e 0,85 para mel C. Esta relação cobre a
faixa de temperaturas de massa cozida encontrada
em usinas de açúcar. Os valores n para méis da
Louisiana ficaram logo abaixo de 0,8 da média.
Barker (1998) fornece a seguinte equação
para a consistência de mel C medido, usando um
viscosímetro Brookfield de haste e disco:
^ = 1,852-10-'". exp(0,362.w„, ̂,„-0,073-r)
(16.6)
onde i é a temperatura na faixa de 40-66 °C. Os
valores medidos usando um viscosímetro de cone
e placa são aproximadamente 2/3 destes valores.
Lionnet e Rein (1980) relatam a seguinte
equação para a consistência do licor mãe na massa
cozida C, para valores da relação de não sacarose/
água entre 4 e 6 em 40 °C;
K = 5940 - 2860 ■ + 383 ■ (16.7)
Um fator importante que afeta a consistência do
mel é o ar aprisionado no mel. Foi demonstrado
que o ar arrastado pode levar a valores o dobro
daqueles obtidos sem gás aprisionado {Broadfoot
et al. 1998). A presença de sólidos suspensos no
mel pode incrementar sua consistência significa
tivamente. assim como a presença de quantidades
altas de gomas e dcxtranu.
Con.sistêncla da massa cozida. É convenien
te definir a consistência relativa que é a relação
entre a consistência da massa cozida e a do licor
mãe com teor de cristal zero. O é indepen
dente da temperatura c pode ser usado para rela
cionar a consistência da massa cozida com a do
mel. Equações foram propostas por des
critas por Broadfoot et al. (1998) e Awanfi e White
(1976). A equação de Metzler é:
3.8-Cp
1 - q' <p,.,
(16.8)
onde (p é a fração volumétrica de cristais e
a fração volumétrica máxima de sólidos atingível
determinada por:
<Pm.. = I - +4.5-(l -0.0051-cv)
onde ip é a esfericidade (tipicamente 0.85 para
açúcares cristais) e CV é o coeficiente de variaçao
da distribuição de tamanho de cristal.
A equação de Awanfi e White (1976) é:
log,„ =1.65 ■ (V;.^ / K,,) ■ . (, _ 0.00083 -CV)
(16.10)
onde d^^ é a abertura mínima da distribuição do
tamanho de cristal obtida por peneiramento. ^
são os volumes de cristal e licor mãe.
Broadfoot et al. (1998) demonstraram que as
equações (16.8) e (16.10) dão uma representação
razoável de dados medidos para frações volunié-
tricas de cristais menores do que 0,4. Entretanto,
para a maioria de seus dados medidos em mas
sas cozidas de baixa pureza em frações de cristais
maiores, as equações acima preveem valores que
16.1.4 Propiedades rcológicas das massas cozidas
são altos demais. Eles ajustaram as constantes
nestas equações para melhorar a adequação aos
dados c recomendam a equação modificada de
Awan^ c Whifc dada abaixo para massas cozidas
de alta pureza;
logH,^.. = 1.14 (V,,/V,„ "".(1+0.0()14-CV)
(16.11)
Esta, entretanto, apresenta uma relação diferen
te de consistência tanto para o tamanho de cris
tal quanto para o CV de cristal. Broadfooi et al.
(19^8) encontraram que o valor do índice de com
portamento de fluxo u na equação (16.1) não é
afetado pelo teor de cristal e temperatura, sendo
em média 0.92 para massas cozidas de alta pureza.
Lioiincí e Rein (1980) demonstraram que para
massas cozidas C. uma relação alta de não sacarose/
água contribui para a alta consistência. Os va
lores de são nomialmenle maiores do que 3 e
podem exceder a 5. Na prática, um valor de pelo me
nos 4.5 a 5 c necessário para alcançar uma pureza de
mel que esteja próxima da meta de pureza do melaço.
Dependência da temperatura. RouiUard (1984)
desenvolveu um gráfico de viscosidades em fun
ção da temperatura, assumindo uma dependência
exponencial na temperatura absoluta T:
K = exp (16.12)
"2 10
3,1 3,2
l/Temperatura em 1000/K
49,4 39,6
Temperatura em °C
Este gráfico considera que a viscosidade dobra
ou cai pela metade para um decréscimo ou incre
mento de 10 "C na temperatura, respectivamente.
Isto é demonstrado também pelos dados de Ke-
ast e Sichier (1984) e Barker (1998). Broadfoot
et al. (1994) sugerem que este mímero deva ser
7 °C. embora a equação (16.3) sugira 9 °C. Diir-
}>uc'il (1987) encontrou com uma alteração de 9
°C a viscosidade do
bra ou cai pela metade.
Se o valor de 9 °C for
correto, isto conduz a
^— um valor de energia de
.— 10^ ativação de 65.000
kJ/(kg • mol). O gráfico
é mostrado numa forma
ligeiramente modificada
na Figura 16.1. assu-
^— mindo que a consistên-
Figura 16.1: Gráfico
mostrando a faixa de valo
res de consistência para di
ferentes produtos da seção
de cozimento
Referências pág. 484
16 Cristalizadorcs de resfriamento
cia dobra ou cal pela metade para uma alteraçao
de 9 "C.
Claramente, da discussão acima, o teor de
Substância Seca ou a relação de não sacarose/água
tem um efeito grande na consistência. Porém o
gráfico é ainda uma referência útil para valores
médios para massa cozida de categorias diferentes
e méis, particularmente porque variações signifi
cativas das equações para consisiências são veri
ficadas na prática. O gráfico é baseado na experi
ência sul-africana, mas aparenta ler uma aplicação
universal.
Limites de viscosidade. É reconhecido que o
limite de esgotamento do melaço é freqüentemen
te a inabilidade dos equipamentos fabris maneja
rem mas.sas cozidas de alta viscosidade. Broadfooi
(1984) considerou este limite ser em 3.000 Pa • s
medido por um viscosímetro Brookfield. Dados
fornecidos por Keast e Sichier (1984) indicam que
valores cerca de duas vezes este número foram al
cançados na usina Victoria, na Austrália. Steindl
et al. (2001) chamaram atenção para a necessida
de de considerar uma consistência limite sem Ja
mais mencionar qual poderia ser este limite, mas
recomendam em vez disso, uma relação ótima de
não sacarose/água de 4,5 ou ligeiramente maior. A
40 °C, esta corresponde aproximadamente a 2.000
Pa • s. Um nível máximo para exaustão boa na sa
ída dos cri.stalizadores é considerado sercerca de
5.000 Pa • s. Na prática, o equipamento pode ser
projetado para absorver consistências próximas a
10.000 Pa • s a 40 "C.
Em ensaios de esgotamento, Miller et al.
(1998) determinaram a pureza do melaço que
pode ser alcançada em duas viscosidades dife
rentes do licor mãe, a saber. 100 e 250 Pa • s no
final de resfriamento para 50 °C. Eles mostram
que acima de 250 Pa • s há uma pequena redução
na pureza alcançada do melaço e que esta con
dição limite aproxima-se a uma relação de não
sacarose/água de cerca de 4. Rein e Sniiíh (1981)
demonstraram que nenhuma melhoria na pureza
do melaço foi alcançada num nível de viscosidade
acima de cerca de 300 Pa ■ s a 40 °C. Foi estabe
lecida uma relação muito forte entre a relação não
sacarose/água e a viscosidade do mel concentra
do. Uma relação de não sacarose/água de 4.3 foi
registrada na viscosidade média de melaço de 430
Pa • s a 40 °C.
16.1.5 Bombeamento e manuseio de
massas cozidas
Equações para cálcufi} de perda de carga. Em
função da viscosidade muito alta (consistência),
o fluxo é sempre laminar. Em lluxo laminar, a
perda de carga num comprimento 1 de tubo reto
de diâmetro d é determinada pela equação de
Hafieti-Poiscuiltc:
32u/ //
H= (16.13)
íi • í/- ■ p
onde a perda de carga é expressa como uma carga
de líquido H cm m e u a velocidade em m/s.
Para a lei de potência de lluido, esta equação
tem de ser modificada. O número de Revnolds tem
a seguinte forma:
d" ir-" p
(16.14)
Visto que o fator de atrito/está relacionado ao Re
no fluxo laminar por/= 64/Re e usando a relação:
2-Hdg
(16.15)
3/í -H 1 Y
2Hdfi
d" tr "■p
ou seja:
32 -Kl- u" ■ 8"
H-d""p
4 Kl
g-d p
(16.16)
(16.17)
No cálculo de perda de carga num tubo ou duto,
o efeito das curvas e acessórios precisa também
ser levado em conta. Para este propósito, o
todo dois K de Hooper (198 1) é recomendado. Já
que ele demonstrou representar u perda de carga
no sistema de fl uxo de massa cozida melhor do
que outras abordagens. É particularmente adequa
do aos fl uxos com ReynoUls muito baixo, quando
as técnicas aplicadas em fl uxo turbulento não são
aplicáveis (RouiUard 1982). A perda de carga por
acessórios //, apoia-se em fatores empíricos.
16.1.5 Bombeamenio e manu.seio de massas cozidas
(16.18)
No método dois K (Hooper 1981) o fator A-, é de
terminado conforme:
k,=^+k
^ Re '
(16.19)
Em números de Reynolüs baixos, o primeiro ler-
mo é muito maior do que o segundo, portanto;
' Re
(16.20)
Para uma série de acessórios de tubulação numa
seção de um tubo com fluxo laminar em Re cons
tante:
^ ' Re (16.21)
A perda de carga total é igual a H + //,.
Os valores deA, são dados naTabela 16.1 para
valores de Re abaixo de 10. Para os valores menores
de Re verificados nas usinas de açúcar (0,001 a 1,0),
Broadfoot et al. (1994) expuseram que os valores de
A, são aproximadamente metade dos de Hooper da
dos na Tabela 16.1. Boijic et al. (1997) demonstraram
que abaixo de um número de Rexnolüs crítico de cer
ca de 0,1 a 0,2, não ocorre perda de carga nos acessó
rios devido à alteração direcional e a perda de carga
é a mesma que num tubo reto com o mesmo compri
mento do acessório. Acima do número de Reynolds
crítico, os valores de A, foram verificados ser cerca de
40 % daqueles determinados por Hooper.
Tabela 16.1: Valores para estimativa de perda de carga em acessórios em fluxo laminar
(Hooper 1981)
Tipo de acessório
Cotovelos
0
o
Todos os tipos (rUl = 1-1.5) 800
Cotovelos 180° Todos os tipos (rkl = l-1.5) lOOü
Cotovelos 45° Todos os tipos (rUi = 1-1.5) 500
Tcs Usado como cotovelo Padifio. parafusado 500
Tês Usado como cotovelo Flangeado ou soldado 800
Tês Usado como cotovelo Conexão tipo encaixe 1000
Tês Passagem direta Flangeado ou soldado 150
Tês Passagem direta Conexão tipo encaixe 100
Válvulas Gaveta Dimensão da linha, p = 1.0 300
Válvulas Esfera Internos reduzidos. P =0.9 500
Válvulas Macho Internos reduzidos, p =0.8 1000
Válvulas Globo, padrão 1500
Válvulas Borboleta 800
Entrada de tubulação 160
Saída de tubulação 0
Dimcnsionamento dc calhas e tubulações.
Utilizando as equações dc (16.13) a (16.21). é
possível calcular a pressão requerida para qual
quer fluxo de massa cozida em particular, se as
propriedades do fluido forem conhecidas. Há uma
certa incerteza acerca dos valores de A, a empre
gar, por causa da dificuldade em fazer medições
com massa cozida. Todavia, a recomendação de
Broadfoot et al. (1994) de usar valores com a me
tade daqueles dados na Tabela 16.1, parece ser a
melhor opção.
Mais freqüentemente, porém as dimensões
das linhas de massa cozida são selecionadas com
parando de uma aplicação requerida com a de
uma fábrica existente. As velocidades nas linhas
de massa cozida A e B são com freqüência cerca
de 3 m/min. As velocidade nas tubulações de mas
sa cozida C são particularmente baixas, cerca de
1 m/min a partir do cozedor. cerca de O.I m/min
após o resfriamento e cerca de 0,2 m/min após o
reaquecimento.
É importante lembrar que as tubulações de
massa cozida devem ser isoladas para preve
nir incrustação interna, que reduzirá o diâmetro
efetivo interno. Hu^ot (1986) cita valores para a
inclinação das calhas
abertas de massa co-
íssórios em fluxo laminar zida entre 3° e 1 1°
As equações para cál-
culo de fluxo em ca-
I
lhas abertas são dadas
{rhl^\-\.5) 800 ç Mcuidar-
(/•/r/= 1-1.5) lOOü
Referencias pá.i^. 4R4
16 Crisializadores de resfriamento
16.2 Equipamentos
16.2.1 Cristalizadores de bateladas e
contínuos
Os cristalizadores de batelada têm sido gra
dualmente substituídos por sistemas contínuos.
Em sistemas de batelada. os cozedores de bate
lada descarregam massa cozida em cristalizado
res onde esta permanecerá e será resFriada por
um período de tempo, dependendo do número de
cristalizadores. A desvantagem desta abordagem é
que, alguns dos cristalizadores estarão vazios ou
somente parcialmente cheios e assim a capacidade
do cristalizador não é totalmente utilizada. Uma
desvantagem adicional é o custo de mão de obra
ou automação adicional para abrir e fechar válvu
las de acordo com os níveis dos cristalizadores.
Com o advento de cozedores e centrífugas
contínuas faz mais sentido operar os cristaliza
dores como um sistema contínuo, de modo que a
capacidade plena dos cristalizadores seja utilizada
o tempo todo. Em muitos casos, os cristalizadores
se tornaram contínuos simplesemente pela inter-
ligação de todos os cristalizadores em conjunto.
Esta conversão não foi sempre bem-sucedida,
porque se não for feita com cuidado e com a devi
da consideração para os padrões de fluxo através
dos cristalizadores, a capacidade efetiva pode ser
seriamente reduzida devido a zonas de by-pass ou
de estagnação no sistema de fluxo. Isto é trata
do com mais detalhe na Seção 16.3.2. Se não for
dada atenção apropriada a isto, os cristalizadores
contínuos são menos efetivos do que os de bate
ladas.
Como nos outros sistemas contínuos, os cris
talizadores contínuos são mais receptivos ao con
trole automático e requerem menos supervisão.
Onde são usados cozedores de batelada. é ne
cessário ter um receptor de cozimento, que atua
como um estabilizador entre os sistemas de bate
ladas e contínuos. O receptor de cozimento tem
de ser dimensionado de acordo com o tamanho e
número de cozedores de batelada descarregando
nele. Ele assemelha-se muito a um cristalizador
horizontal de batelada, mas os elementos de agi-
taçao não são usualmente resfriados a água, pelo
menos não em massas cozidas de alta pureza. Os
elementos rotativos são geralmente projetados
para raspar as superfícies iniernus do vaso para
assegurar que nenhuma incrustração ocorra nes
tas superfícies. Em ambos os casos (contínuo ou
batelada), a capacidade requerida do cristalizador
pode ser definida a partir tempo de residência nos
cristalizadores.
16.2.2 Cristalizadores
horizontais x verticais
Os cristalizadores de batelada são geralmente
vasos horizontais com agitação. A prática normal
do processo de batelada implicava fluxo por gra
vidade do co/edorao cristalizador e deste para a
centrífuga. Quando os sistemas contínuos de cris
talizadores 1'oram introduzidos tornou-se factível
fazer uso de cristalizadores verticais - vasos ci
líndricos verticais com um agitador de eixo verti
cal. Os cristalizadores verticais têm uma série de
vantagens sobre os horizontais:
• Ocupam uma área menor.
• Podem ser posicionados no piso térreo sem a
necessidade de qualquer estrutura de aço de
suporte.
• São adequados para instalação ao tempo
• Não há buchas de eixo que podem vazar massa
cozida.
• Geralmente podem ser construídos em tamanho
maior.
• São mais baratos para instalar em comparação
com capacidade equivalente de cristalizadores
horizontais.
Existem também algumas desvantagens:
• Não é fácil misturar mel na massa cozida.
• Formação de canais preferenciais ou by-pass
de massa cozida pode ocorrer mais pronta
mente.
• São necessárias bombas de liquidação para es
vaziar os cristalizadores.
Em geral, os cristalizadores verticais têm melhor
custo benefício e são preferidos em instalações
16.2.3 Cristalizadores horizontais
Quase todos os crisializadores horizontais têm
uma seção transversal em forma de U e a única di
ferença reside na natureza e velocidade de rotação
16.2.3 Crisializadore.s horizontais
MM
Saida de água de
resfriamento
Figura 16.2: Crisializador hori/oiUal Blanclianl típico com tubos lisos
Saída de
água de resfriamento
I Entrada de
massa cozida
Entrada de
água de
resfriamento
Saída de
massa cozida
Figura 16.3: Crisializador Wcrkspoor com discos de rcslViamcnto
do elemento agitador. As capacidades individuais
dos vasos variam usualmente entre cerca de 20 e
90 m^ A largura dos vasos varia de 2 a 3 m e o
comprimento pode ser de até 10 m. Se o vaso for
muito longo, um mancai central na massa cozi
da pode ser empregado. A velocidade rotacional
é algo entre 0,5 e 0,1 miir', com as velocidades
menores encontradas em massas cozidas de pu
reza menor.
de Bniyn (1959) fornece detalhes de alguns
tipos antigos de cristalizador. O tipo mais comum
de cristalizado!" horizontal atualmente em uso é
conhecido como cristalizador Blanchard. Este é
mostrado na Figura 16.2. mas projetos diferentes
podem ser usados; podem ter braços radiais, com
ou sem nervura fixada nas extremidades dos bra
ços para raspar as superfícies internas, ou um con
junto de serpentinas em espiral nas quais a água
de resfriamento flui.
Outro tipo de cristalizador horizontal comu-
mente instalado em meados do século passado é
- _ _ o cristalizador Wcrks-
É I â I í I n poor. Sua característica
I I I I I I distinção é o empre-
-- go de discos rotativos
j.; grande.s em que a água
I I I I I I ! de resfriamento é cir-
B fl I culada. Cada disco tem
' * * I i uma aba na forma de
Entrada de água de um setor de 45° ou 60°.
resfriamento . ,
e estas abas se alternam
los lisos discos do
conjunto. Um esboço
é mostrado na Figura
16.3.
Em muitas usinas
de açúcar, cristaliza-
dores horizontais de
batehidas foram con-t Entrada de vertidos em sistemas
resfrfamemo '!<= """" «mlínuo. Eles
— loram interligados nas
extremidades adjacen
tes, ou usando calhas
no topo dos vasos ou
massa cozida tubos de interconexão
no fundo. As interli-
gações são geralmente
feitas de tal forma a
prevenir curto-circuito
e fazer uso do volume completo de todos os cris-
lalizadores. E prática comum também, instalar no
mínimo um conjunto de defletores no meio dos
vasos para assegurar que não haja curto-circuito
no interior de qualquer vaso individual. Às vezes,
é considerado boa prática que os elementos rotati
vos do cristalizador quebrem a superfície da mas
sa cozida pela mesma razão.
Quando conectados num sistema contínuo,
uma diferença de altura é necessária para a massa
cozida fluir ao longo do que é às vezes um per
curso comprido e tortuoso. Vários métodos para
superar ou reduzir o problema têm sido adotados:
• Os cristalizadores sucessivos podem ser insta
lados em cotas ligeiramente mais baixas. Isto
não é facilmente conseguido numa reforma.
Hugot (1986) sugere que cada cristalizador
deve estar 140 mm mais baixo do que o prece
dente, enquanto em algumas instalações aus
tralianas há cerca de 700 mm de diferença na
elevação entre os cristalizadores sucessivos.
Rf/crênciíis piii;. 4H4
16 Cristalizadores de resfriamento
Isto cria um problema quando a operação para
por qualquer que seja a razão e o banco de
cristalizadores tem de absorver a alteração nos
níveis associada com a condição de não haver
fluxo.
A direção de rotação pode ser definida cuida
dosamente para auxiliar o fluxo de massa co
zida na direção requerida. Isto pode resultar
que a altura de massa cozida na conexão de
descarga seja mais alta do que na entrada.
O fluxo pode ser dividido em 2 ou mais en
caminhamentos paralelos. Isto é muito eficaz,
visto que utilizando dois trajetos paralelos
igualmente dimensionados resulta na redução
pela metade do fluxo através de cada vaso e
reduzindo também pela metade o comprimen
to da trajetória de Iluxo. Porém é essencial
obter uma divisão correta do fluxo entre os
cursos paralelos, para assegurar que a mesma
vazão seja obtida através de cada caminho. A
possibilidade de instabilidade em trajetórias
de fluxo paralelas é cimsiderada em detalhes
na Seção 16.3.2.
16.2.4 Cristalizadores verticais
Um número grande de projetos diferentes de
cristalizadt)rcs verticais tem sido proposto e ins
talado. Entretanto, nem todos tem sido bem-su-
Acionamento
do rotor
Entrada de
massa cozida
Tubos de resfriamento
de 150 NB
Tubos de resfriamento
de 100 NB
Deftetores
Braços do agitador
Saída de
massa cozida"
Entrada de
massa cozida
Entrada de
água de
resfriamento
Salda de
agua de
resfriamento
Saída de massa cozida
16.2.4 Crislalizadores verticais
cedidos. Os problemas com acionamentos inade
quados e curto-circuito de massa cozida tem sido
comuns. Devido a estes problemas, um conjunto
de vasos horizontais contínuos é geralmente uma
opção mais segura. Mesmo assim, o custo de ca
pacidade muito mais barato com crislalizadores
verticais c convincente. Os volumes de vaso cris-
talizador vertical individual variam de 64 a 300
m' com diâmetros de 3 a mais de 5 m. A Silver
fornece cristalizadores dc 4.2 m de diâmetro e
varia a altura para obter a capacidade requerida.
A Fives Cail fornece cristalizadores cm dois diâ
metros, ou 4,45. ou 5,2 m. A altura pode ser qual
quer uma até 20 m. Alguns tamanhos maiores são
usados em massas cozidas de açúcar de beterraba.
Se houver alterações significativas na tem
peratura num crislaliz.ador vertical, e melhor ter
a massa cozida Huindo verticalmente na descen
dente. porque a alteração da densidade com a
temperatura tende a promover Iluxo pistonado.
A condição oposta pode conduzir a "caminho de
ralo", onde a massa cozida quente encontra uma
trajetória ascendente preferencial através do cris-
talizador, a qual é criada pelas diferenças na tem
peratura.
A este respeito, os agitadores tem um papel
importante a desempenhar evitando a tendência
de ocorrer qualquer curto-circuito. O projeto dos
elementos de resfriamento precisa também ser
efetuado de tal forma a eliminar ou zonas de es
tagnação ou caminhos preferenciais.
Figura 16.4: Vários projetos de cristalizador vertical
A c B cristalizador da usina Victoria {Sinia e Harris 1999);
C c D cristalizadores EMA; E cristalizador Fletcher Smilh
Entrada de
massa cozida
(•••••••• I I ••«•••••!
>•1 l««eoec*»«
Salda de
água de
resfriamento
Entrada de
água de
resfriamento
Saída de
massa cozida
Porta de
inspeção
Mancai
principal
I Saída de
massa cozida
\
Saída de
água de
resfriamento
Entrada de
água de
resfriamento
Entrada de
massa cozida
Refi'rênci(is pá^. 484
16 Cristaüzadores de resfriamenio
Há uma considerável liberdade na escolha dos
elementos de resfriamento. Geralmente elementos
de resfriamento estacionários são selecionados, os
quais evitam acoplamentos rotativos nos circuitos
de água de resfriamento. Todavia,isto requer que
os elementos agitadores estejam suíicieniemcnte
próximos dos elementos de resfriamento estacio
nários para raspar as superfícies de transferência
de calor e prevenir o acúmulo de massa cozida
fria ao redor dos elementos, o que reduz as taxas
de transferência de calor e promove estagnação
de massa cozida fria. Freqüentemente, aletas de
resfriamento são anexadas aos elementos tubula
res. Isto pode ser efetivo em função da baixa taxa
de transferência de calor para a massa cozida em
relação à taxa de condução de calor nas aletas de
aço (ver Seção 16.2.6).
A relação entre a superfície de aquecimento e o
volume pode ser variada dentro de limites para alcan
çar a carga de resfriamento necessária. Geralmente,
esta relação tem um valor entre 1,2 e 1,6 m-/m\ mas
pode variar em qualquer ponto entre 1 e 2 m-/m\
Uma proporção razoavelmente signiíicativa de calor
pode ser transferida ao ambiente através das paredes
cilíndricas. Isto requer que os elementos agitadores
raspem esta superfície também. Isto proporciona
transferência de calor adicional e também garante
que não ocorra acúmulo de massa cozida resfriada
estagnada no lado interno das paredes do vaso. Al
guns projetos típicos são mostrados na Figura 16.4,
apresentando o arranjo de elementos de agitação c
resfriamento.
Com base nesta discussão, os requisitos de
um bom crisializador vertical podem ser listados
como:
• Uma trajetória de fluxo longa c estreita, na
qual toda a massa cozida tem o mesmo tempo
de residência.
• Agitação suficiente numa direção perpendicu
lar à direção de fluxo para garantir uma distri
buição uniforme de temperatura.
• Elementos agitadores que cubram todo o diâ
metro do vaso e preferencialmente próximos
para raspar as paredes cilíndricas internas.
• Elementos de resfriamento estáticos que pro
porcionem uma resistência uniforme ao fluxo
através de toda a seção transversal do vaso,
para assegurar que não ocorra curto-circuito.
• Nenhuma região ou seção sem agitação onde a
massa cozida possa estagnar.
" Área superficial suficiente para alcançar o res
friamento necessário.
• Elementos de resfriamento que sejam raspa
dos pela massa cozida em movimento e não
prendam massa cozida resfriada (isto é, aletas
que estejam muito próximas).
Devem-se tomar cuidados para minimizar o com
primento das tubulações de interligação entre
cristalizadores adjacentes, para reduzira perda de
carga. Estas devem também ser isoladas, na medi
da em que o conteúdo destas seções transversais
não possui agitação e a incrustação interna destes
dutos pode reduzir o diâmetro efetivo na ausência
de isolamento.
Tabela 16.2: Valores de coeficiente de transferência de calor em cristalizadores C
Referência
Honig (\955)
de Sn/v'1 (1959)
Swindells et aí. (1978)
Vários
Austrália
Valor médio Faixa Comentários
em W/(m^ • K) em W/(m- • K)
Keast y Sichter(]9M) Austrália
Rouiliard (\917) África do Sul
Rouiliard (\9SQ) África do Sul
Miiddle y Siohie (2003) Austrália
Werkspoor
Cristalizadores horizontais
Cristalizadores de bateladas e contínuos, co
bertura dos dados de 1956 a 1977
Cristalizador vertical BMA
Elementos tubulares alelados
Cristalizadores horizontais Stork e fíUincluird
Cristalizadores horizontais com serpentinas de
resfriamento
16.2.5 Coeficientes de transferência de calor
16.2.5 Coeficiente.s de transferência de
calor
Os coeficientes de transferência de calor em
crislalizadores dc massa cozida C são baixos, par
ticularmente quando massas cozidas de Brix alto
são resfriadas em temperaturas baixas. Os valores
típicos são dados na Tabela 16.2. Estes valores
são tortemente dependentes da condição da massa
cozida. Nos últimos anos tem havido uma tendên
cia de produzir massas cozidas numa consistência
mais alta para obter maior esgotamento. Sob estas
condições, sãti obtidos os valores menores de co
eficientes de transferência de calor mostrados na
Tabela.
Além das condições da massa cozida, a taxa
de transferência de calor também dependerá da
quantidade de raspagem aplicada às superfícies
de reslriamento. Tem sido dada preferência para
elementos de resfriamento csiacionários. os quais
são adequados se houver raspagem suficiente para
promover a transferência de calor.
16.2.6 Projeto do sistema de resfria
mento
A área necessária para resfriamento pode ser
calculada a partir da carga térmica necessária para
resfriar a massa cozida. Na determinação da carga
térmica, a perda de calor para o ambiente deve
idealmente ser levada em conta. Porém é difícil
estimá-la e é às vezes assumido que esta é apro
ximadamente compensada pela geração de calor
devido ao fornecimento de potência de agitação e
aquela em função das reações de Maillarcl.
A superfície de resfriamento pode ter várias
formas, sendo feita de tubos, serpentinas, placas
ou discos, ou estacionária ou rotativa. Idealmente
os elementos rotativos devem cobrir todo o diâ
metro do vaso e preferencialmente quase raspar
a superfície do vaso. Projetos que possibilitem
que a massa cozida acumule dentro ou entre os
elementos de resfriamento devem ser evitados.
Kirby e White (1978) dizem que o projeto de ser
pentinas pode ter um efeito significativo no fluxo
de massa cozida no cristalizador. Serpentinas de
resfriamento, por exemplo, podem às vezes conter
uma "bolota" de massa cozida fria. estagnada, que
gira com os elementos, tornando a superfície de
resfriamento ineficiente c reduzindo o tempo de
residência do fiuxo de massa cozida. Uso sensato
de defictores pode assegurar que isto não ocorra.
Devido à taxa de transferência de calor ser
muito baixa da massa cozida para as superfícies
de resfriamento, áreas aletadas de resfriamen
to podem ser empregadas de modo vantajoso. A
dimensão destas aletas pode ser calculada, para
fornecer qualquer eficiência de aleia necessária. A
eficiência da aleia é definida como a taxa real de
transferência de calor da superfície da aleta divi
dida pela taxa de transferência se toda a superfície
da aleia estiver na mesma temperatura da super
fície do tubo ao qual está vinculada. A derivação
da eficiência de aleta é determinada por Incropera
e DeWiit (2002). Para o caso de uma aleta com
uma largura muito maior do que sua espessura, a
eficiência q da aleta é dada por;
tanh [m (l -h h/2)~\
n = (16.22)
m [1 + h/2)
onde / é o comprimento da aleta. h a espessura em
m. ni = |2A.7(X • /j)]"" e X é a condutibilidade tér
mica. Para o caso de uma aleta de aço de 12 mm
de espessura. X. = 55 W/(m • K). in tem valor de
7.78. Para uma aleta de 150 mm de comprimen
to do tubo à sua ponta. / = 0.15 m e a eficiência
q = 0,69.
As aletas nunca devem ser posicionadas muito
juntas, porque isto pode proporcionar a oportuni
dade para massa cozida fria aglomerar entre elas.
O cálculo de eficiência das aletas supõe que o co
eficiente de transferência de calor não é compro
metido pela existência destas.
O resfriamento da massa cozida com ar foi
tentado como uma alternativa ao resfriamento
com água. Singh et al. (2002) relataram melhoria
no resfriamento da massa cozida pela sopragem
de ar sobre a superfície superior da massa cozida,
desde que os elementos de agitação quebrem a su
perfície superior da massa cozida.
16.2.7 Acionamentos do cristalizador
Cristalizadores horizontais. Os acionamen
tos em cristalizadores horizontais têm sido quase
que exclusivamente instalações usando redatores
Referências páfi. 4H4
16 Cristalizadores de resfriamento
tipo parafuso sem fim e coroa com motor elétrico
de velocidade fixa. Os cristalizadores mais anti
gos utilizavam velocidades do elemento rotativo
de 0,3 a 1,5 min"'. Quando se tornou necessário
processar massas cozidas de Brix maior para me
lhorar o esgotamento, as velocidades do elemento
de rotação foram reduzidas. Rouillani (1977) diz
que, dobrando a velocidade de rotação dos ele
mentos de resfriamento aumenta a potência reque
rida até 200 %, mas somente aumenta a taxa de
transferência de calor até 20 %.
Visto que a velocidade de agitação não tem
um efeitogrande no esgotamento e a Substância
Seca na massa cozida tem, as velocidades dos
elementos rotativos nos cristalizadores de massa
C são freqüentemente reduzidas a abaixo de 0.1
min"' para acomodar massas cozidas de Brix alto.
As velocidades rotacionais são geralmente maio
res em cristalizadores de massa cozida C. até cer
ca de 0,75 min"'. Em velocidades baixas a potên
cia absorvida pelos acionamentos do elemento de
resfriamento é baixa, menos do que 100 W/m-^ de
volume do cristalizador (RouiUarci 1977). Honi^
(1955) recomendou potências instaladas de 220
W/m-^ para massa cozida C e 70 W/m-^ para massas
cozidas A, mas isto está baseado em velocidades
de rotação ao redor de I min"', de Bruyn (1959)
cita várias fontes recomendando potência insta
lada de 22 a 75 W/m\ Nas maiores, a potência
instalada nos acionamentos é cerca de 100 W/m^
em massas de alta pureza e 150 W/m-^ em crista
lizadores horizontais C, mas podem ser menores
em cristalizadores maiores.
Cristalizadores verticais. A potência insta
lada por unidade de volume em cristalizadores
verticais é em geral não muito diferente das dos
cristalizadores horizontais, mas tende a ser menor
em cristalizadores verticais maiores. Em função
dos volumes do cristalizador serem maiores nos
cristalizadores verticais do que nos horizontais e
porque eles são freqüentemente usados em mas
sas cozidas de viscosidade maior, o tipo de acio
namento no cristalizador vertical e sua necessida
de de torque tornam-se questões importantes. Os
acionamentos são geralmente apoiados no topo
do vaso cri.stalizador. Arranjos de acionamento
diferentes têm sido usados, incluindo os seguin-
• Motor elétrico c redutores convencionais de
parafuso sem fim e coroa, às vezes com dois
motores e duplo parafuso sem fim.
• Dois motores hidráulicos, com acionamento
de correntes ao rotor.
• Dois cilindros hidráulicos, etnpurrando em
lados opostos, com o rotor parado quando os
cilindros retraem.
Uma série de cilindros hidráulicos, tipicamen
te quatro, com dois cilindros opostos empur
rando o tempo lodo enquanto os outros dois
retraem.
• Um motor elétrico simples com redutor plane
tário ílangcado. O acionamento pode ser um
motor de CA de velocidade fixa ou variável.
Redutores convencionais nestas aplicações têm
freqüentemente trazido problemas. A úlliiTtu op
ção acima é atualmente a preferida. Quando são
empregados motores hidráulicos ou motores elé
tricos de velocidade variável, existe a oportunida
de para ou limitar a velocidade conforme o torque
aumenta, ou ajustar a velocidade continuamente
para fornecer um torque fixo. Isto é mais vantajo
so após uma parada longa, ou durante condições
ambientais particularmente frias, quando a massa
cozida rcsfria mais do que o normal. O controle de
torque pode evitar danos ao aeionamenlo e/ou do
rotor e elementos do cristalizador.
O torque requerido depende de uma série de
fatores, mas como uma regra geral o torque Mestá
relacionado às vanaveis envolvidas pela seguinte
relação:
= c K Í' (16.23)
onde:
M éo torque em m.
é uma constante, dependendo do número e di
mensões dos elementos
fC é a consistência em Pa • s";
V é a taxa de cisalharnento em s-i.
„ é o índice de comportamento do fiuxo:
é o raio do rotor. geralmente pouco menos do
oueoraioJo^"^"^"^"!;
/ éocomprtmentodorotoremm
A taxa de cisalhamento e diretamente relacionada
à velocidade elementos do crista
lizador. Os ^ão am,^ ̂ é evidente
da equação 0^'— ' ̂ " rai„ ^.j.i^tali/ndor
16.2.9 Bombas de massa cozida
tem efeito muito significativo na exigência de tor-
que. Isto levou os cristalizadores verticais terem
uma relação entre o comprimento e o diâmetro,
grande. Os diâmetros típicos do vaso para massa
cozida C variam de 3 a 5 m. com os cristalizadores
A geralmente tendo diâmetros um pouco maiores.
Pode ser visto pela F-igura 16.1 que a consistência
da massa cozida A é mais baixa por um Fator de
cerca de 30 e, portanto, o desafio de prover um
acionamento adequado e sem problemas é subs
tancialmente rcduzidt) em massas cozidas A.
São raras na literatura publicações sobre o tor-
que exigido nestas aplicações. Testes em Darnall
na África do Sul em massa cozida C mostraram
niímeros de torqiie da ordem de 200 kN • m em
45 °C em vasos de 3 m de diâmetro, 13 m de al
tura. numa velocidade de rotor de 0.14 min"'. Foi
confirmado que o torque era proporcional à velo
cidade elevada à potência ii. Medições de torque
similares foram obtidas num cristalizador de 3.8
m de diâmetro em outra usina.
Elementos de resfriamento que oscilam verti
calmente têm sido testados em cristalizadores hori
zontais e verticais. Eles têm a vantagem da simpli
cidade na utilização de cilindros hidráulicos para
oscilar os elementos e são oferecidos pela BMA
como Lima opção em cristalizadores verticais. En
tretanto eles não atendem a exigência destacada na
Seção 16,2.4 de movimentar a massa cozida numa
direção transversal ã direção de seu Huxo.
16.2.8 Cristalizadores a vácuo
Cristal izadores de resfriamento sob vácuo
também têm sido propostos como um meio de
obtenção de cristalização adicional. Certo flashe-
amento também ocorrerá, concentrando a massa
cozida, de modo que certa alimentação de líquido
pode ser necessária. O sistema foi desenvolvido
por Béghin-Say na França e pode ser aplicada a
massas cozidas de alta pureza. Isto tem vários be
nefícios potenciais em casos onde a massa cozi
da é descarregada quente do cozedor, visto que
o grau de resfriamento é limitado pelo vácuo que
pode ser gerado. Para alcançar uma temperatura
final de 40 °C. um sistema especial de alto vácuo é
necessário. Ele tem, portanto, pequena vantagem
ein massas cozidas C. onde as temperaturas do co
zedor no cozimento são mantidas baixas, para mi
nimizar a reação de MailIcirJ e as massas cozidas
são resfriadas ao redor de 40 "C. Ele pode ter mais
utilidade cm massas cozidas A. mas ainda assim,
suas vantagens neste contexto não parecem atra
entes. A cristalização a vácuo requer vasos mais
caros c equipamentos associados para a produção
de vácuo.
As vantagens desta solução parecem estar li
mitadas à indústria de açúcar de beterraba e talvez
em certos casos à refinação de açúcar de cana. Al
gumas unidades instaladas cm fábricas de beterra
ba foram posteriormente desativadas.
16.2.9 Bombas de massa cozida
O bombeamenio de massa cozida é um pou
co diferente da maioria das outras aplicações de
bombeamento. devido à natureza do material. A
consistência é freqüentemente muito alta por cau
sa da necessidade de teores altos de substância
seca nas massas cozidas e bombas de deslocamen
to positivo de baixa velocidade são utilizadas. Na
maioria das Fábricas é necessário bombear massa
cozida em algum estágio, mesmo que somente
durante a liquidação. Em instalações novas, ten
tativas são feitas onde possível, para eliminar a
necessidade de bombas de massa cozida, tendo o
piso dos cozedores numa altura alta o suficiente
para usar um sistema de fluxo por gravidade.
As bombas de massa cozida mais amplamente
empregadas têm um lóbulo rotativo girando lenta
mente num corpo conformado com uma selagem
ativada por mola na saída para minimizar o es-
corregamento. Esta é freqüentemente referenciada
como bomba "Rota" ou simplesmente bomba de
massa cozida e é mostrado um esboço na Figu
ra 16.5. A massa cozida é abrasiva e um material
de construção duro, muitas vezes ferro fundido é
usado. As eficiências precisam ser mantidas para
minimizar a folga entre o rotor e as laterais da
bomba. O vazamento de massa cozida pelas ga-
chetas da bomba é um problema comumente en
contrado e um sistema de selagem adequado é
um atributo importante de uma bomba de massa
cozida. Elas podem recalcar normalmente contra
uma pressão hidrostática de 500 kPa ou maior, em
vazões de até 100 nvVh.
Rcfcrciu-UiM pófí. -f<S4
16 Cristalizadores de resfrianienio
Figura 16.5: Esquema diagramático de uma bomba
(Rota) de massa cozida
Outro tipo de bomba de deslocamento positi
vo, a bomba de engrenagens, como tipificada pela
bombaBroquet, é usada em massa cozida e parti
cularmente em bombeamento de semente para um
cozedor contínuo. É uma bomba mais cara. mas é
confiável e não danifica o cristal. Ela geralmente
tem um bom arranjo de selagem com vazamentos
mínimos de massa cozida nas gachelas. Bombas
de palhetas deslizantes que são mais comumente
utilizadas para bombear mel são às vezes, usadas
também em massas cozidas, mas são menos ro
bustas em produtos que apresentam característi
cas de serviço pesado. Uma bomba de lóbuio c
útil também em casos onde se busca evitar dano
ao cristal e um exemplo é ilustrado na Figura 16.6.
16.3 Operação e controle
16.3.1 Operação
contínuos
cristalizadores
As exigências para operação de um conjunto
de cristalizadores contínuos incluem o atingimen-
to da temperatura especificada na saída do cris-
talizador. assegurando que a massa cozida esteja
no sistema pelo tempo de residência necessário e
garantia de que o sistema possa manejar a subs
tância seca alta na massa cozida necessária para
bom esgotamento.
L\ ̂ n
LN ̂ tk
Figura 16.6: Bomba cie massa cozida Borger dc lóbuio
rolativo
A Esquema diagrainálico. B vista explodida
A taxa dc resíriaincnto não é tão importante
quanto a temperatura fi nal de massa cozida al
cançada. SícincU Cl al. (2001) expõem que o res
friamento rápido é efetivo somente se o tempo de
residência da massa cozida for menos do que 20
horas. O atingimento da temperatura de saída de
sejada requer o fornecimenio du quantidade cor
reta de água aos elementos, na temperatura certa.
Geralmente um í1uxo dc água em contracorrente
ao fluxo de massa cozida é o método mais eficien
te de resfriamento. Às vezes a água é enviada a
cada um dos cristalizadores em paralelo, o que
dá melhor controle sobre a taxa de resfriamento
nos primeiros cristalizadores. mas consome mais
água. A vazão de água pode ser controlada auto
maticamente. de acordo com as temperaturas no
sistema. Freqüentemente, porém o resfriamento
máximo é aplicado, particularmente se a superfí
cie de resfriamento não estiver tão adequada.
Medições precisas da temperatura de massa
cozida constituem às vezes uma questão ditícil.
É essencial que ti elemento de medição projete-
-se suficientemente dentro da massa cozida para
obter uma medição confiável e representativa. Se
16.3.2 Carucierísiicas de fluxo da massa cozida
não SC projciar o suficiente dentro da massa cozi
da, particularmente se o elemento de medição for
espesso, o calor pode ser dissipado pelo elemento,
dando uma medição falsamente baixa e às vezes
levando ao acumulo de massa cozida fria ao redor
do elemento. Entretanto, se o elemento de medi
ção projetar-se o suficiente no interior do fluxo de
massa cozida, a força da massa cozida em movi
mento sobre o elemento é às vezes siiliciente para
entortá-lo ou quebrá-lo.
Para alcançar o tempo de residência máximo,
o nível no último cristalizador precisa ser man
tido em seu máximo, preferivelmente através de
um vertedor de transbordo. A tendência natural do
operador de "apressar a centrifiigação". ou seja.
centrifugar a massa cozida mais rápido do que ela
c produzida, precisa ser limitada. Um vertedor de
transbordo no último cristalizador para controlar
o nível mínimo, c recomendado. E importante
também assegurar que os elementos de agitação
não produzam aeração da massa cozida porque
isto conduz a um aumento na viscosidade da mas
sa cozida.
O processamento de massa cozida de Brix
alto. muitas vezes traz problemas aos acionamen
tos do cristalizador. particularmente se a massa
cozida for resfriada mais do que o normal. Isto
pode acontecer devido a paradas da moenda ou
particularmente clima frio. visto que uma parte
significativa do resfriamento pode ocorrer através
das paredes do vaso. Se o acionamento não pu
der manejar a consistência alta da massa cozida, a
iniciativa a tomar é reduzir a velocidade dos ele
mentos com um motor de velocidade variável. A
segunda melhor opção é retornar de uma porção
de mel, misturando-os nos cristalizadores onde o
problema for evidente. Porém isto não é facilmen
te con.seguido em cristalizadores verticais. Neste
caso. a possibilidade de aquecer a água suprida
aos elementos de resfriamento pode ser conside
rada. para manter as temperaturas em níveis acei
táveis.
Isto é particularmente importante em crista
lizadores verticais de massas de alta pureza. A
provisão de uma opção para aquecer o circuito de
água torna-se quase mandatória. ou alternativa
mente, a instalação de bombas grandes de liqui
dação para esvaziar os cristalizadores no caso de
uma emergência. A massa cozida C é reaquecida
antes da centrifugação, mas para a massa cozida
A. a provisão de água com temperatura contro
lada através dos elementos de resfriamento para
regular a temperatura da massa cozida enviada às
centrífugas é uma característica desejável.
Se os elementos rotativos travarem, ou o mo
tor perder seu fornecimento de energia, é impor
tante ter condições de liquidar os cristalizadores
A rapidamente, porque a massa cozida pode so
lidificar. Isto é um problema menor em cristali
zadores horizontais, que tendem a ser menores, o
conteúdo de massa cozida é mais facilmente di
luído com mel e têm facilidade de liquidação por
gravidade. Em cristalizadores verticais grandes
de massa cozida A. os acionamentos dos cristali
zadores devem ser conectados prioritariamente a
uma fonte de suprimento de energia emergencial.
Um sistema de alarme deve sempre estar sempre
ativado para alertar os operadores sobre a falha
de qualquer motor dos cristalizadores. Este não
é normalmente um problema grave com massas
cozidas de baixa pureza, embora a partida os ele
mentos de agitação precise ser feita muito lenta
mente se a massa cozida resfriou bastante.
Vários aditivos na forma de agentes surfactan-
tes e antiespumantes são adicionados às massas
cozidas às vezes para reduzir a consistência. Ha
uma série de relatórios que afirmam desempenho
melhorado, mas há pouco na forma de medições
de consistência publicadas. Foi demonstrado que
o hidrossulfito de sódio (às vezes conhecido como
"Blankite") reduz a viscosidade do tnel final.
16.3.2 Características de fluxo da mas
sa cozida
É muito importante que não haja pontos mor
tos ou regiões estagnadas em sistemas de fluxo
contínuo. É importante também obter uma boa
aproximação ao fluxo pistonado. com toda a mas
sa cozida despendendo o mesmo tempo no siste
ma. sem qualquer desvio ou curto-circuito. Isto
foi investigado em ocasiões usando ensaios com
traçadores para determinar a distribuição dos tem
pos de residência.
Cálculos simples e análise visual de uma cur
va de distribuição de tempo de residência podem
fornecer indicações rápidas do comportamento do
Re/frêncUix /vi,?. 4R4
16 Cristalizadores de resfriamento
fluxo da massa cozida. Uma boa aproximação ao
fluxo pistonado é indicada por um pico único e
estreito do traçador. Se o tempo tomado por este
pico estiver aparentemente próximo do tempo de
residência (isto é, volume dividido pela vazão
volumétrica), então há um volume morto míni
mo. Otraçador aparecendo muito antes do tempo
de residência teórico indica desvio e uma cauda
longa para a distribuição indica regiões semi-es-
tagnadas. Um pico duplo indica a existência de
caminhamentos em fluxo em paralelo alternativo
através do cristalizador.
A modelagem matemática dos resultados pode
fornecer medições quantitativas de desempenho.
usando-se duas opções de modelo sendo, ou flu
xo pistonado disperso ou tanques em séries total
mente misturados. Estes modelos usam respec
tivamente, um "coeliciente de dispersão" ou um
"número equivalente de tanques cm séries" como
medidas de não idealidade. Embora não direta
mente comparáveis. Rein (1980) desenvolveu uma
relação entre estes dois parâmetros. Um "número
de tanques em serie" grande ou "coeliciente de
dispersão" pequeno indica uma estreita aproxima
ção ao fluxo pistonado. Alguns excmphis típicos
são mostrados na Figura !6.7.
Numa série de circunstâncias, o desempenho
ruimde cristalizadores verticais foi demonstrado
E
I 0,15
0,5 1,0 1,5
Tempo de residência adimensional
0,5 1,0 1,5
Tempo de residência adimensional
tE 0,4
Modelo
0,5 1 1,5 2 2,5
Tempo de residência adimensional
0,5 1 1,5 2 2,5
Tempò de residência adimensional
Figura 16.7: Exemplos de distribuições de tempo de residência em cristalizadores
A Distribuições do tempo de residência medido num cristalizador vertical antes da modificação. B Distribuição do tempo de
residência do cristalizador modificado. Os dois traços correspondem a pontos de amostragem na saída e 90'^ da saída [Simi
e Harris 1999), C Tempos de residência num cristalizador vertical, comparado com um modelo de tanques em série de ."^6
tanques {Rouillurd 1987). D Distribuição do tempo de residência num cristalizador horizontal C (Kirhy e While 1978).
16.3.3 Reação de McüUard
ser devido às caraclcrísiieas ruins de fluxo. Keaf.s e
Sichter (1984) upresentain os resultados de ensaio.s
de traçadorcs num crisiali/ador vertical, os quais de
monstraram evidência de curto-circuito de massa co
zida quente signilicaiivo, Isto se tornou pior conforme
a vazão de massa cozida foi aumentada. A insatisfa
ção com este cristaiizador levou à sua substituição. A
Figura 16.7 (A) e (B) expõe como os testes de traça
dorcs podem ser usados para identificar problemas e
medir o efeito de alterações para melhorar o desem
penho. Um conjunto de três cristalizadores verticais
em série, projetados de acordo com os princípios
sublinhados na Seção 16.2.4 demonstrou ter carac
terísticas de fluxo de aproximadamente 36 tanques
cm séries {RouUlard 1987). Isto é mostrado na Figura
16.7 (C) e representa uma aproximação muito boa ao
fluxo pislonado.
Testes com traçadores em cristalizadores de
batelada convertidos à operação contínua na Áfri
ca do Sul {Sniith et al. 1977) realçaram o proble
ma de encaminhamentos de fluxo alternativos,
com uma porção de massa cozida tendo tempo de
retenção insuficiente. Ensaios australianos com
cristalizadores modelo identificaram tambétn este
problema {Kirhy e WInic 1978). A modelagem de
dinâmica dos fluidtís por computador (Harris et
ai. 1995) demonstrou novamente a existência de
caminhos paralelos de fluxo, com a região mais
fria sendo essencialmente estacionaria.
Lave (2001) descreve o conceito de caminhos
paralelos de fluxo. O resfriamento de uma corren
te de massa cozida que tem caminhos alternativos
de fluxo é inerentemente instável. O rápido au
mento na viscosidade com a queda na tempera
tura cria um "círculo vicioso" de acordo com a
seqüência seguinte, onde a vazão reduz-se a um
mínimo num caminho com um aumento corres
pondente no outro:
Caminhi) 1
Massa cozida mais fria
Viscosidade elevada
Fluxo reduzido
Carga térmica reduzida
Massa cozida mais Tria
Caminho 2
Massa cozida mais quente
Viscosidade reduzida
Fluxo elevado
Carga térmica elevada
Massa cozida mais Iria
Os problemas de resfriamento de massa cozida
de viscosidade alta podem também ser inferidos
a partir de grupos de valores adimensionais (Har-
ris et al. 1995). O mímero de Prandil muito alto
(2 X 10^') indica que é muito mais difícil mistu
rar calor do que cinética. com as alterações de
temperatura confinadas u regiões muito estreitas
adjacentes às superfícies resfriadas. O mímero de
Pede! alto (400) indica que a transferência de ca
lor por convecção é maior do que por condução.
McBciiii et al. (2002) verificaram que a agita
ção da massa cozida contribui para o desempenho
de duas formas; primeiro ela evita a formação de
caminhos de fluxo preferencial e segundo cria o
arraste necessário sobre as superfícies de resfria
mento para promover a transferência de calor.
Eles propõem que o movimento do agitador seja
perpendicular às isotermas para que os caminhos
preferenciais sejam interrompidos.
16.3.3 Reação de Maillard
O que é referido como reação de Maillard é na
realidade uma série de reações diferentes envol
vendo açúcares redutores e nitrogênio amínico.
Resulta da formação de radicais de cor e substân
cias de alta massa molecular que aumentam a vis
cosidade. Freqüentemente associada às reações de
Maillard é a degradação de Sirccker. a qual leva
ao desenvolvimento de dióxido de carbono. As
bolhas formadas são pequenas e. assim são geral
mente retidas na massa cozida. Isto aera a massa
cozida, elevando a viscosidade significativamente
(Ncwell 1979. VV/i/7í' et al. 1983). Isto é conhecido
também como o fenômeno que causa aumento de
volume do mel e formação de espuma nos cristali
zadores e explosões nos tanques de mel. visto que
é exotérmico. Os efeitos destas reações podem ser
prontamente reconhecidos em cristalizadores C.
devido à reação levar a produção de cor averme
lhada nas massas cozidas em oposição à cor es
cura quase preta em massas cozidas não afetadas.
Foi demostrado que qua.se um terço do ni
trogênio amínico no xarope é destruído medin
do o que. sobra no mel final {Morei du Boil e
Schcieffter 1978). As reações também destroem
açúcares redutores. formando impureza adicional
e assim elevando as perdas no melaço. A gluco-
se é consumida preferencialmente na reação, que
leva a valores da relação frutose/glucose maiores
do que um. embora a fruiose também reaja. A re-
Referências páf;. 4R4
16 Cristalizadores de resfriamcnio
lação monosssacarídeo/cinza é reduzida também
como resultado da destruição de monossacarídeo.
afetando o esgotamento da massa cozida. Altas
concentrações e temperaturas promovem a rea
ção, com 5 °C de aumento na temperatura levando
ao dobro da velocidade de reação (Newell 1979.
White et al. 1983). A reação pode ser minimiza
da por cozimentos em temperaturas mais baixas.
Particularmente com massa cozida C. as tempe
raturas devem ser mantidas abaixo de 63 ®C no
cozimento e resfriada o mais rápido possível nos
cristalizadores. O retorno de melaço para mistura
à massa cozida nos cristalizadores pode ajudar a
reduzir a velocidade da reação pelo abaixamento
do Brix da massa cozida.
16.3.4 Circuitos de água de resfria
mento
A conseqüência de quaisquer vazamentos da
água de resfriamento do cristaiizador na ma.s.sa
cozida é séria e pode afetar negativamente a cris
talização. Por esta razão, é altamente desejável
usar uma fonte de boa qualidade de água limpa
para reduzir as chances de corrosão nos elemen
tos de resfriamento. Isto normalmente requereria
um sistema de resfriamento pequeno dedicado
ao resfriamento dos cristalizadores. Em números
redondos, uma fábrica processando 10.000 t/d de
cana teria torre de resfriamento resfriando 100 t/h
de água com uma carga térmica de cerca de 1 MW.
A quantidade de água é prontamente calculada a
partir de um balanço de energia; é esperado ser
cerca de 1 a 1,5 m-^ de água por m^ de massa co
zida.
Muitas vezes, água de resfriamento de con-
densador é usada para esta tarefa. Entretanto, esta
água é sempre contaminada com açúcar e freqüen
temente contém sólidos suspensos. Água de má
qualidade sempre levará à corrosão e vazamentos,
que requer que o fornecimento de água ao cris
taiizador afetado seja cortado e às vezes conduz
a reparos custosos. O teste de pressão para vaza
mentos nos elementos de resfriamento durante a
entressafra é uma tarefa essencial de manutenção.
Por outro lado, um sistema pequeno dedica
do necessita de muito pouca dosagem de produ
tos químicos, porque a contaminação com açúcar
não é um problema. A temperatura da água não
precisa ser muito abaixo de 35 °C. ou seja. não é
uma aplicação de torre de resfriamcnio onerosa.
A diferença de temperatura entre a água e a mas
sa cozida não deve ser muito alta, ou senão ocor
rerá o "congelamento" de massa cozida sobre os
elementos. Isto é particularmente veriíicável em
massas cozidas A. onde as diferenças de tempera
tura maiores do que 10 °C podem causar cristali
zação de sacarosc nos elementos de resfriamento,
isolando-os, efetivamente.
O arranjo ideal inclui uma instalação para con
trolar a temperatura da água de resfriamento, par
ticularmente para as massas cozidas A. de modoa controlar a temperatura de saída dos cristaliza
dores A. Isto pode ser facilmente alcançado por
desvio de uma proporção da água que retorna dos
cristalizadores por fora das torres de resfriamento
para elevar a temperatura de água de retorno.
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Focado no Cliente. Orientado pela Qualidade.
centrífugas bateladas
7
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17 Separação centrífuga
Após a cristalização, os cristais de açúcar são
separados da massa cozida por centrifugação. De
vido à natureza do licor mãe. particularmente o
teor alto de sólidos dissolvidos e consistência alta.
as forças centrífugas precisam ser altas, exigin
do máquinas de velocidade alta. O equipamento
empregado é usualmente denominado centrífugas
ou máquinas centrífugas, embora nas industrias
de processo em geral centrifugadora seria o termo
aceito. Na Austrália elas são comumentc denomi
nadas pela forma curta "fugals".
Existem essencialmente, duas formas de cen
trífugas em uso. a saber, máquinas de batelada e
contínuas. As máquinas contínuas são mais bara
tas, mais fáceis de operar e têm custo de manuten
ção menor. Porém elas levam à ruptura do cristal
na descarga da máquina e não são normalmente
usadas na produção de açúcares comerciais onde
se requer um tamanho de grão especificado. Al
guns desenvolvimentos novos têm levado ao uso
de centrífugas contínuas na produção de açúcar de
pureza alta, mas elas ainda têm algumas desvanta
gens associadas a elas.
O processo de separação centrífuga precisa ser
precedido por um passo em que a massa cozida é
condicionada para separação ótima. Em massas
cozidas de alta pureza, isto pode consistir somente
na garantia de que a massa cozida está na tempe
ratura desejada. Em função da alta consistência do
licor mãe em massas cozidas C. é normal instalar
algum tipo de aquecedor de massa cozida antes
das centrífugas C. Na saída dos cristalizadores de
resfriamento, a supersaturação do licor mãe é alta
e certo reaquecimento da massa cozida C pode ser
feito sem dissolução de qualquer cristal.
Após a centrifugação da massa cozida, o açú
car produzido é geralmente enviado a um secador
(Seção 19.2). O açúcar de pureza mais baixa ou
será derretido ou será utilizado como magma para
retorno aos cozedores como semente ou pé. Der-
retimento é o termo usado para referir-se à disso
lução do açúcar em água ou caldo clarificado. O
equipamento utilizado é descrito neste capítulo.
17.1 Teoria
17.1.1 Centrífugas de batelada e contí-
Em funçãodas densidades do cristal e do licor
mãe serem similares e devido à alta viscosidade
ou consistência do licor mãe, a separação centrí
fuga é a única opção prática. O tamanho do cristal
a ser removido está na faixa de 0,1 a 1 mm em
média e uma tela de metal é usada para reter o
cristal e permitir que o licor mãe escape.
Centrífugas de batelada e contínuas são com
pletamente diferentes em geometria. Desenhos
diagramáticos são mostrados nas Figuras 17.1 e
17.2. Na máquina de batelada. uma camada de
Referências pci^. 520
17 Separação centrífuga
açúcar é formada, a partir da qual o licor mãe
drena sob a força centrífuga alta. Ainda re.sta uma
camada fina de licor mãe ao redor dos cristais.
Atuador da
válvula de
descarga
_ Motor de
acionamento
_ Suspensão
e mancais
Alimentação
--—de massa
cozida
Válvula
Freio mecânico
Desça rregador
Limitador
de carga
Monitor
Tubo de
~ lavagem
com água
Descarga
de açúcar
Figura 17.1: Esquema diagramático de uma centrífuga de
batelada
particularmente nos interstícios entre os cristais.
Por isso é sempre incluído um estágio de lavagem,
onde água e/ou vapor são aplicados no cesto da
centrífuga para remover o licor mãe do cristal.
Isto tem de ser controlado muito de perto para al
cançar a lavagem de cristais sem dissolução sig
nificativa.
Na máquina contínua, o cristal se move conti
nuamente para cima na tela inclinada, como uma
conseqüência da força centrífuga. A camada de
cristal é fina. da ordem de 3 a 6 mm e com o mo
vimento do cristal, é um pouco mais fácil drcnaro
licor mãe. Porém, o cristal permanece na tela por
um período de tempo muito curto, da ordem de
poucos segundos e assim, o tempo de drenagem é
reduzido. Água e vapor são geralmente adiciona
dos conforme a massa cozida entra na máquina e
menos freqüentemente sobre os cristais no cesto.
17.1.2 Forças centrífugas
A drenagem de líquido da massa cozida é
favorecida pela força centrífuga, excedendo em
muito a força gravitacional a qual seria eficaz se
fosse admissível simplesmente drenar a massa co
zida por gravidade. A força centrífuga c depen-
Cesto cônico
perfurado
Defletor de mel
Alimentação de
massa cozida
Cone de alimentação
(adição de água e vapor)
Motor de
aciona
mento
Acionamento de correia
Descarga de açúcar
Figura 17.2: Esquema dia
gramático de uma centrífuga
contínua
17.1.2 Força.s centrífugas
dente da velocidade de rotação e do diâmetro do
cesto. E usualmente expressa cm relação à gravi
dade. levando ao uso do termo fator G. que é sim
plesmente a relação entre a aceleração centrífuga
e a aceleração devida à gravidade da Terra. Pode
ser escrita como:
G = — (17.1)
íi
onde ü) é a velocidade de rotação cm radianos/s
e r é o raio do cesto. Alterando a velocidade para
rotações/min e usando o diâmetro em vez do raio.
esta se torna:
C = 5,59 10-' u- f/ (17.2)
onde n é a velocidade em min"' e r/ o diâmetro do
cesto cm m.
Em máquinas contínuas, a camada de açúcar é
fina e o diâmetro do cesto é usado para calcular a
força G. Numa máquina de batelada. a espessura
da camada de açúcar 5 deve ser levada em conta.
Neste caso. as equações (17.1) e (17.2) devem ser
modificadas para representar o valor médio con
forme:
G = 5,59 1()^ ■/;- (íZ-ô)
(17.3)
(17.4)
Contudo, a fi m de encontrar a força G efetiva, é
necessário integrar através da largura da cama
da de açúcar. Considerar um elemento cilíndrico
dentro da camada de espessura dv. uma distância .v
a partir do eixo do cesto, o qual tem uma altura h.
Este elemento está sujeito à força centrífuga dF:
ÚF = ni ■ CO' • .V
dF = 271-/» - p -tú" ■ .V" dv
onde p é a densidade da massa cozida. Integrando
de r, a (raios interno e externo da camada de
açúcar) leva â:
F = 271 ■ /i ■ p ■ (O" ■ " .v" ■ dv
'yF = ^7t-/i p-to- [/;/-íf] (17.5)
A massa de açúcar no cesto é dada por:
m = 7c /íp[r„--í--] (17.6)
A força é determinada também por:
(17.6)
F = ni (ú' • r. (17.7)
onde é o raio efetivo. Igualando as equações
(17.5) e (17.7) e substituindo (17.6) em (17.7)
conduz à:
'cfí , 2 2
3 r ~ r
(17.8)
A força G efetiva deve ser calculada usando na
equação (17.1). A Tabela 17.1 mostra valores típi
cos para a força G usando valores de r diferentes.
Na maioria dos casos, as diferenças são pequenas.
Tabela 17.1: Avaliação da força centrífuga C para dimensões típicas de centrífugas de batelada
Força G avaliada no:
Raio
máximo
Raio médio
da camada
de açúcar
Raio efectivo
da camada
de açúcar
Diâmetro
do cesto
Velocidade
do cesto
Espessura da
massa cozida
em mm em mm em mm
Referências p(ii>. 520
17 Separação centrífuga
mas é importante usar o mesmo método de cálculo
ao fazer comparações.
Os valores típicos de G variam de 1200 a 2200
para máquinas contínuas, com os valores maiores
sendo observados em máquinas para massas de
baixa pureza. Com a centrífuga contínua de tela
inclinada, o fator G pode ser calculado usando o
diâmetro máximo ou médio.
Geralmente, a força C máxima, a que os cris
tais de açúcar são submetidos no topo do cesto, é
o fator de maior importância (Tabela 17.4 na se
ção 17.3).
17.1.3 Teoria da separação
sólido-líquido
Na centrifugação da massa cozida, duas fases
podem ser identificadas. Inicialmente o líquido
flui através do leito compacto de cristais de açú
car, segundo a equação de Blake-Kozeny, que dá a
velocidade u em que o líquido flui através do leito
compacto. Esta equação é {BircI et al. 2002):
if = £-Ê-A ?—^ (17 9)
150.
Esta mostra que a velocidade é proporcional ao
diâmetro dos cristais elevado ao quadrado d~ e in
versamente proporcional à viscosidade p. A ace
leração da gravidade g deve ser substituída pela
aceleração centrífuga, o que significa que a vazão
é diretamente proporcional à aceleração centrífu
ga. O líquido flui mais rápido se os cristais forem
maiores, mas de fato o termo e-V(l - e)- tem um
efeito muito maior. Grinwood et al. (2003) rela
taram que a fração de vazio £ numa camada de
cristais de açúcar é cerca de 0,42.
Bruhns (2004) relatou que a fração de volume de
cristal varia entre 0,35 e 0,5, dependendo da quan
tidade de cristal fino. Aumentando £ de 0,4 a 0,5,
incrementa este termo na equação (17.9) de 0,18
a 0,5 e reduzindo £ para 0,3 decresce este termo
para 0,055. Isto enfatiza o fato de que uma poro-
sidade alta é grandemente vantajosa; é a mais alta
com uma camada de partículas de tamanho uni
forme e piora à medida que a desigualdade no ta
manho de cristal aumenta. Isto pode ser entendido
admitindo que as partículas pequenas preencham
os espaços entre as partículas grandes. Assim é
importante buscar uma distribuição de tamanho a
mais uniforme possível.
A segunda fase do processo ocorre assim que
a drenagem estiver quase completa. O líquido é
retido no leito de cristais pela tensão superficial
e ação da capilaridade no ponto onde os cristais
se locam. Quanto maior a velocidade de rotação,
menor será a quantidade de líquido retido. Este
líquido é às vezes denominado como a saturação
residuíil.
Do trabalho de Domhntwski e Brownell
(1954), a quantidade de líquido remanescente
numa massa centrifugada numa força G é determi
nada pelo número de capilaridade, o qual é direta
mente proporcional à permeabilidade da camada
de cristais e à força G c inversamente proporcio
nal à tensão superficial. De acordo com suas cor
relações. uma alteração em qualquer uma destas
variáveis terá um efeito direto no teor de umidade
da massa de açúcar.
Wrighi et al. (1995) obtiveram uma expressão
para a drenagem do licor mãe da massa sem qual
quer adição de água de lavagem. Eles puderam
correlacionar os dados em termos da relação de
não sacarose/sólidos de açúcar a partir de expe
rimentos em duas usinas usando o tempo no qual
a força G excedeu 250 (í^.,,). a força media no
tempo, durante este tempo, bem como a viscosi
dade do licor mãe p e o CV do açúcar:
^NS/DS =0.729 (17.10)
Esta relação indica que será alcançada melhor
drenagem quando o açúcar tiver um CV baixo com
uma viscosidade mais baixa e uma força G maior
em um tempo mais longo.
17.1.4 Efícíênciade lavagem
A lavagem do açúcar na tela inevitavelmente
envolve uma solução conciliatória. O objetivo é
usar água suficiente para atingir a pureza de açú
car requerida, mas não demais que dissolva uma
quantidade excessiva de cristal. Isto é muito me
lhor obtido com água quente, aplicada uniforme
mente sobre o cesto. Lavagem desuniforme pode
17.1.5 Quebra de cristal
lavar em excesso algumas partes do cesto e deixar
outras completamente não lavadas; isto torna a ta
refa de aiingimento do objetivo muito difícil. O
grau de dissolução pode ser avaliado pela medição
da queda de pureza entre o licor mãe da massa
cozida antes da máquina o mel após a mesma.
Usualmente isto não deve ser mais do que três
unidades de pureza.
A eficiência de remoção da não sacarose do
açúcar pode ser calculada através da eíiciência de
purga q. Esta é delinida como a fração de não sa
carose na massa cozida que é removida na corren
te de mel. Ela pode ser calculada de:
^ = ^ (17.11)
A eficiência de purga nas centrifugações pode ser
acima de 0.95 nas centrifugações de açúcar bran
co de refinaria, caindo para ao redor de 0.85 em
massa.s cozidas C. A relação entre não sacarose no
açúcar e a não sacarose na massa cozida é deter
minada por (1 - q). Se a pureza do açúcar for 100.
então a equação (17.1 1) mostra que a eficiência é
a unidade. Entretanto esta somente pode ser ob
tida com lavagem excessiva. Em refinarias pode
ser mais comum calcular o rendimento de açúcar;
neste caso porque as purezas são todas muito al
tas, e o rendimento em cristal (fracionário) é cal
culado a partir do teor de cinza de cada corrente
de acordo com a equação:
Rendimento =
((a/13S.Mo ~ ̂y/Vl3S,S
(17.12)
17.1.5 Quebra do cristal
A quebra de cristal não ocorre em quantidade
significativa numa máquina de batelada. A raspa-
gem do açúcar do cesto é branda o suficiente para
não causar danos aos cristais. A situação é dife
rente. porém em máquinas contínuas, nas quais o
cristal voa sobre o topo do cesto e bate no lado
interno do monitor.
Trabalho feito por Sn indells e Whiie (1980)
demonstrou que cristais maiores quebram mais
facilmente do que cristais menores e que a velo
cidade em que os cristais impactam uma superfí
cie sólida precisa ser menos do que cerca de 10
m/s para eliminar a quebra de cristais. Visto que
a velocidade tangencial de saída do topo do ces
to é da ordem de 100 m/s. não é surpresa que os
cristais quebrem quando impactam a parte interna
do monitor. Esforços para eliminar a quebra têm
envolvido uma das seguintes soluções:
1. Pressurização do espaço de ar na máquina, na
esperança que a densidade do ar maior reduzi
rá a velocidade do cristal mais rapidamente.
2. Usando uma corrente de ar para soprar ar
numa direção para defletir os cristais voadores
e reduzir suas velocidades.
3. Empregando um anel rotativo com palhetas
verticais, rodando numa velocidade levemente
menor do que o cesto para frear o açúcar e
defleti-lo.
4. Aumentar a dimensão do monitor para dar aos
cristais tempo suficiente de reduzir a velocida
de antes do impacto a uma velocidade abaixo
de 10 m/s.
5. Adaptar a forma da placa na qual os cristais
impactam de modo que eles a atinjam ini
cialmente somente numa trajetória oblíqua e
então continuem a descer pela placa inclinada
continuatnente de maneira que evite um im
pacto direto.
Somente as duas últimas soluções foram bem-
-sucedidas. A quarta alternativa tem sido utilizada
com sucesso em açúcar de baixa pureza, que tem
um tamanho de grão pequeno. Cristais maiores
desaceleram mais lentamente, o que significa que
um invólucro excessivamente grande é necessário
para a maioria dos açúcares de alta pureza de grão
grande. A última solução é a utilizada em centrí
fugas contínuas para açúcar de alta pureza e tem
sido muito bem-siicedida na eliminação da que
bra.
Rein e Archibaíd (1989) demonstraram con-
clusivamente que não ocorre virtualmente nenhu
ma quebra de cristal conforme o cristal rola para
cima na tela. mas que a quebra ocorre no impacto
com a parte interna do monitor. Isto foi a seguir
confirmado pela operação de centrífugas contínu
as para açúcar de alta pureza.
Swimlells e White (1980) também mostraram
que a quebra de cristal pode ser bastante reduzida,
se o açúcar impactar uma camada de líquido na
superfície sólida. Isto é feito uso em máquinas de
magma analisadas posteriormente.
Referências pcifi. 520
17 Separação centrífuga
17.2 Centrífugas de batelada
17.2.1 Descrição geral
O diagrama esquemático de uma centrífuga de
batelada (Figura 17.1) apresenta as características
principais. O cesto é um tambor com um diâmetro
de 1,2 a 1,8 m, com um número grande de furos
de 3 a 6 mm de diâmetro feitos na seção cilíndrica
para permitir ao líquido escapar. O cesto é dotado
de uma tela fina que retém os cristais. Há também
uma contratela atrás da primeira tela fina, para au
xiliar a drenagem do licor mãe. O fundo do cesto
tem uma válvula que é mantida fechada durante
o enchimento e centrifugação e aberta no final de
cada ciclo para possibilitar ao açúcar cair num
transportador abaixo da máquina. O açúcar é nor
malmente raspado da tela com um descarregador
com raspador, que fica retraído durante a maior
parte do ciclo quando não está em uso. O eixo de
acionamento se estende do fundo do cesto até um
motor elétrico montado no topo da máquina, o
qual aciona o cesto. Estes motores são grandes, da
ordem de 100 a 500 kW, na medida em que eles
têm de acelerar e desacelerar uma carga grande
num tempo curto. Cada ciclo leva cerca de três
minutos, da alimentação da massa cozida na má
quina, aceleração, giro, desaceleração e descarga
de açúcar. O cesto é dotado de bicos asperssores
de água para lavagem do açúcar.
O conjunto rotativo é montado em amortece
dores de borracha para ab.sorver vibração resultan
te de dcsbalanccumcntos. Devido às velocidades
altas, acima de 1000 min ', qualquer desbalance-
amenio pode ter conseqüências sérias. As máqui
nas possuem sensores que detectam vibração ou
qualquer movimento lateral do conjunto girantee
desarmam o motor no evento de situações de des-
balanceamento sérias.
17.2.2 Ciclo de batelada
Controladores lógicos programáveis (PLCs)
são usados universalmente para controlar a seqü
ência de batelada. O PLC controlará a seguinte
seqüência, partindo com uma máquina vazia:
1. Na velocidade requerida de alimentação, usu
almente entre 150 e 240 min ', abrir a válvula
de alimentação.
2. Fechar a válvula de alimentação quando a
camada de massa cozida atingir a espessura
requerida, conforme sentida pelo limitador de
alimentação.
3. Acelerar o cesto à sua velocidade máxima
definida. A velocidade máxima é cerca de
1200-1500 min ' para um cesto de 1.2 m e
cerca de 1000 min"' para cestos muito gran
des.
4. Iniciar e parar a lavagem. A primeira lavagem
será iniciada durante a aceleração e uma ou
duas lavagens subsequentes são normais du
rante o ciclo, dependendo do açúcar sendo
centrifugado e da pureza desejada.
Centrifugação
Alimeeítaçâo
Figura 17.3: Ciclo típico de centrífuga
de batelada, mostrando velocidades do
cesto e consumo de potência para uma
máquina com frenagem regenerativa
17.2.3 Comparação de projetos diferenie.s
Figura 17.4: Seção transversa! de uma centrífuga de baielada
I Motor de acionamento: 2 .Suspensão; 3 Freio a disco: 4 Aco-
plamento do eixo; 5 Eixo: 6 Monitor; 7 Cesto: 8 Descarrega-
dor; 9 Válvula de fundo A aberta. B fechada: lÜ Spray de água;
I I Misturador de alimentação; 12 Válvula de alimentação; 13 Ca
lha de alimentação; 14 Descarga de mel; 15 Calha de açúcar
5. Controlar a velocidade no ponto de regulagem
da velocidade alta de centrifugação pelo perí
odo de tempo especificado.
6. Desacelerar o cesto até a velocidade correta
para descarga do açúcar ser atingida.
7. Abrir a válvula de descarga no fundo da má
quina e iniciar a descarga do açúcar. O raspa-
dor do descarregador entra na massa de açúcar
e a move para baixo ao fundo do cesto, após o
que é retraído e retorna à sua posição esta
cionaria.
8.Fechar a válvula de descarga e acelerar
para a velocidade de alimentação.
9. Lavar o cesto para limpar a tela antes da
admissão da alimentação. A lavagem do
cesto é omitida às vezes ou então é feita
somente após um número pré-definido de
ciclos.
10. Repetir o ciclo.
O PLC normalmente tem um painel de con
trole em cada máquina, no qual o operador
pode ver o status de cada ciclo e alterar alguns
parâmetros tais como tempos de lavagem. As
seqüências no ciclo são apresentadas na Figu
ra 17.3.
A duração de cada ciclo depende grande
mente da dimensão do motor, já que a corrente
máxima determina os tempos para aceleração
e desaceleração que tomam a maior parte do
ciclo. Um tempo de rotação ligeiramente mais
longo e/ou tempo de lavagem maior podem ser
necessários sob algumas condições para se ob
ter a qualidade de açúcar requerida. A maioria
dos fabricantes de máquinas garantirá de 18 a
25 ciclos/h.
17.2.3 Comparação de projetos di
ferentes
As centrífugas disponíveis no mercado são
todas basicamente similares, mas têm carac
terísticas diferentes e diferem no detalhe. Al
guns detalhes típicos são fornecidos na Tabela
17.1. Um resumo da ofertas dos fabricantes é
publicado periodicamente em Sugar Industry/
Zuckerindustrie; o último avaliou 83 máqui
nas diferentes de 9 fornecedores diferentes
(Anon. 2001). Os detalhes de uma máquina de
batelada típica são mostrados na Figura 17.4.
Cesto. O diâmetro é geralmente maior do
que a altura, o que ajuda a alcançar valores
altos de G com um eixo central mais curto
para manter mínimos problemas potenciais de
desbalanceamento. O cesto cilíndrico tem um
rebordo no topo, suficientemente largo para
Referências pá}i. 520
17 Separação centrífuga
acomodar a espessura requerida da camada de
açúcar de 1 70 a 260 mm. Aço inoxidável é o ma
terial de fabricação do cesto preferido em função
do ambiente corrosivo. Entretanto a corrosão sob
tensão pode levar à trinca e à quebra dos cestos
com conseqüências desastrosas. Por esta relação,
alguns cestos têm aros de aço carbono montados
com interferência sobre o lado externo do cesto.
Alternativamente aços duplex são especificados,
em função de serem menos suscetíveis a este pro
blema.
Telas. A tela em que o açúcar é retido c usu
almente feita de aço inoxidável, bronze ou cobre.
Ela pode ter perfurações circulares de cerca de 0.5
mm de diâmetro ou ranhuras de cerca de 0.4 mm
de largura e 5 mm de comprimento. A área aber
ta é entre 18 e 25 %. O tamanho das perfurações
em relação à dimensão de cristal não é tão crítico
como em máquinas contínuas. A camada de açú
car formada retém a maior parte do açúcar e muito
pouco deste, passa através dos furos da tela. As
telas são instaladas com uma leve sobreposição,
com cuidado sendo tomado para assegurar uma
superfície plana, à medida que o raspador do des-
carregador raspa a tela. A contratela pode ser feita
com um ou dois aramaes tecidos de 4 a 8 mesh.
sendo o material latão ou aço inoxidável. Porem
a tela pode assumir a forma da contratela e con
traídas especificamente projetadas, para evitar
este problema, com uma superfície mais lisa. são
preferíveis, visto que elas melhoram a drenagem
e consequentemente o desempenho global da má
quina. Um exemplo é mostrado na Figura 17.5.
Figura 17.5: Contratela projetada para centrílugas de ba-
teladas (cortesia de Ferguson Perforating)
Descarregadores. Os projcttis mais antigos ti
nham dcscarregadorcs que se retraíam totalmente
para fora do cesto quando não estavam em uso. O.s
novos modelos mantêm o descarrcgador dentro do
cesto ao longo de lodo o ciclo, mas posicionados
de modo a nãt) interferir com a alimentação da
massa cozida e com a lavagem. Este é um arranjo
mais limpo e harmonioso c reduz a quantidade de
movimento exigidos do descarrcgador. Os dcs
carregadorcs possuem pontas que se desgastam e
precisam ser substituídas e um ibrnecedor oferece
um descarrcgador que prende o açúcar nas pontas
c usa a camada de açúcar para raspar a tela. A ge
ometria da maioria dos descarregadores é tal que
se este encontrar uma obstrução, ele c puxado em
direção ã tela.
As centrífugas Broadbent são projetadas com
ponto de pivô do descarregador fora do cesto, de
modo que ele recue para fora ao invés de ser pu
xado para dentro. O descarregador pode ser regu
lado bem perto da tela neste caso. Outros forne
cem um sistema estabilizador do cesto para parar
qualquer movimento lateral do cesto durante o
descarregamenio. reduzindo a probabilidade do
descarregador entrar na tela e pt)ssibilitando o uso
de folgas menores. Os descarregadores têm sido
feitos maiores nos modelos nt)vos para reduzir o
movimento vertical necessário e acelerar o des-
carregamento.
Suspen.são do cesto. Todas as máquinas têm
cestos suportados a partir do topo num sistema de
suspensão Ilexível. E necessário projeto especial
da suspensão e da caixa de rolamentos para ser
possível a absorver desbalanceamentos. A maio
ria tem um acoplamcnto conectando o eixo a um
motor padrão.
A Broadbent projeta os motores para se ade
quarem à aplicação e o eixo estende-se do cesto
ao motor. Em função do projeto de cesto suspen
so. a máquina tem uma freqüência de ressonân
cia numa velocidade crítica. A velocidade crítica
é bem baixa e depende do comprimento do eixo
e da resistência do amortecedor da suspensão.
O projeto deve assegurar uma velocidade crítica
baixa e a centrífuga precisa ser alimentada numa
velocidade acima desta.
17.2.5 Acionamentos de centrífugas
Estruturas de suporte da centrífuga. Todas
as centrífugas são uma fonte de vibração e a es
trutura de suporte tem de ser projetada para ser
suficicnienienle forte e rígida para suportar o peso
do equipamento. Isto signiiicará inevitavelmente
uma estrutura mais sólida do que seria necessário
simplesmente para suportar o peso do equipamen
to. A rigidez, precisa ser tal que as freqüências de
ressonância da estrutura sejam pelo menos 33 e
preferivelmente 50 '/r maior do que as velocidades
máximas da centrífuga. Os detalhes são dados por
Gri/finooc/ Cl al. (2003).
A estrutura de suporte é freqüentemente uma
área com problema de corrosão, por causa da con
dição úmida e quente do local de instalação. Uma
proteção adequada é importante. É também alta
mente desejável proporcionar altura livre genero
sa entre o chão e a estrutura metálica de supor
te das máquinas. Assim é muito mais fácil fazer
manutenção em bombas e outros equipamentos e
manter a área limpa.
Arranjos de alimentação e de descarga. O
açúcar é descarregado através de uma abertura
no fundo do cesto. É mantida fechada durante a
maior parte do ciclo e abre ou para cima ou para
baixo dependendo do projeto em particular. O ar
ranjo de alimentação da massa cozida, usualmente
tem uma válvula borboleta para controlar a vazão
da massa cozida no cesto e tem ou uma segunda
válvula ou uma bandeja de gotejo para evitar que
gotas de massa cozida caiam no cesto e contami
nem a camada de açúcar durante a centrifugação.
A massa cozida é usualmente direcionada para
uma chapa cônica inclinada anexada ao eixo e que
gira com ele. Isto direciona a massa cozida para
o meio do cesto de onde ela flui para cima e para
baixo para formar uma camada uniforme. Um de-
tector de espessura fecha a válvula de massa co
zida quando o volume desejado de massa cozida
foi completado.
17.2.4 Capacidades das centrífugas
A capacidade de uma máquina individual é
determinada pelo tamanho do cesto e número de
ciclos por hora que a máquina pode alcançar. A
taxa de capacidade volumétrica V de uma máqui
na em m Vh é dada por:
V = jt • (/;- - /•.-)• h ■ n (17.13)
onde n é o número de ciclos/h. /í é a altura do
cesto e r, e r são os raios, externo e interno da
camada de massa cozida, todos expressos em m.
O raio externo deve idealmente levar em conta a
espessura da tela e contratela. cerca de 3-5 mm. A
equação (17.13) pode ser expressa como:
V = TC • (2 • - ô) • 5 /í ■ /í (17.14)
onde ô é a espessura da camada de massa cozida.
A capacidade de uma máquina é normalmentecerca de 10 9^ maior do que a calculada com a
equação (17.14). porque parle do licor mãe é se
parado através da tela durante a carga. Entretanto,
dependendo da qualidade da massa cozida e da
pureza do açúcar desejado, pode não ser possível
encher o cesto até a espessura máxima possível.
Não é incomum encontrar situação na qual a má
quina possa ser carregada com somente cerca de
80 % da capacidade máxima estabelecida.
No projeto da estação de centrífugas de ba-
telada. o número necessário de máquinas é cal
culado a partir do volume de massa cozida a ser
processado e uma máquina extra é às vezes inclu
ída considerando que a manutenção periódica ou
0 ajuste das máquinas de batelada. é necessário.
Isto pode influenciar a escolha do tamanho da má
quina selecionada. Em geral é esperado que uma
usina opere com no mínimo quatro máquinas de
batelada. o que significa que fábricas pequenas
terão máquinas menores com uma capacidade de
1 t/carga ou menos e somente fábricas muito gran
des instalarão máquinas com uma capacidade de
2 a 2,5 t/carga.
17.2.5 Acionamentos de centrífugas
As máquinas mais antigas eram acionadas por
motores de velocidade fi xa ou motores multipolos
para possibilitar as velocidades diferentes neces
sárias para centrifugação, alimentação e descar
ga. A desaceleração dos motores era feita por um
Referências pá^. 520
17 Separação centrífuga
sistema de freio mecânico. Isto é desperdício de
energia, requer manutenção adicional do sistema
de freio e não tem flexibilidade em termos de se
leção de velocidade para adequar-se à operação.
Com o advento dos motores de CC e controles
por tiristores, muitas cenirílugas foram instaladas
com esta forma de acionamento. Isto .superou uma
série de desvantagens e melhorou grandemente a
eficiência energética. Porém, os motores de CC
eram geralmente problemáticos.
O acionamento escolhido atualmente é o mo
tor de CA de freqüência variável, particularmente
para máquinas maiores, devido à sua flexibilida
de e seu baixo consumo de potência. A potência
líquida consumida é baixa em função dos freios
regenerativos, onde a potência é recuperada con
forme a massa rotativa desacelera. A corrente de
pico é geralmente também menor do que a que
se obtém com outros motores. Um perfil típico
de potência e velocidade para um ciclo com um
motor de CA variável é mostrado na Figura 17.3,
na seção 17.2.2. O custo do motor geralmente au
menta conforme a eficiência de energia aumenta.
Uma comparação entre o consumo de energia e os
custos para tipos diferentes de acionamento são
mostrados na Tabela 17.2.
Onde a eficiência energética não for importan
te, acionamentos mais simples podem ainda ser
selecionados. Os controles de velocidade variável
não são apenas mais caros, mas mais complexos
e por isso, inerentemente menos confiáveis. No
caso de quatro ou mais máquinas, um sistema de
acionamento seccional pode ser usado, no qual
um sistema com capacitor de armazenagem e fon
te de alimentação comuns é usado para aciona
mentos de modulação de largura de pulso. Cada
motor tem seu próprio inversor de saída. Isto ge
ralmente leva a sistemas mais simples, o qual é
também mais barato e tem um impacto de harmô
nicas reduzido na fonte principal.
17.2.6 Operação de centrífugas de ba-
telada
Alimentação da massa cozida. O objetivo é
alimentar a máquina uniformemente e alcançar
uma camada uniforme de massa cozida no cesto e
lavagem uniforme. O cesto precisa (iperar na velo
cidade correia durante a alimentação. Se a veloci
dade for muito rápida, a massa cozida purga muito
rapidamente e não flui uniformemente para cima
e para baixo no cesto. Sc a velocidade ior muito
lenta, a massa cozida tende a cair para o fundo tio
cesto. O mesmo sintoma é visto se as telas esti
verem parcialmente entupidas e a drenagem res
tringida. Problemas similares podem ser vistos se
a taxa de alimentação for muito lenta ou muito
rápida. O nível da massa cozida no alimentador
que fica acima das centrífugas não deve variar de
modo que afete a velocidade de alimentação sig
nificativamente.
O problema mais sério surge quando uma
massa cozida de qualidade ruim com finos con
sideráveis é processada. Os finos levam a taxa de
purga muito reduzida e em condições severas, on
das de massa cozida são vistas fluir para cima e
para baixo do cesto. Vibração severa e forças de
desbalanceamenlo são o resultado. A única forma
de sair desta situação é alimentar uma carga muito
reduzida em cada ciclo e operar numa taxa redu
zida até toda a massa cozida ruim ter sido pro
cessada.
Tabela 17.2: Consumo típico de energia e custo de diferentes acionamentos de centrífugas {Griiiwood et al. 2002). Os
inversores do acionamento são variadores de velocidade CA e IGBT significa Transistor Bipolar de Porta Integrada
Entrada de energia
em kWh/t massa cozida
Custo relativo
de motor e controles
Ciclos / hora 25 20 15 10
Acionamento de 2 velocidades, freio mecânico 1.7 2.0 2.3 2,6 100
Acionamento de 3 velocidades, freio mecânico 1.5 1.7 1.9 2.2 100
Acionamento de 3 velocidades, frenagem por CC 1.6 1.8 2.0 2,3 108
Inversor (entrada de diodo/tiristor) 0.95 1.05 1.3 1.5 180
Acionamento por inversor (entrada de IGBT) 0.95 1.05 1.3 1.5 215
17.2.6 Operação de cenlrífuga.s de baleladas
Lavagem de açúcar. Islo é uma parte impor
tante do ciclo c rec]uer atenção cuidado.sa ao nível
de detalhe.SC deseja-se t|üe a qualidade requerida
do açúcar seja obtida sem dissoluçrio excessiva de
açúcar. Os bicos de lavagem precisam ser regu
lados para distribuir a água uniformemente sobre
a camada de açúcar. Os bicos são regulados num
cesto vazio e precisam ser observada a tolerância
para a espessura da camada de açúcar no posi
cionamento dos bicos. O processo é apresentado
diagramaticamente na Figura 17.6. Bicos aspers-
sores individuais podem ser girados para alterar a
largura de cobertura de cada bico. Filtros na fonte
de água são necessários para prevenir entupimen-
to dos bicos.
A água deve ser quente - condensado é a fonte
preferida. A lavagem pode ser aplicada em mais
de uma vez. A primeira lavagem deve .ser aplica
da durante a aceleração. Payne (1982) recomenda
que a água seja aplicada no momento que mel em
excesso é removido, mas o espaço entre os cristais
está ainda preenchido com mel (antes de a máqui
na atingir a velocidade máxima). Se a água for
aplicada após os vazios estarem presentes entre
os cristais, então a água irá procurar o caminho
de resistência mínima e deixar parte do açúcar ex
cessivamente lavado e parte intocada. Este parece
ser um bom conselho; é irrealístico esperar que a
água e a camada de mel se misturarão; é necessá
rio um enxágue do tipo pistonado da fase líquida.
A eficiência de separação do licor mãe da mas
sa cozida e melhorada por um tamanho grande de
cristal, visto que a área superlicial de cristal a ser
lavado é muito reduzida. Além disso, a separação
é grandemente facilitada por cristais de formatos
regulares com um CV baixo (Bruhns 2004).
A quantidade de água de lavagem usada está
usualmente na faixa de 1 a 3 kg/lOO kg de massa
cozida. Acima desse nível muito pouco aumento
na pureza de açúcar é alcançado. Visto que 1 kg
de água consegue dissolver 3,54 kg de açúcar a
75 °C é evidente que esta quantidade de água de
lavagem tem a capacidade para dissolver de 3.5
a 10,5 kg açúcar/100 kg massa cozida, ou apro
ximadamente 7 a 21 kg por 100 kg de cristal de
açúcar no cesto. Claramente, a água de lavagem
deve ser usada com cuidado. Julienne (1983) de
monstrou que cerca de 0.8 a 1.1 kg água/100 kg
massa cozida foi necessário para produzir açúcar
^Superfície
de açúcar
- Tubo de
lavagem
Camada de açúcar
Figura 17.6: Ajuste dos bicos de lavagem com água em
ceiiirífuea de batclada
VHP na África do Sul, que resultou na dissolução
de cerca de 3 kg açúcar/100 kg cristal.
Uma lavagem com vapor, que pode ser vapor
vegetal 1 ou mesmo vapor 2. bem como água de
lavagem podem ser usadas. Isto tem a vantagem
de aquecer o cristal, tornando mais fácil a seca
gem do açúcar. Foi sugerido também que o vaporpode se condensar sobre toda a superfície do cris
tal. incluindo as superfícies dos cristais que a água
de lavagem pode não contatar. Isto pode permitir
que a quantidade de água usada seja reduzida.
Em alguns casos, os furos da tela podem en
tupir-se com um acúmulo de depósitos e a tela
necessitará ser removida e limpa. Mais freqüente
mente. a contratela entupirá com material sólido,
particularmente peças (inas de bagacilho que não
são removidas na clarificação ou que contami
nem a massa cozida por caírem em cristalizado-
res abertos. Isto pode também afetar seriamente a
eficiência de lavagem. Isto é facilmente superado
pelo uso de contratelas especialmente feitas do
tipo mostrado na Figura 17.5.
O uso de medição da cor do açúcar em linha
(Neitec CoiourQ) pode ajudar a manter a quali-
Rfferências />íçi>. 520
17 Separação centrífuga
dada do produto a um custo mínimo. Ela pode
identificar rapidamente quaisquer problemas com
qualquer máquina em particular relacionando a
medição à descarga de uma determinada máqui
na. O instrumento é caro e requer calibração ten
do medições da fábrica como referência, mas em
muitas circunstâncias ele consegue se pagar (Siihr
2003). pelo apontamento de coisas tais como ar
ranjo dos bicos de lavagem não uniformes, efeito
de variação no misturador de alimentação de mas
sa, efeito do tempo de lavagens com água. entupi-
mento de tela e grãos falsos nas massas cozidas. O
uso do instrumento numa rosca transportadora de
açúcar bruto também possibilitou produzir açúcar
bruto para uma refinaria anexa dentro de tolerân
cias apertadas e também reduzir as quantidades de
massa cozida total em 5 % através de esgotamento
melhorado (King 2006).
Classificação de mel. O primeiro líquido que
escorre é licor mãe puro, o qual tem uma pureza
menor do que o último que escorre, que pode ter
se originado da lavagem com água. A água inva
riavelmente dissolve algum açúcar no processo de
lavagem. O escoamento final de maior pureza é às
vezes desviado por meio de válvulas borboletas
na saída da centrífuga, de volta ao mesmo cozi
mento ao invés de ao próximo cozimento de pu
reza menor. Isto é conhecido como classificação
de mel e tem a vantagem de reduzir a recirculação
de méis e de auxílio em baixar o perfil de pureza
dos cozimentos na estação de cozedores. Tam
bém reduz marginalmente o vapor consumido. A
classificação de mel tem um efeito pequeno, mas
pode ser usada vantajosamente. O ponto no qual o
mel é desviado tem de ser determinado por medi
ção, usualmente quando a pureza do escoamento
eleva-se cerca de 10 pontos acima da pureza do
primeiro escoamento.
Tempo de centrifugação. O tempo no qual
a máquina opera em velocidade plena é regula
do também por experimentação sob condições e
requisitos da usina em particular. Tempos de cen
trifugação mais longos ajudam a remover líquido
adicional e reduzem a umidade do açúcar, mas
o efeito estabiliza-se com o tempo e tempos de
rotação de mais de 60 s não são freqüentemente
usados, a menos que a força C seja baixa, ou uma
pureza muito alta seja buscada.
Dcscarregamento. Esta é uma operação im
portante e muitas vezes negligenciada. Superando
de uma grande quantidade de problemas para al
cançar um teor de cristal alto no co/.edor, grande
parte do trabalho é perdida por uma operação dc
descarga que deixa açúcar no cesto. Este açúcar é
lavado pela lavagem de tela e reduz o esgotamento
global do estágio dc recuperação do açúcar. O uso
da classificação de mel minimiza o efeito, mas é
ainda uma operação ineficiente. Se uma camada
de apenas 3 mm de espessura é deixada no cesto,
representa 1.5 do açúcar de uma camada de 200
mm dc espessura. Esta redução no esgotamento
tem um efeito significativo na capacidade de toda
a estação de cozimento, não apenas nas centrífu
gas (Seção 15.2). A capacidade dc um projeto de
centrífuga para consistentemente deixar o cesto
limpo tem um grande valor e pode ser um fator
decisivo na escolha do tipo de centrífuga a instalar
(Moor e Greenjield 1988). Se a tela for totalmente
limpa pelo dcscarregador, esta somente precisará
ser lavada ocasionalmente.
É importante manter o mecanismo do dcscar
regador em boas condições c o jogo no mecanis
mo deve ficar no mínimo. Caso contrário a lâmina
raspadora não poderá ser ajustada próximo o su
ficiente da tela sem o risco de toque e penetração
na mesma. O dcscarregador é freqüentemente re
gulado pelos técnicos para deixar uma leve folga
entre a ponta do dcscarregador e a tela. para as-
.segurar que este não arranque a tela. Isto requer
muita atenção.
Monitoramento da produção. Quando a es
tação de centrífugas de batelada torna-se um gar
galo, é muitas vezes útil um exercício para medir
o desesempenho individual de cada máquina. A
equação para a capacidade de produção de uma
máquina, equação (17.14) contém duas variá
veis que podem ser influenciadas pelo operador,
a saber, espessura da camada de massa cozida e
número de ciclos/h. Cada máquina deve ser veri
ficada para ver se o limitador de carga está ajus
tado para o nível correto. O nível ótimo é com
freqüência ajustado para um valor abaixo da espe-
17.2.7 Inspeção do cesio
Tabela 17.3: Análise de tempo de ciclo para um ciclo de baldada
Tempo para velocidade de carga
Carregamento
Aceleração para velocidade alta
Centrifugação em alta velocidade
Tempo de Irenagem
Dcscarregamenlo
Duração total
Ciclos / hora
Tempo típico Faixa de tempos
em s
4- 12
12- 25
30- 100
5- 40
35 - 100
20- 60
144-212
17- 25
Faixa de velocidades
de rotação em min"'
150-240
1000- 1500
40 - 80
cilicação originai, cni função da natureza da mas
sa cozida sendo processada. É instrutivo também
cronometrar as operações individuais no ciclo de
batelada. Freqüentemente será verificado que uma
das operações em uma ou mais das máquinas está
demorando mais do que deveria, o que pode ser
corrigido pelo ajuste das máquinas pertinentes.
Sc o intertravamento dos ciclos para íinearizar o
consumo de potência estiver incorporado, a taxa
de produção de toda a estação pode ser determina
da pela máquina mais lenta. Uma orientação dos
tempos para cada parte do ciclo é dada na Tabela
17.3.
A aceleração e tempos de frenagem são usual
mente ditados pela dimensão do motor e o tempo
de cemtrifugação. pela pureza da massa cozida e
pureza de açúcar desejada.
17.2.7 Inspeção do cesto
A inspeção rotineira dos cestos das centrífu
gas é vital. Eles estão sujeitos a um número muito
grande de ciclos de tensão e são. portanto suscetí
veis à falha por fadiga. A inspeção dos cestos deve
ser conduzida no mínimo uma vez por ano, por
pessoal experiente e qualificado. Isto requer re
moção do cesto da máquina para inspeção e deve
compreender:
• Teste abrangente de trinca, por inspeção por líqui
do penetrante, partícula magnética ou ultrassom.
• Avaliação da extensão da corrosão e/ou erosão
do cesto.
• O aperto dos anéis, se existentes.
Atenção particular deve ser dada às áreas alta
mente solicitadas, tais como alterações nas se
ções. áreas ao redor dos furos, cantos e conexão
ao eixo. Se forem necessários reparos no cesto,
precisa ser tomado cuidado para assegurar que a
integridade do projeto do ce.sto não seja compro
metida por procedimentos inadequados. O auxílio
dos fornecedores deve normalmente ser conside
rado. Trincas requerem que o cesto seja retirado
de operação.
17.2.8 Misturadores de alimentação
Um misturador de alimentação horizontal c
usualmente instalado próximo às centrífugas, as
quais são alimentadas pelo misturador através de
uma ou mais válvulas. O misturador é agitado
para manter a massa cozida uniforme em consis
tência e prevenir sedimentação de cristal. O agita
dor pode ser um vaso aberto em forma de U ou um
distribuidor pressurizado de alimentação. Em um
caso ou outro, a pressão acima das válvulas de ali
mentação das centrífugas deve ser mantida a mais
constante possível. No caso de um vaso aberto,
um sistema de controle de nível será necessário.
O volume do misturador deve ser tal que quan
do uma máquina é carregada,o nível neste não é
Referências /xíi». .120
17 Separação centrífuga
afetado excessivamente. Ele pode ser dimensiona
do para dar um tempo de residência nominal de 15
a 30 min e um volume de 4 a 8 m-^ por 100 t^^/h de
taxa de moagem. O misturador deve girar a cerca
de 4 min"'. Hiigot (1986:81 1) recomenda que a
velocidade em min"' seja relacionada ao diâmetro
(em m) do vaso pela relação;
3.25
«=—- (17.15)
a
Uma válvula de bloqueio próxima ao misturador
é requerida para cada centrífuga. Quando não em
uso. o tubo de alimentação, da válvula de blo
queio até a máquina, precisa ser esvaziado e limpo
de massa cozida.
17.3 Centrífugas contínuas
As centrífugas contínuas são atualmente usa
das universalmente para processamento de massas
cozidas C e B em fábricas onde açúcar B não é um
Figura 17.7: Corte de uma centrífuga contínua (cortesia
de Thomas Broadbent & Sons)
produto (inal. Elas também são usadtis cm rcíina-
rias se o açúcar produzido for refundido. Um de
senvolvimento mais recente é o uso de máquinas
contínuas em açúcares de alta pureza. Isto não é
amplamente aceito e as máquinas são um pouco
diferentes das centrífugas convencionais. Elas são
tratadas em uma Seção separada (17.3.6).
As máquinas contínuas tem muitas vantagens
sobre máquinas de batelada na produção de açú
cares de baixa pureza:
• Os custos de manutenção são muito menores:
• A capacidade por máquina é mais alta;
• A carga elétrica é constante e um motor menor
pode ser usado:
• Massas cozidas de má qualidade com uma
faixaampla de tamanho de cristais podem ser
processadas:
• A estrutura metálica pode ser projetada para
absorver menos peso e forças de desbalancea-
mento menores:
• Os custos de capital são menores:
• A instalação inteira é muito mais simples.
A propagação da adoção de centrífugas contínuas
começou nos anos 1960. Algumas modificações
significativas aos projetos iniciais foram necessá
rias para alcançar níveis altos do desempenho (Ar-
chibdlíl e McEvoy 1975. Kirhy e Aíhcrion 1974).
Estas modificações incluíram melhoria da drena
gem do mel fazendo mais furos no cesto, elevação
da velocidade, melhorando a lubrificação dos ro
lamentos. melhorando a adição e mistura da água
com a massa cozida e aumentando as linhas de
alimentação e dimensões de válvulas.
17.3.1 Descrição geral
Uma vista transversal de uma centrífuga con
tínua típica é mostrada na Figura 17.7. O ângulo
do cesto é quase sempre 30° embora valores de
28 a 35° ainda sejam vistos em máquinas mais
antigas. A massa cozida é alimentada no centro
do cesto girante através de um tubo estacionário,
com água sendo adicionada como um burrifo no
cone de alimentação ou através de urna "vareta de
lubrificação" localizada no centro da corrente de
massa cozida na válvula de alimentação. Alguns
projetos iniciais tinham a alimentação de massa
17.3.2 Comparação de projetos diferentes
Tabela 17.4: Dclalhcs típicos de centnTujias contínuas
Diâmetro do cesto cm mm
Área de tela em ni-
Potcncia do motor em kW
Velocidade do cesto em rnin '
Força G no topo do cesto
0.9
.■^0
2 .C>()
2 620
1.1
.^7
2 200
2 700
1.4
2 100
2 710
1.7
75
2 000
2 680
1.9
90
1 9(H)
2 620
cozida direcionada ao fundo do cesto por um tubo
de alimentação fora do centro no fundo do cesto.
Estes dispositivos de alimentação são ainda forne
cidos, mas não usados com freqüência. O arranjo
de alimentação no centro permite mistura melhor
do vapor e da água com a massa cozida.
O cesto é acionado pelo fundo por um con
junto de correias cm V em velocidade de até
2300 min"', dependendo do tamanho do cesto e
aplicação da centrífuga. O diãtnetro do cesto na
descarga de açiicar é disponível em tamanhos en
tre 850 e 1600 mm. As centrífugas são suspensas
em montagens antivibração para absorver a vibra
ção causada pelas forças de desbalanceatiiento. As
forças centrífugas são maiores em máquinas con
tínuas que centrifugam massas cozidas de baixa
pureza, na medida em que a separação do licor
mãe é mais difícil. As forças G podem ser tão altas
quanto 3000 no topo do cesto, consideravelmente
maiores do que aquelas em máquinas de batelada.
Os detalhes de centrífugas contínuas de diferentes
tamanhos são dados na Tabela 17.4.
17.3.2 Comparação de projetos dife
rentes
Alimentação e lavagem. A vazão da massa
cozida é controlada pela posição de uma válvula
de alimentação. Esta é usualmente uma válvula
íris, uma válvula de orifício variável que alimenta
um "cordão" constante de massa cozida na máqui
na. O espaço entre a alimentação e a garganta da
centrífuga é normalmente enclausurado para evi
tar a sucção de ar através da máquina. O ar resfria
a massa cozida e pode interferir na descarga de
mel. A centrífuga atua como uma bomba grande e
tem potencial de bombear uma grande quantidade
de ar em velocidades de rotação altas. Isto pode
ter um efeito prejudicial na temperatura na máqui
na {Jiiilienne 1982).
É difícil misturar água ou vapor à massa co
zida. Água e vapor são usualmente adicionados
antes do cone misturador. incorporando uma série
de pinos rodando com o cesto, os quais dispersam
a massa cozida conforme ela atinge a seção rota
tiva e facilitam o contato com a água e o vapor. O
objetivo do cone de aceleração é suavizar a vazão
da massa cozida e distribuí-la uniformemente no
fundo do cesto. Um diagrama de um arranjo típico
é mostrado na Figura 17.8. Uma variação deste
projeto produzido pela BMA chamado distribui
dor "Turbo" distribuidor escalonado coberto por
um capo de vapor, permitindo mais contato entre a
massa cozida e o vapor em cada degrau no cone de
aceleração. Isto é mostrado na Figura 17.9.
Drenagem do mel. É importante drenar mel
para fora da tela o mais rápido possível. Portanto,
é importante que drenagem suficiente seja pro
porcionada, particularmente na parte do fundo do
cesto. Ranhuras para agarrar o mel e furos para
drenar os sulcos precisam ser previstos. Um nú
mero grande (cerca de 100) de furos de 7 a 10
mm são feitos no cesto. Algumas máquinas têm
drenagem na seção do fundo do cesto antes da
seção cônica principal, como mostrado na Figura
17.8.
Tendo removido o mel da massa cozida é im
portante não permitir que o mel contamine o açú
car. Com este propósito, arranjos de vedação di
ferentes são incorporados no topo do cesto. Nem
todos estes arranjos são exitosos.
Referências púft- 520
17 Separação centrífuga
Massa cozida
Vareta de _
iubrificação , Válvula de
alimentação
Kirhy e Gn'i_í> (1986) chamaram
atenção para o •"efeito bule de chá",
que se refere ã tendência do líqui
do aderir-se ã superfície ao invés de
voar para fora como seria esperado.
Foi observado que o mel se arrasta
rá pela lateral do cesto e encontrará
seu caminho no compartimento de
açúcar se o arranjo de vedação não
estiver adequadamente projetado.
Açúcar
Escoa-
mento
de xarope
%
w
CO
^ Cone de
aceleração
Cone de
mistura
Figura 17.8: Arranjo dc alimentação de ma.ssa cozida numa centrí
fuga contínua
Projeto do cesto. Esta é uma
parte importante e a mais crítica do
ponto de vista de projeto mecânico,
devido às altas forças envolvidas.
Os cestos são feitos dc aço inoxidá
vel e podem ser soldados ou fundi
dos. Os procedimentos de fabrica
ção são críticos para garantir que o
cesto tenha integridade estrutural.
Alguns fabricantes oferecem cestos
feitos de aço inoxidável duplex. que
é provavelmente o melhor mate
rial para esta aplicaçãtí. em função
de seu alto teor de cromo conferir
resistência à ctrrrosão por pitting e
A
Figura 17.9: Arranjo de alimentação modificado A Turbo
distribuidor BMA (esquerda) B instalado numa centrífuga
EMA (direita) (cortesia da BMA)
I
17.3.3 Capacidades das centrífugas
porque eles são monos suscelíveis à corrosão sob
tensão. Ao contrário da centrífuga de batclada. é
necessário lixar as telas com firmeza para evitar a
expulsão delas com o ai^iícar pela força centrífu
ga. Um anel de trava no fundo do cesto mantém a
tela no lugar.
Suspensão da centrífuga. Duas soluções
têm sido adotadas para o suporte damáquina. A
maioria das centrífugas incorpora montagens de
suspensão dentro do invólucro, suportando a par
te rotativa. Para uma determinada força de des-
balanccamento. esta solução tem a vantagem de
sujeitar uma massa menor à vibração e permite
que o monitor seja selado no piso. mas aumenta
a amplitude de vibração no cesto. Outra solução
a suspensão do conjunto monitor e o motor. Esta
solução minimiza problemas com a correia de
acionamento.
Dimensão do monitor. Já que foi estabele
cido que a quebra de cristal ocorre quando este
impacta o monitor, a opção de um invólucro maior
está disponível para máquinas que produzem açú
car para pé de magma, uma tarefa que requer uma
distribuição de tamanho de cristal razoável. As
sim, na Alrica do Sul. máquinas produzindo açú
car para magma com um cesto de 850 mm que
normalmente têm um monitor com diâmetro de
1,75 m foram feitas com um monitor de 3 m. De
forma similar, máquinas com um cesto de 1 100
mm foram instaladas com um monitor de 3.2 m ao
invés do diâmetro normal de 1.9 m.
17.3.3 Capacidades das centrífugas
É difícil definir a capacidade de uma centrí
fuga com exatidão, porque há uma compensação
em certo ponto entre capacidade e desempenho.
Uma capacidade maior é possível com uma pure
za de açúcar menor. É possível também para uma
máquina suportar uma alta vazão de massa cozida
pela adição de uma quantidade grande de vapor
e água e sacrificando o desempenho e. levando a
uma elevação alta de pureza. A capacidade deve
ser olhada cm relação a uma especificação par
ticular do desempenho para uma massa cozida
de qualidade especificada (consistência e teor de
cristal). Isto não tem evitado que os fabricantes
definam as capacidades de suas máquinas, que são
usualmente significativamente maiores do que as
obtidas na prática na maioria das indústrias. Na
prática, cada indústria tende a ter seu próprio pa
drão de capacidades das centrífugas com base nas
condições e requisitos locais.
A Figura 17.10 apresenta relações de vazões
de massa cozida para massas B e C baseadas nas
capacidades máximas alegadas pelos fabricantes
(Anon. 2001). Além disso, valores médios me
didos na África do Sul baseados no trabalho de
Sahculeo {\992) são expostos para comparação. As
massas cozidas sul-africanas têm purezas meno-
Projeto elétrico. As centrífugas contínuas
usam um motor padrão, de 30 a 110 kW. depen
dendo do tamanho do cesto. Visto que estas má
quinas aceleram toda a massa cozida até velocida
de alta sem recuperação de qualquer energia con
sumida e induzem a formação de fortes correntes
de ar, a eficiência energética destas máquinas não
é particularmente boa quando comparada a uma
centrífuga de batelada moderna. Em função de
forças C altas serem necessárias em centrífugas
de baixa pureza e devido à vazão de massa cozida
através de cada máquina ser relativamente baixa,
o consumo específico de potência é alto e fica na
faixa de 3 a 10 kWh/tj^,^. Isto depende da força G
e da pureza da massa.
to C; Louisiana
, C: Sahadeo
B: Sahadeo
Diâmetro do cesto em m
Figura 17.10: Taxa de proce.ssamento médio de massa
cozida de baixa pureza em centrífugas contínuas confor
me relatado por fornecedores de equipamentos, comparada
com dados de Sahadeo (1992) e dados típicos de massa
cozida C da Louisiana
Referências pág. 520
17 Separação centrífuga
res e consistências maiores do que massas cozidas
processadas em muitas outras áreas produtoras de
açiicar: em outros países a capacidade das centrí
fugas são muito maiores. Vazões de massa cozida
C alcançadas na Louisiana são mais próximas dos
dados dos fabricantes. Os dados sul-africanos de
monstram uma dependência do diâmetro do cesto
à uma potência de 3.1 para massas cozidas B e 4.4
para C; os dados da Louisiana mostram a mesma
dependência para massas cozidas C.
Várias sugestões para correlações de capaci
dades em função da velocidade do cesto, diâmetro
do cesto, força G, viscosidade da massa cozida,
área da tela e volume do cesto, têm sido feitas para
algumas de.stas ou todas as variáveis. A restrição
na capacidade pode ser devido a alguma outra que
não a máquina, tal como válvula de alimentação
muito pequena, ou suprimento de vapor insufi
ciente ao cesto, ou pode ser devido à especificação
incorreta, por exemplo, um motor muito pequeno.
E provável também que a capacidade seja limitada
pela quantidade e viscosidade do licor mãe em vez
da quantidade de massa cozida.
Considerando a capacidade da máquina ser
proporcional à força perpendicular na tela e à área
da tela, Hugot (1986:801) chegou numa fórmula
para a massa de massa cozida que passa através
de uma máquina:
T -> ^ ■ (^max ~ )w = 2 • c • (O- • — (17.16)
3tana
(17.16)
Usando a abordagem deles, a forma do efeito da
capacidade é determinada por:
m oc (17.19)
\x r
Onde /* é a resistência da tela. Admitindo velo
cidades levemente reduzidas para cestos maiores,
para uma massíi cozida de viscosidade constante,
isto leva a uma dependência numa velocidade de
cesto constante cm relação ao diâmetro de cesto,
à potência 3.2. mais próxima do que é encontrado
na prática.
17.3.4 Telas
As telas usadas em máquinas contínuas são
muito diferentes daquelas empregadas em máqui
nas de batelada c a escolha correta da tela é muito
importante. Em primeira instância, é necessária
uma forma segura de prender as telas, na medida
em que a força centrífuga tenta jogá-las para fora.
Secundariamente, a dimensão da abertura na tela
e a área aberta de tela têm uma influência muito
maior no desempenho. Em terceiro, os cristais es
tão se movendo continuamente através da tela, o
que causa desgaste e requer uma verificação mais
freqüente de suas condições.
O tipo usual de tela empregado é feito por
eletrodeposição de níquel com uma camada de
que é o mesmo que:
m = 2-c-co" • V (17.17)
onde V é o volume do cesto e c é uma constante.
Franzen (1991) propôs que a vazão de massa cozi
da está relacionada com a área da tela A por:
Chapa de meta!
Ã
Camada
fotossensivel
Exposição
Desenvolvimento
fh = c- A- G (17.18)
que implica uma influência muito mais forte da
velocidade. Ambas as relações (17.17) e (17.18)
na prática levam à dependência do diâmetro do
cesto ao quadrado, baseadas em condições ope
racionais típicas para centrífugas de massas de
baixa pureza.
Greig et al. (1992) propuseram um Niimero de
Capacidade para a caracterização de centrífugas.
Conformação
4 I í Preenchimento
5 Eiectro formação
6 Separação da tela
Figura 17.11: Esboço do processo de eleirotbrmação de
íado único
17.3.4 Telas
Tabela 17.5: Detallies dc tcla.s de níqiiel-cromo disponíveis
Dimensão da abertura Espessura da tela Área aberta Aplicação
em mm em mm em %
0.04 X 1.0 4.2 Massa cozida C
0.06 X 2.2 0.30 6.5 Massa cozida B ou C
0.09 X 2..^ 0.28 9.5 Massa cozida A ou B
0.04 X 2.2 0.35 7 Massa cozida C
0.06 X 2.K 0.33 11 Massa cozida B ou C
0.09 X 2.S 0.31 14 Massa cozida A ou B
0.13 X 2.4 14 Contínua de baixa pureza
0.06 X 1.2 0,45 15 Massa cozida B ou C
0.09 X 1.2 22.7 Contínua dc baixa pureza
cromo duro. As leias são feitas com tendas, usu-
almoiUe lendo uma largura de 0,06 ou 0,09 mm.
uma relação entre comprimento e largura ao redor
de 30 c uma área aberta entre 5 e 15 9f-. O pro
cesso de manufatura impõe algumas restrições na
interrelação entre algumas das variáveis, a saber,
largura da tela e dimensão da abertura da fenda.
Conforme a teia é feita mais espessa, a área aberta
se reduz.
Schiommn et al. (1992) dão uma boa descri
ção do processo de manufatura de telas, mostra
do na Figura 17.1 1. A imagem requerida da tela
é desenhada e um filme fotográfico grande é feito
da imagem. Um cilindro metálico cromado é po
lido e revestido com uma camada fotossensível. E
feita uma exposição à luz ultravioleta e a camada
exposta é enxaguada e a emulsão remanescente é
reeozida. A chapa é gravada por corrosão para for-
Xrca dc abertura = ! ■ b
Área asociada com uma abertura = (/+ 2 • ô + /»,)(/' + 2 • Ô +
% área aberta = s—;— HK)
(/ + 2 • 5 + /'J (/) + 2 • 6 + hj
Figura 17.12:Cálculo de área aberta de tela
mar depressões em forma de U que se estendem
para baixo e sob a emulsão. Esta é então removida
e a depressão enchida com resina.
O cilindro é polido para formar a matriz. Uma
tela de níquel é eletroformada na espessura re
querida sobre a matriz em rotação pela aplicação
de uma corrente elétrica através de uma solução
de galvanoplastia. A tela é removida da matriz.
O lado plano é polido e a tela recebe deposição
de cromo-duro em ambos os lados. Este processo
leva a uma tela com aberturas que são divergentes
para assegurar que os cristais não fiquem presos
nas aberturas. O processo de produção precisa ser
muito bem controlado para garantir que a quanti
dade correta de material seja depositada, ou en
tão a largura da fenda é afetada. A ranhura não
é usualmente perfeitamente retangular e algumas
variações em sua largura são comuns. O controle
de qualidade pelo fabricante é crucial.
A Figura 17.12 mostra como a área aberta é
calculada. A área aberta para uma tela com uma
fenda de 0.06 mm é limitada a cerca de 7 % para
uma tela de 0.3 mm de espessura e a cerca de 9 %
com uma ranhura de 0.09 mm. Alguns fabricantes
de telas, atualmente eletro formam a tela nos dois
lados de modo que uma área aberta maior de até
15 % é possível, mas estas telas são consideravel
mente mais caras. As dimensões típicas de telas
disponibilizadas pelos fornecedores são mostra
das na Tabela 17.5.
Uma contratela de fios metálicos trançados é
usualmente soldada ao cesto. A tela de níquel-cro-
mo deve ter rigidez suficiente ou espessura para
Rcfcrêm-iíis pái'. 32ü
17 Separaçao centrífuga
assegurar que ela não assuma a forma da conira-
tela. O efeito disto é a abertura maior de algumas
das fendas, permitindo mais cristais passarem
através dela.
Um desenvolvimento mais recente é uma tela
de aço inoxidável com fendas cortadas a laser. Ela
tem a vantagem de ser consideravelmente mais
dura, pode ser feita com uma área aberta maior,
maior controle sobre a dimensão da ranhura é
possível e ela tem uma vida mais longa iCnnie e
Patino 1995). Entretanto ela é consideravelmente
mais cara. Por esta razão, estas telas não são de
uso universal.
Uma opção adicional que ainda está em fase de
desenvolvimento é o uso de tela de arame com perfil
em cunha (trapezoidal) como usado para peneira-
mento de caldo {Grímwood et al. 2003). Estas teias
são muito mais fortes e menos suscetíveis a danos;
elas podem também ser feitas para serem mais rígi
das, resistentes ã corrosão e à abrasão e com maior
área aberta.
17.3.5 Operação de centrífugas contí-
As recomendações sobre a operação ótima da
estação C destacadas na Seção 18.3.2 contêm al
gumas questões relativas ao desempenho da cen
trífugas C. Estes e outros detalhes são cobertos
aqui.
Monitoramento de desempenho. Payne
(1992) disse: "Em nenhum ponto do processo,
tanto açúcar pode ser perdido tão rapidamente e
com tão pouco aviso". Ele faz um estudo vigo
roso para monitoramento de rotina da temperatu
ra, do tamanho de cristal e do aumento da pureza
através de cada máquina. Medições da pureza do
licor mãe usando um filtro Nulsch devem ser fei
tas tomando-se amostras da massa cozida antes
da centrífuga de modo que a elevação da pureza
através de cada máquina possa ser monitorada.
Não é possível obter o melhor desempenho desta
operação se esta variável importante não for me
dida. A elevação da pureza na centrífuga deve ser
menos do que 3 unidades e preferivelmente menos
do que 2 unidades.
Lavagem. Esta c feita pela adição de água
e vapor. Devido ao tempo curto na máquina, a
dissolução de cristais é baixa. Quanto a água e o
vapor se misturam ct)m o licor mãe para reduzir
sua viscosidade e quanto a água e o vapor na rea
lidade lavam o filme de mel do cristal, não é bem
conhecido.
Em massas cozidas de baixa pureza, é normal
aplicar toda a água na garganta de alimentação,
parte numa "haste de lubrilicação" concêntrica
com a corrente de massa cozida entrando na má
quina (Figura 17.8). A quantidade de água deve ser
medida com um rotâmetro. O vapt)r c usualmente
aplicado através de furos no tubo de alimentação
ao copo de mistura, mas parte pode ser adicionada
num cone de aceleração modificado (Figura 17.9).
Mais água e vapor precisam ser adicionados com
massas cozidas mais viscosas. Vazões típicas de
água são de 20 a 50 kg água/l massa cozida B e 30
a 120 kg água/t massa cozida C. Embora às vezes
o vapor de escape seja considerado mais efeciente
do que vapor vegetal I. isto é normalmente devido
à linha de vapor para as centrífugas estar subdi-
mensionada e uma quantidade maior de vapor de
escape estar disponível, O vapor vegetal I ou o
2 são igualmente aceitáveis. O limite no uso de
vapor é a temperatura do mel saindo da máquina.
Temperaturas maiores promovem melhor sepa
ração do cristal do licor mãe. mas um limite na
temperatura do mel ao redor de 60 °C é recomen
dável. Como vazão de vapor máxima de projeto
na África do Sul adota-se em massa cozida C é 28
kg/t de massa cozida C.
Tamanho do cristal e regularidade. Os cris
tais movem-sc numa camada fina para cima na
tela e cristais subdimensionados têm uma chance
muito maior de passar através da tela numa ma
quina contínua do que numa de balelada. É, por
tanto muito importante controlar o tamanho do
cristal na massa cozida C.
Um sistema para monitorar o tamanho médio
do cristal é necessário, ou um microscópio com
uma escala graduada, ou um sistema fotográfico
ou computadorizado. Porém não é somente o ta
manho médio do cristal que precisa ser monitora
do. mas também a distribuição nos tamanhos de
cristal, ou a fração abaixo do tamanho da ranhura
17.3.5 Operação de centrífuga.s contínuas
da leia. A porcentagem de linos no açúcar é o pa
râmetro mais crítico.
Na África do Sul, as usinas objetivam atingir
uma largura média de cristal de não menos do que
0,12 mm e cm média 0.15 mm. supondo uma lar
gura da ranhiira da centrífuga de 0.06 mm. Notar
que o comprimento pode ser de 1.5 a 2.0 ve/.es em
média, a largura, mas é a largura que determina se
o cristal passará através da fenda da tela da cen
trífuga. Na África do Sul as purezas das massas
cozidas estão abaixo de 50 pontos, mas na Aus
trália, s pureza da massa cozida C é cerca de 65.
Isto torna mais fácil obter um tamanho de cristal
maior, entre 0.28 e 0.3 mm.
Controle da vazão da massa cozida. A vazão
deve ser a mais estável possível e todas as má
quinas devem operar na mesma vazão de massa
cozida. Isto requer uma pressão constante na ali
mentação de massa cozida às centrífugas. Existem
duas opções de controle de vazão das máquinas,
ou regular a posição da válvula alimenladora de
massa cozida e ajustar a quantidade de água para
se obter a pureza correta do açúcar ou para Hxar a
vazão de água e ajustar a vazão de massa cozida
para obter a pureza requerida de açúcar. A regula-
gem do vapor é ajustada para dar uma temperatura
de saída do mel de não mais do que 60 °C. Tem
havido controvérsias sobre o melhor desempenho
obtido operando a máquina em sua capacidade
máxima ou abaixo de sua capacidade nominal.
Payne (1992) e Kirby e Athenon (1974) afirmam
que uma elevação de pureza menor é obtida em
vazões altas da massa cozida, mas Jiilieniic (1982)
mostrou que operando as máquinas em vazão alta
levou a uma elevação maior de pureza; ele mos
trou que a redução da capacidade em 10 a 20
levou a uma redução na pureza do mel de 0,5 uni
dades.
A corrente absorvida pelo motor é diretamen
te proporcional à vazão de massa cozida. Isto é
usado freqüentemente como um meio de controle
da capacidade; a válvula de alimentação é ajusta
da para manter a corrente do motor em um valor
determinado.
Condição da tela. As telas precisam ser ins
pecionadas rotineiramente para verificação de
dano e desgaste. Se a camada de cromo for per
dida. o níquel subjacente desgasta-se muito rapi
damente. O desgaste é visto principalmente logo
acima do anel de trava por onde a massa cozida
flui sobre a tela. A elevação da pureza de Nutsch
através das centrífugas daráuma indicação do es
tado dos furos das telas ou quando telas desgasta
das precisam ser substituídas. Quando as telas são
trocadas, a dimensão das ranhuras nas telas novas
deve ser verificada para ver se elas estão confor
me as especificações. Devido ao conhecimento da
relação entre espessura da tela e dimensão da fen
da. o peso da tela pode ser usado como um meio
rápido de verificação de que as telas atendem aos
requisitos.
Para obter o melhor desempenho. Ninela e Ro
jão (2006) recomendam um programa de geren
ciamento de telas envolvendo inspeções diárias
de tela. remoção e lavagem com solução cáustica
de telas sujas devido ao acúmulo de depósitos e
substituição se o dano for evidente. Se uma tela
precisa ser trocada, um conjunto completo e não
apenas um segmento precisa ser substituído para
preservar o balanceamento. Ninela e Rajoo (2006)
relataram um tempo médio de vida da tela de 6
semanas.
Controle da pureza do açúcar. Se as cen
trífugas estiverem operando eslavelmente numa
vazão constante, há uma necessidade pequena de
ajustar a vazão de água e de vapor. Na prática,
os operadores olham a cor do açúcar para aferir
a pureza. Tentativas de desenvolver um medidor
que possa automaticamente medir a cor no topo
do cesto e controlar a máquina automaticamente
não tiveram sucesso. Isto ainda permanece como
uma oportunidade a ser explorada para reduzir a
supervisão e assegurar operação otimizada em to
dos os momentos.
Jiilienne (1982) demonstrou que um aumento
de 1 unidade de pureza do açúcar levou a um au
mento de 0,1 unidades de pureza do mel. É impor
tante que a pureza de açúcar seja mantida no nível
necessário e que ela não oscile fora de controle.
É recomendável olhar com freqüência o que
está acontecendo na tela usando um estroboscó-
pio. Este pode apontar problemas com a alimen
tação da massa cozida sobre a tela ou problemas
Referências páa. 520
17 Separação centrífuga
com a drenagem ou defeitos na tela. Em algumas
máquinas uma "linha colorida" distinta pode ser
vista no cesto. Uma vazão mais alta ou menos la
vagem de água move a linha na direção do topo
do cesto. Em outras máquinas, "dedos" de massa
cozida são observados, com os dedos movendo-
-se para cima e para baixo no cesto. Estes dedos
podem às vezes ser relacionados com os pinos no
cone de mistura. Qualquer dedo atingindo o topo
do cesto representa massa cozida indo com o açú-
Inspeção do cesto. Os cestos das centrífugas
contínuas devem ser examinados numa base ro
tineira da mesma maneira que para as máquinas
de batelada. Os cestos das máquinas contínuas
não estão sujeitos à mesma tensão cíclica como
os da máquina de batelada. mas giram numa velo
cidade muito maior, quase o dobro da velocidade
das máquinas de batelada. Em ambos os casos a
falha do cesto destruirá a máquina e provocará
grande dano numa fábrica e é uma preocupação
de segurança principalmente. As mesma técnicas
de inspeção aplicáveis aos cestos das máquinas
de batelada aplicam-se aos cestos das máquinas
contínuas.
17.3.6 Centrífugas contínuas para
massas de alta pureza
Por causa das vantagens das centrífugas
contínuas em relação às centrífugas de bate
lada, tentativas tem sido feitas ao longo do
tempo para desenvolver uma máquina contí
nua que possa ser usada para produzir produto
A de alta pureza ou açúcares refinados. Algu
mas destas tentativas são descritas por Good-
acre et al. (1984). O desafio principal foi superar
o problema da quebra do açúcar. Algumas máqui
nas contínuas foram instaladas em massa cozida
A com monitores de 5 m de diâmetro, mas esta
solução não foi bem-sucedida.
Esforços de dois times diferentes na Austrália
resultaram na comercialização de máquinas contínu
as para massas de alta pureza, vendidas atualmente
pela Broadbent e Fives Cail STG. As diferenças
principais em relação às máquinas contínuas para
massas de baixa pureza são as seguintes;
• A incorporação de um delletor de cristal cui
dadosamente conformado para deílelir os cris
tais de açúcar conforme eles deixam o cesto
em rotação. O ângulo de incidência é tal que
os cristais são deílctidos cm uma trajetória
oblíqua. O dcfletor possui uma ftmma tal que
os cristais continuam a "escorregar" para bai
xo no delletor. reduzindo gradualmente a ve
locidade no processo.
• O ângulo do cesto é reduzido a 25". para dar
ao cristal um tempo de residência na tela mais
longo durante o qual se efetua ;t lavagem ne
cessária. O tempo de residência mais longo
é devido à menor velocidade ascendente do
cristal no cesto c também porque o ângulo re
duzido dá uma tela mais longa para o mesmo
diâmetro de cesto {Grinnvood et al. 2000).
• A velocidade c reduzida a menos da metade
da que c praticada em máquinas de massas de
baixa pureza, para um valor entre 700 c 900
min '. Isto é factível devido à natureza menos
viscosa do mel de pureza mais alta. A veloci
dade reduzida auxilia também na redução de
danos ao cristal e permite tempo de residência
de cristal mais longo no cesto. Isto é compen
sado pela força G menor.
Os detalhes das máquinas disponíveis são da
dos por Grci^ c BdoUi (1995) e Griniwood et al.
(2000). Um diagrama de uma máquina contínua
para massas de alta pureza é mostrado na Figura
17.13. Estas máquinas têm sido elicientcs na qua
se eliminação da quebra de cristal, mas requerem
mais água de lavagem. O argumento proposto é
que isto não necessariamente aumenta a elevação
de pureza ou a quantidade de dissolução de açú
car devido ao curto tempo de lavagem no cesto. A
tela usada é similar àquela usada em máquinas de
massas de baixa pureza, mas é possível usar uma
tela com uma ranhura maior (por exemplo. 0.15
mm) e uma área aberta maior em função do maior
tamanho do cristal, como ocorre geralmente em
massas cozidas de alta pureza.
Existem poucos casos onde máquinas contí
nuas substituíram totalmente as de batelada. As
máquinas contínuas são menos capazes de pro
duzirem açúcar a produzirem açúcar consistente-
mente na qualidade especilicada para açúcares de
pol alta em particular (Broadfoot et al. 2002). O
desempenho é mais afetado pelas características
17.3.6 Centrífugas contínuas de baixa pureza
específicas de purga do que em uma máquina de .
O efeito tanto das características da massa cozida
quanto da quantidade de água adicionada é mos
trado na Figura 17.14. Foi demostrado por Broa-
dfooi et ai. (2{)()2} que a quantidade de mel relida
como um filme sobre o cristal, correspondendo
aos dados na Figura 17.14 era 10 g/lOO g açúcar
com zero de água de lavagem, caindo rapidamente
conformo é aplicada água e atingindo uma assín-
lola entre 2 e 4 g mel/100 g açúcar em vazões de
água acima de 6 kg/100 kg massa cozida.
De acordo com Broadfoot et al. (2002), as
qualidades de purga podem ser melhoradas por:
Figura 17.13: Seção transversal de uma centrífuga con
tínua para massa de alta pureza STG (cortesia Fivcs Cai!)
1 Motor de acionamento; 2 Acoplamento do eixo; 3 Entra
da de água de lavagem; 4 Sprays de descarga de açúcar; 5
Defletor de cristal; 6 Cesto; 7 Monitor: 8 Quebra de aglo
merados; 9 Entrada de massa cozida; 10 Válvula; 11 Saída
de mel; 12 Saída de açúcar
• Produção de massas cozidas com um tamanho
de grão grande e uniforme com um mínimo de
cristais finos.
• Produção de massas cozidas bem esgotadas,
porque o teor de sólidos dissolvidos do licor
mãe é menor como resultado.
• Processamento de massa cozida em tempera
turas altas sem resfriamento.
• Condicionamento de massas cozidas por di
luição cuidadosa ou aquecimento.
Na África do Sul. uma máquina contínua em açú
car VHP não conseguiu obter as especificações
de capacidade e pureza ao mesmo tempo - uma
teve de ser sacrificada para alcançar a outra. Uma
máquina com um cesto de 1 100 mm de diâmetro
pôde somente produzir açúcar VHP numa vazão
de massa cozida de 25 t/h ao invés da capacida
de antecipada de 35 t/h (Zondo et al. 1998). O
compromisso entre qualidade do açúcar e a vazão
de massa cozida é tipificada pelos resultados de
Grcig e Belotti (1995) mostrados na Figura17.15.
Todavia, uma máquina numa refinaria provou ser
capaz de obter para alcançar qualidade e capa
cidade (40 t/h) ao mesmo tempo {Moodiey et al.
2004). A temperatura da massa cozida estava alta
(85 °C). o que auxiliou no desempenho. A água
de lavagem aplicada a 2.7 kg/100 kg de massa
cozida estava mais alta do que em máquinas de
batelada da refinaria, que usavam <1 kg/lOü kg e
o teor de umidade do açúcar era o dobro daquele
das máquinas de batelada . A potência consumida
foi muito baixa a 0.48 (kW • h)/tj^,.^.
99,5
E
^ 99.0
s
98,5
97,51
Massa cozida de purga boa
>< Massa cozida de purga ruim
Efeito do aumento da
vazão de massa cozida
0.0 2,0 4,0 6,0 8,0 10,0 12,0 14,0
kg de água de lavagem por 100 kg de massa cozida
Figura 17.14: Dependência da pureza de açúcar na qua
lidade de purga da massa cozida, taxa de alimentaçião de
massa cozida e taxa de aplicação de água de lavagem
Referências páa. 520
17 Separação centrífuga
Açúcar A
Açúcar B
98 98,5 99 99,5 100
Pureza de açúcar bruto em %
Figura 17.15; Relação entre vazão de massa cozida e pu
reza de açúcar numa centrífuga de massa de alta pureza
(Creig e Belolíi 1995)
Valores diferentes de potência consumida por
centrífugas contínuas para massas cozidas de alta
pureza foram citados. Grimwooci et ai. (2000)
apresentaram um número de 0,8 (kW • h)/tp^,^. que
é mais baixo do que os valores relatados para cen
trífugas de modernas e eficientes (Tabela 17.2).
17.3.7 Comparação de centrífugas de
batelada e contínuas para mas
sas de alta pureza
Máquinas contínuas para massas de alta pu
reza têm todas as vantagens das contínuas usadas
em massas de baixa pureza mencionadas anterior
mente quando comparadas a uma máquina de ba-
teladas . O consumo de potência por tonelada de
massa cozida é muito menor do que a usada em
máquinas contínuas para massas de baixa pureza
por causa das velocidades menores envolvidas. O
custo de capital é avaliado ser 65 % de uma má
quina equivalente de batelada. {Grimwooci et al.
2000) e o consumo de potência é tão bom quanto,
ou melhor, do que o alcançado em máquinas mo
dernas de de alta eficiência.
A principal desvantagem é a produção de um
açúcar com teor de umidade muito maior, que
requer consideravelmente maior capacidade do
secador. Esta é uma conscc|ucnciu do tempo de
purga curto e menor força G. Na maioria dos ca
sos há também uma elevação de pureza maior, que
conduz a esgotamento menor. Porém, máquinas
contínuas para massas de allíi pureza sãt) menos
capazes de centrifugar massas cozidas de má qua
lidade c produzir açúcar ainda com a qualidade
desejada, ao contrário do t|uc é possível com mas
sa cozida de baixa pureza.
17.3.8 Centrífugas refundidoras e mis-
turadoras
O açúcar produzido em máquinas contínuas
para massas de baixa pureza é todo refundidoou
transformado cm magma como pé para cozimen
to. Isto é normalmente feito em vasos separados
de dissolução ou afinação de magma. Foi lógico,
portanto, tentar efetuar estes passos na própria
centrífuga, particularmente fazendo uso de parte
da energia contida no açúcar em alta velocidade
saindo do topo do cesto, para facilitar a mistura
do açúcar num fundido ou magma.
O açúcar é contatado com líquido conforme
ele deixa a parte superior do cesto. c|ue ajuda a
reduzir a quebra em caso de misturador e a mistu
ra combinada é coletada num monitor modificado
(Figura 17.16). No caso de uma máquina refundi-
dora, certo tempo de residência dentro do monitor
é permitido. No caso dc uma máquina rcfundido-
ra. contato suficiente para boa mistura é feito no
monitor para que a mistura resultante possa fluir
para um tanque ou bomba, diretamente.
Há uma série de vantagens nesta solução;
• O custo e complicação dc vasos adicionais são
evitados;
• Há uma redução na energia total usada;
• Há uma economia de espaço;
• O transportador de açúcar abaixo das centrífu
gas é eliminado.
Por outro lado. o controle preciso de SDR (Sóli
dos Dissolvidos Refratométricüs) e da temperatu
ra podem ser mais difíceis.
Um desenvolvimento adicional foi a máquina
de dupla cura. incorporando dois cestos rotativos
num único monitor, um sobre o outro. O açúcar
do cesto superior torna-se magma na máquina que
17.4 Reaqiiecimento de massa cozida
Massa cozida
Figura 17.16: Vista esque-
mática de uma centrífuga
contínua com um sistema
misturador incorporado
1 Cesto com inserio de tela;
2 Mancais; 3 Amortecedor
de oscilação; 4 Acoplamen-
to flexível: 5 Alimentação
dc massa cozida: 6 Cone de
aceleração de massa cozida:
7 Monitor; 8 Motor de acio
namento; 9 Dispositivo de
mistura; 10 Saída de magma;
11 Descarga do escoamento
de xarope; 12 Anel de reten
ção de leia; 13 Colar defletor;
14 Labirinto de selagem;
15 Entrada de xarope de mis
tura
é centrifugado uma segunda vez. Os cestos geral
mente têm diâmetros diferentes devido às funções
diferentes. Esta solução não encontrou qualquer
apoio substancial na indústria de açúcar de cana.
particularmente cm função da falta de flexibilida
de operacional.
17,4 Reaquecimento da massa
cozida
A massa cozida tem de estar numa tempe
ratura e consistência ótimas para se alcançar os
melhores resultados na centrífuga. Isto é particu
larmente importante para massas cozidas de bai
xa pureza, por causa da consistência muito alta.
E prática geral ter reaquecedores pelo menos em
massas cozidas C numa usina de açúcar bruto e
em cozimentos de massas de recuperação de baixa
pureza, em refinarias.
17.4.1 Supersaturação do licor mãe
O licor mãe na massa cozida C que deixa o
último cristalizador é geralmente supersaturado.
Na temperatura baixa atingida (cerca de 40 °C). a
velocidade de cristalização é muito lenta. Estima-
-se que neste ponto, a supersaturação seja cerca
de 1,2. É factível, portanto ou adicionar água ou
aquecer a massa cozida para reduzir a supersatu
ração sem nenhuma dissolução de cristal.
Baseado na equação de Charles para a con
centração de sacarose à saturação (equação 18.1).
a relação sacaro.se/água a 40 °C, supondo um co
eficiente de solubilidade de 1,0, é 2,34. Numa su
persaturação de 1.2 a relação de sacarose/água é
Ri'ferêiH Íos páfi. 520
17 Separação centrífugü
2,8. Isto implica que 0.07 partes de água podem
ser adicionadas a cada parte de sacarose. Baseado
numa pureza real do licor mãe de 35. isto significa
que 2 kg de água podem ser adicionados a 100
kg de licor mãe. Alternativamente, a temperatura
pode ser elevada de 40 para 57,5 °C para reduzir a
supersaturação do licor mãe a zero. Payne (1959)
defende aquecimento a 55 °C.
A diluição e o aumento da temperatura têm
o efeito de reduzir a consistência da massa cozi
da. Porém, a diluição de massa cozida é a opção
menos favorável, porque é extremamente difícil
misturar água e massa cozida e há um risco subs
tancial de dissolver parte dos cristais no proces
so. A opção de aquecimento da massa cozida é
preferida e é muito mais fácil de controlar com
pequeno risco. Há uma referência na Seção 16.1.4
que mostra que a consistência da massa cozida é
reduzida pela metade para cada 9 °C de aumento
na temperatura.
O aquecimento da massa cozida de 40 paru
57,5 °C reduz a consistência por um fator de qua
se 4. o qual tem um efeito muito significativo na
operação de centrifugação. Adicionando a quan
tidade de água mencionada acima, considerando
que ela possa ser misturada sem dissolução de
cristal, baixa o Brix do licor mãe por cerca de
1.9 unidades, o que pela Seção 16.1.4, significa
que a viscosidade será reduzida por um fator de
cerca de 2, isto é, não é tão eficiente quanto o
aquecimento.
17.4.2 Requisitos de área do
reaquecedor
A taxa de transferência de calor para a massa
cozida fria é baixa, portanto o reaquecedor tem de
ter uma área substancial para a tareta. E vital tam
bém assegurar que não ocorra superaquecimento
localizado, ou ocorrerá dissolução de cristal. Isto
significa que é essencial uma baixa temperatura
de aproximação (diferença entre as temperaturas
saída da água e da massa cozida), que também
leva à necessidade de uma áreagrande. Payne
(1959) recomenda que a temperatura da água de
reaquecimento não deve mais do que 2 "C acima
da temperatura de saturação. Ness (1981) sugere
que a temperatura da água deva estar na laixa en
tre 60 e 63 °C. de modo que a temperatura da água
não seja mais do que 2 a 3 "C acima da temperatu
ra de saturação. Foi comprovado que letnperaturas
de água acima desta faixa levam a elevações de
pureza do licor mãe. indicando dissolução de cris
tal significativa.
Com as taxas de transferencia de cali>r baixas,
da superfície de aquecimento para a nuissa cozi
da. superfícies de aquecimento aletadas podem
ser vantajosamente usadas. Usando a equação
(16.22). pode ser demonstrado que aletas quadra
das de 3 mm de espessura c, 1 20 mm de lado num
tubo de 50 mm fornecem eíiciências de aleta na
faixa dc 0.85 a 0.9. Aletas maiores na extremidade
fria do aquecedor são factíveis, com uma aleta de
240 mm. 5 mm de espessura dando eíiciências de
aleta dc 0.7 a 0.8.
Os valores do coeficiente de transferência de ca
lor em reaquecimento de massa cozida C relatados
na literatura são apresentados na Tabela 17.6. Estes
cobrem uma faixa ampla de gcomeirias diferentes
de aquecedores de tubos aletados estáticos. Tanto
Rouillanl (1977) quanto Ness (1981) demonstra
ram que o coeficiente dc transferência de calor é
maior para velocidades maiores dc massa cozida.
A carga térmica Q é calcuhida a partir da va
zão da massa cozida /?í^, e a alteração na tempera
tura requerida, de acordo com a equação seguinte:
(17.20)
Para propósitos de projeto a diferença de tempera
tura de 20 °C c razoável e o valor da capacidade
específica de calor calculada pela equação (9.10)
da Seção 9.1.3 dá um valor para o c,, = 1.4 kJ/(kg •
K). As vazões de água e massa cozida são arranja
das para ser em contracorrente e a área requerida
é calculada de:
Q = k A
Ar, - Ar,
ln(A/,/A/,)
(17.21)
É necessário usar uma diferença logarítmica de
temperatura, conforme mostrado na equação
(17.21). A/| e A/, são as diferenças de temperatura
entre a massa cozida e a água. Usualmente a vazão
de água é alta o suficiente para haver alteração pe
quena na temperatura de água. mas uma queda de
poucos graus é esperada.
17.4.3 Tipos de reaquecedor
Tahcla 17.6: Coclicieiuos de iransfcrência de calor para rcaquccinicnU) de massa co/ida C
/?oj//7/íírí/(iy75)
Kirby el al.(l976)
Nt'.v.v(Í98l)
Forzíini et al. (1987)
Giaunaniíclo el al. (2()()())
Cocficienies de transferência
em W/(m- • K)
5- 13
25-35
10-40
19-22
31-78
Comentários
Valores maiores para tubos escalonados
Variações de temperaturas e vazões de massa cozida
Dependência da velocidade da massa cozida
Tubos quadrados e aletas de 50 mm
Sem aletas nos tubos; alta temperatura de água 75
Visto que há uma alteração muito grande no
coeficiente de transferência de calor através do
reaquecedor. é mais correto admitir esta alteração
pelo uso da equação (9.7) da Seção 9.1.2;
Q = A-
k, - AT, - A-, AT,
ln(A-, • A7;/A-, AT.)
O emprego da equação (9.7) com k^ e k^ tendo
valores de 10 c 30 na entrada e saída de mas
sa cozida, respectivamente, em vez do uso da
equação (17.21) com um valor médio de k de 20
W/(m- • K), leva a uma estimativa de área menor
em cerca de 10 %.
Em vista da incerteza no coeficiente de trans
ferência de calor, este refinamento pode não ser
justificável.
As áreas dos reaquecedores instalados nas
usinas sul-africanas estão em média entre 5 e 6
m- para cada tonelada de cana processada/h. Es
tes projetos estão baseados numa temperatura de
aproximação muito pequena, geralmente de cerca
de 2 °C. Um valor de 4.5 m- parece adequado para
a área instalada. Em outros países a temperatura
de aproximação é maior, levando a necessidade de
área menor.
17.4.3 Tipos de reaquecedor
Duas soluções para reaquecimento de massa
cozida C têm sido adotadas, aquecimento por re
sistência elétrica direta e por água num trocador
de calor. O reaquecimento elétrico não tem sido
bem sucedido por causa da dificuldade no atingi-
mento de aquecimento uniforme. O processo de
aquecimento elétrico é essencialmente instável e
não é autorregulado. A resistência da massa co
zida se reduz conforme a temperatura se eleva: o
resultado é que se ocorrem regiões de altas tem
peraturas localizadas mais corrente flui através
da massa cozida mais quente e preferencialmente
aquece a massa cozida quente em vez da fria. O
aquecimento com água é menos problemático e é
o preferido.
O conceito de reaquecedor individual elétri
co em cada máquina é intrinsecamente atraente.
Contudo, sistemas de aquecimento com água são
todos planejados para aquecer a massa cozida
como uma corrente simples antes da divisão para
as centrífugas individuais. Os reaquecedores são
essencialmente de dois tipos - reaquecedores de
serpentinas Stevens e de tubo aletado.
Serpentinas Stevens. Este sistema asseme
lha-se a um cristalizador de resfriamento com
água quente nos elementos rotativos. Geralmen
te não é possível ler áreas de aquecimento altas
com este equipamento, o que significa que tempe
raturas de aproximação maiores são necessárias.
Em função da velocidade relativa maior entre a
superfície de aquecimento e a massa cozida, uma
temperatura um pouco maior pode ser tolerada.
Eles têm geralmente sido abandonados em favor
de reaquecedores de tubos aletados estacionários.
Entretanto eles têm a vantagem de proporcionar
certa agitação da massa cozida, que é um método
mais eficiente de transferência de calor em massas
cozidas do que a condução.
Reaquecedores de tubos aletados. De modo
a alcançar as temperaturas de massa cozida ne-
Referèncids páfi- 520
n
CDCDCiaCDC^CDI
IC3Ç3Ç3Ç3Ç3Ç3
íC3c3c5c3c5c3
CpC^nCDCUC^I
1Ç3Ç5C3CHC3C3
■□□□□aaaaaaao
□□□□□□□□□□□□I
■□□□□□□□□□□□□
!□□□□□□□□□□□□
□□□□□□□□□□□□I
17.4.4 Perda de carga em reaquecedores tubulares
cessárias sem c|uaU|ucr dissolução de cristal, a
temperatura da água tem de ser mantida baixa e
prefcrivclmentc não maior do que a temperatura
de saturação do licor mãe. Assim o Al é baixo e a
área precisa ser grande. Isto é conseguido usando
aletas nos tubos cm que a água de aquecimento
circula. Projetos iniciais (i/.eram uso de um eco-
nomizador de tubos aleiados Crcens. que foi a
seguir desenvolvido por Tale e Lyle para esta apli
cação c se tornou reaquecedor Green-Smiih.
O projeto mais comum c o mais usado na Áfri
ca do Sul. emprega um banco de tubos horizon
tais. A massa cozida tlui verticalmente na ascen
dente através do reaquecedor. em cujo caso as al
terações de densidade com a temperatura ajudam
no intento de obter um lluxo uniforme através do
reaquecedor e desencorajar "caminho de rato", ou
seja, o encontro de um caminho preferencial atra
vés do reaquecedor. As aletas são maiores e mais
espaçadas nas poucas tileiras de tubos no fundo
do reaquecedor. onde a massa cozida está mais
Iria e mais viscosa. O tamanho das aletas e seus
espaçamentos reduzem-se no reaquecedor acima.
As aletas são escalonadas para evitar caminhos
preferenciais através do aquecedor e melhorar a
mistura e transferência de calor. Um diagrama é
dado na Figura 17.17.
A prática australiana prefere o lluxo descen
dente através do reaquecedor. Isto causa mais
problemas, com materiais estranhos entupindo as
superfícies aletadas superiores ; com o fluxo do
lundo para cima materiais estranhos pesados se
dimentam-se no fundo. Isto é freqüentemente um
problema para as bombas de liquidação no tinal
da safra.
A área necessária pode ser calculada a partir
da carga térmica e das equações de transferência
de calor(17.20)e(17.21).
E essencial que seja alcançado bom contato
entre os tubos e as aletas, ou estas serão inefi
cientes. Isto é atingido por soldagem das aletas
no tubo ou aplicando as aletas com pressão sobre
o tubo com uma borda interna estendida apertada.
Galvanizando os tubos mais as aletas após a ane-
xação destas aos tubos pode auxiliar em garantir
bom contato. Os tubos de água devem ser man
tidos curtos o suficiente de modo que a força da
massa cozida não os entorte. As aletas são geral
mentequadradas, com uma dimensão lateral entre
120 e 240 mm. feitas de aço com espessura de 3 a
5 mm. Os passos das aletas variam entre 19 e 50
mm. Aletas e passos maiores são às vezes encon
trados na parle mais fria do reaquecedor. aletas
menores e agrupadas mais próximas, nas regiões
mais quentes.
Um novo projeto de reaquecedor incorporan
do tubos aletados verticais com aletas dispostas
ao longo do tubo em vez de transversais ao tubo
foi reportado (Gihhon e Moor 2002). Detalhes são
mostrados na Figura 17.18. A vazão da massa co
zida é paralela aos tubos. Isto permite um projeto
compacto e boa relação custo-bcneffcio com um
pequeno espaço requerido, mas nenhum dado do
de.sempenho foi publicado. O possível ponto fra
co deste projeto reside no fato de que não há me
canismo para distribuição do calor numa direção
transversal à direção do fluxo.
Conforme salientado na seção relacionada à
transferência de calor em cristalizadores verticais
(Seção 16.3.2), o numero de Pratidrl da massa co
zida é muito alto, implicando que a transferência
de calor por condução seja baixa e um método
de mistura da massa cozida em ângulos retos à
direção de fluxo é desejável. Em reaquecedores
aletados convencionais, a divisão do fluxo ao re
dor dos tubos e aletas, ao menos parcialmente,
desempenha esta função. Isto é confirmado pela
observação de Roíiillard (1977) que tubos escalo
nados dão um coeficiente de transferência de calor
17.4.4 Perda de carga em reaquecedo
res tubulares
Uma seção transversal grande é normalmente
admitida para manter a perda de carga em níveis
razoáveis. Porém a perda de carga através dos ele
mentos é também um recurso para conseguir uma
velocidade uniforme através do banco de tubos
sem curto-circuito. Se for necessário bombear a
massa cozida como uma conseqüência do layout
da planta, isto é preferencialmente feito após o re
aquecedor onde a massa cozida está mais quente
e menos viscosa.
Referências pág. 520
17 Separação centrífuga
Rouillard (1977) demonstrou que a equação
de Hagen-Pouiseuille para fluxo laminar da lei
de potência dos fluidos dada na equação (16.13)
pode ser usada para calcular a perda de carga em
reaquecedores também, mas com uma constante
1,5 vezes maior, isto é, um valor da constante de
48 não 32. Esta diferença é atribuída ao fato de
que o curso do fluxo é mais longo do que apenas
a profundidade do banco de tubos. Esta equação
simplificada para mostrar a dependência da perda
de carga H nas variáveis é apresentada abaixo:
(17.22)
-P
Nesta equação, d^é o diâmetro hidráulico (4 ve
zes o volume de canais/superfície molhada) e n
o índice de vazão. A velocidade real u através do
espaço vazio é maior do que a velocidade superfi
cial por um fator l/e, onde a fração de vazio e tem
um valor ao redor de 0,8 a 0,9. Isto mostra que a
perda de carga é maior com um reaquecedor mais
longo, uma consistência de massa cozida maior e
uma velocidade maior e um diâmetro equivalente
menor (área de fluxo).
Com o projeto mostrado na Figura 17.17, foi
demostrado que uma velocidade superficial abai
xo de 0,9 m/h é satisfatória, mas valores maiores
podem ser possíveis, dependendo das condições.
A experiência australiana admite uma velocidade
superficial de 2,4 a 3,6 m/h, embora Forzatti et al.
(1987) relatem velocidades superficiais, de 1,4 a
2,1 m/h.
17.5 Refundidores e misturado-
17.5.1 Projeto de refundidores
Dependendo do sistema de cozimento ado
tado, parte ou todo o açúcar B e C precisa ser
rcfundido. Os requisitos de um refundidor suo
proporcionar tempo de residência sulicieiite para
ocorrência da dissolução e agitação do conteúdo
para promover a dissolução e garantir que nao os
sólidos não decantem. O rcfundido tem também
de ser produzido com conteúdo especificado de
sólidos dissolvidos c temperaturti, constantes.
Existem duas soluções básicas para o equipa
mento de dissolução de açúcar. A solução mais
comum tem sido o uso de um vaso cilíndrico ho
rizontal. com um agitador rotativo conccntrico
ao casco do dissolvcdor. Conforme mostrado na
Figura 17.19, açúcar e o líquido de dissolução,
ou água ou caldo clarificado, são adicionados
numa extremidade e o licor fundido transborda
na outra. O controle preciso de sólidos dissolvi
dos e temperatura é difícil. A segunda solução e
usar vários tanques menores em série, que podem
ser compartimentos no mesmo vaso. Um esboço
de um arranjo como esse é mostrado na Figura
17.20. Os agitadores com entrada na parte supe
rior têm a vantagem da eliminação de vazamentos
das vedações e da manutenção dos selos. O con
trole da temperatura e do teor de sólidos é ledo
Açúcar C Água
e magma B quente
Acionamento
10 min"' Agitador
rotativo
Dreno Válvula de dreno
Sistema de aquecimento
de injeção direta
Figura 17.19: DissoWedor
dlíndrici) de açúcar B c C
17.5.2 Detalhe.s de misturadores de magma
Vista em planta
Vista lateral
Adição . ' 'M O ̂
de agua Cx. —
Entradas^
de açúcar ^ t
de vapor
dp.-^r dbr
Figura 17.20: Dissolvedor muUi-
lanque para açúcar de baixa pureza,
mostrando quatro tanques em série
no primeiro compartimento e os compartimentos
subsequentes proporcionam o tempo de residência
para ocorrer a dissolução. Os compartimentos. pe
quenos quadrados, na Figura 17.20. tornam possí
vel adequar a geometria da estação de centrífugas
pelo arranjo dos compartimentos numa forma a
minimizar custo e promover operação e manuten
ção facilitada. Mais detalhes destes dois tipos de
dissolvedorcs são dados na seção de dissolvedores
de refinaria na Seção 22.1.
Para dimensionar o dissolvedor. a velocidade
em que os cristais se dissolvem precisa ser conhe
cida. Geralmente é aceito que a taxa de dissolução
seja algo entre 3 e 10 vezes a taxa de crescimento
dos cristais de açúcar. A taxa de crescimento de
cristais de açúcar em cozimentos de grau baixo
é cerca de 3 mm/h. Um ensaio simples feito num
laboratório de Tongaat-Hulett mediu o tempo to
mado para cristais de 0.9 mm dissolverem-se a
70 °C numa quantidade de água para dar um teor
final de sólidos dissolvidos de 70 g/100 g solução.
Cinco ensaios deram uma média de 4,6 minutos,
indicando uma taxa de dissolução de 12 mm/h.
que parece razoável ã luz das taxas de cristali
zação.
As dimensões dos açúcares B e C são usual
mente menores, particularmente após quebra do
cristal em centrífugas contínuas. Em geral, um
tempo de residência nominal de 15 a 20 minutos
é necessário para refundidor operando a 70 SDR
(Sólidos Dissolvidos Refratométricos) e 70 °C.
para levar em conta características de fluxo não
ideais do dissolvedor. O tempo para alcançar dis
solução completa é reduzido a temperatura maior
e com menor teor de sólidos dissolvidos. Uma tela
é necessária na saída para reter matéria estranha.
17.5.2 Detalhes de misturadores de
magma
Um misturador pode ser qualquer vaso em que
açúcar e água ou caldo clarificado são misturados
juntos. O tamanho não é crítico, com a única exi
gência sendo um produto consistente numa densi
dade controlada.
Refeiências pãg. 520
17 Separação centrífuga
Em vez de ler um misturador separado, pode
ser feito uso da rosca transportadora abaixo das
centrífugas como um vaso de mistura. Se neces
sário, um vertedor pode ser montado numa extre
midade para assegurar que haja volume de magma
suficiente para se obter qualidade consistente.
Hugot (1986:812) fornece critérios para o pro
jeto de uma rosca transportadora para este caso. O
passo da rosca p deve ser 0.7 • d . onde í/ é o diâ
metro da rosca. A velocidade n está normalmente
na faixa de 10 a 40 min"', ou pode ser calculada
de:
n = — (17.23)
d
O volume transportado pela rosca é dado por:
V = &ò-c ■ n - p- ̂ ̂ —Al-c-n-p-d' (17.24)
4
Nesta equação, c é uma constante introduzida para
contabilizar o fato de que o vaso não está cheio (o
nível não deve ser acima do nível do eixo) e o fato
de que o material não avança a distância completa
p numa única rotação. Hugot sugere que c lenha
um valor entre 0,15 e 0,2 no caso de uma rosca
transportadora de fita e 0,25 a 0,3 no caso de uma
rosca maciça.A potência absorvida para uma ros
ca transportadora de comprimento / em m pode ser
estimada de:
Rotação
Figura 17.21: Seção transversal de vaso de magma abaixo
das centrífugas de grau baixo
P= I.l5 í/' •/ (17.25)
A potência instalada precisa levar em conta as
eficiências do acionamento.
Um croqiii de um vaso típico suportado pelo
fundo da estrutura metálica da centrífuga é mos
trado na Figura 17.21 . Este croqui apresenta pás
no rotor. que devem substituir a rosca de fita na
última parte do vaso antes do vertedor de trans
bordo. O espaçamento entre o elemento rotativo e
o vaso deve ser cerca de 5 mm.
17.5.2 Detalhes de misturadores de masma
Internationai Journal for
Agriculture, Technology,
Chemistryand Economy
of the
Sugar Industry
as well as the
Cültivation and Processing of
Renewable Raw Materiais
SUGAR INDUSTRY / ZUCKERINDUSTRIE has
foilowed for more than 130 years develop-
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and related areas ali over the worid. Original
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17 Separaçao centrífuga
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TECNOLOGIA BRITÂNICA DO SEU PARCEIRO LOCAL E GLOBAL
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ner>'. Proc. Sugar liid. Tcchnol. 63. 2(W-226,
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plicd to seleciioii oi" A centrifugals. Pri>c. S. Afr. Sugar Caiie
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centrifugai at Daniall. Proc. S. Afr. Sugar Cane Tcchnol. 72.
210-214.
um Olho Inteligente
sobre a sua produção
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Controla o crescimento ijos cristais V
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18 Esgotamento do melaço
A perda de açúcar no mel final é geralmente
a maior perda de sacarose sofrida por uma usina
de açúcar. Tanto a quantidade quanto a pureza do
mel final contribuem para a perda de sacarose no
melaço. A quantidade de nãosacarose entrando na
fábrica no caldo bruto e a produção ou eliminação
da não sacarose durante o processamento afeta
rão a quantidade de mel produzida. A natureza e a
composição da nãosacarose inlluenciarão a solu-
bilidade da sacarose no mel e consequentemente,
a pureza.
Nas baixas purezas consideradas, pol e Brix
não são quanlificadores confiáveis de sacarose e
substância seca em solução. As medições normais
usadas num laboratório de usina de açúcar não
são suficientemente precisas nas purezas baixas
de mel final para dar uma estimativa confiável do
esgotamento do melaço. Por esta relação, méto
dos cromatográficos de medição do teor de açúcar
no melaço são freqüentemente usados, por darem
respostas precisas e confiáveis.
O espectro dos componentes não sacarose em
melaço de cana é diferente daquele encontrado
no melaço de beterraba e o trabalho feito no es
gotamento do mel de beterraba, geralmente não
é aplicável numa usina de açúcar de cana. Uma
pesquisa abrangente do trabalho feito tanto na in
dústria de beterraba quanto na de cana é dada por
Decloiix (2000).
18.1 Esgotabilidade do melaço
18.1.1 Solubílidade do açúcar no me
laço
A quantidade de sacarose em solução é bas
tante afetada pela quantidade de água contida na
massa cozida ou melaço. A substância seca ou
Brix maior da massa cozida C maiores sempre
conduzirão a uma pureza de mel final menor. O
fator limitante é a viscosidade da massa cozida.
A relação não sacarose/água é um número útil na
consideração do esgotamento. A vantagem desta
medição é que é a mesma para massa cozida e li
cor mãe.
A temperatura é sem dúvida um fator - quanto
mais frio o líquido, menor a concentração de sa
carose e a pureza. Lionnet e Rein (1980) mostram
que o resfriamento da massa cozida de 45 para 40
°C leva a uma redução de 1 unidade na pureza de
equilíbrio do mel final. Esta dependência da tem
peratura à solubilidade é consistente com o que
pode ser esperado da dependência da temperatura,
por uma solução pura de sacarose.
Além da temperatura, a solubilidade da saca
rose no mel final depende de seus demais compo
nentes. Em geral, os monossacarídeos ou açúcares
redutores reduzem a solubilidade da sacarose, en-
Referêitcieix pág. 534
18 Esgotamento de melaço
quanto a cinza aumenta a solubilldade. Os com
ponentes de cinza são reputados como sendo mais
melassigênicos, ou seja, eles têm uma tendência
maior em aumentar a perda de açijcar no mel fi
nal, porque aumentam a pureza de equilíbrio. Em
fábricas de açúcar de beterraba e de cana, tem sido
geralmente aceito que o potássio e o sódio são
consideravelmente mais melassigênicos do que o
cálcio e o magnésio.
Entretanto, Sahcideo (1998) provou que o
sódio é o elemento mais melassigênico, seguido
pelo cálcio e magnésio, com o potássio sendo
menos melassigênico. Visto que o potássio é fon
mais abundante no melaço, esta descoberta é im
portante.
A equação de Charles (1960) é comumente
aceita como representando adequadamente a so-
lubilidade da sacarose em soluções puras:
64,397 0,0725\-t + 0,002057■ r 9,035-10 " ■
(18.1)
também citadas como sendo dependentes da relação
açúcares reduiores/cinza e ou temperatura. Uma com
paração destas eciuações está apresentada na Figura
18.1. com cada equação mostrada cobrindo a faixa de
relações de não sacarose/água para íi t]iial a relação
foi estabelecida. Onde as et|uações requerem, os va
lores das razões de açúcares rcdutores/cinza (ou ino-
nossacarídeo/cinza) e temperatura são ajustados para
1.0 e 50 "C. respectivamente. Os valores de CS são
menores do que a unidade em valores baixos na rela
ção de não sacarose/água. indicando que a sacarose é
menos solúvel numa solução impura do que numa so
lução pura de sacarose. Porem, cin valores maiores de
'^/nsav tlc 3 ou 4. a sacarose aparenta ser mais
solúvel em solução impura. Vavrinecz (1978/79) pu
blicou uma equação derivada de estudos em açiicar
de beterraba, a qual representa a forma desta relação:
CS = m ■ +h-^(\-b)- exp(-c ■ ) (18.4)
Entretanto, os valores das constantes para cana
onde é ag de sacarose/100 g solução na tem
peratura de saturação na temperatura t em °C. Em
várias publicações, o primeiro termo nesta equa
ção é relatado como 64,407, o que é incorreto.
A solubilidade de sacarose é geralmente re
presentada em termos de uma relação de .sacaro
se/água, ao invés da fração de massa utilizada na
equação (18.1). A relação entre a relação sacaro
se/água e Wj, para soluções de sacarose pura é:
^SAV.p 100 - tVç (18.2)
O coeficiente de solubilidade é definido como a
relação entre a solubilidade do açúcar na solução
impura e a solubilidade na solução pura de saca
rose. O coeficiente tem sido avaliado para massas
cozidas de grau baixo por vários pesquisadores,
mas não há variação significativa entre os dife
rentes resultados publicados. O coeficiente de
solubilidade CS é definido em termos da relação
sacarose/água <7s/w
CS = ^ (18.3)
(/sAV.p
As equações propostas para CS por vários pesquisado
res diferentes são todas citadas como uma função da
relação de não sacaro.se/água e geralmente são
Relação (de não sacarose/água
Figura 18.1: Correlações propostas por diferentes pesqui
sadores para o coeficiente de solubilidade em soluções de
açúcar de cana (onde as equações de correlação a reque
rem. a temperatura é especificada como 50 "C e ou
7rs/a=
\ Batwrham et ai. (1974); 2 Maudur-
bocus e Whilc (1978); 3 Broadfoot e Slciiidl
(1980); 4 Lionnel e Rein (1980): 5 Roín-
llord (1980): (■) RoídIUird {1980); 7
Broadfool (1984); H SieindI et ai. (2001);
9 Equação (I 8.5)
18.1.2 Ensaiü.s de esgotamento em laboratório
são muito dircrenies daqueles aplicados para be
terraba. Esta equação e independente da tempe
ratura. Os valores das constantes propostos por
Steincíl et al. (2001) para melaço de cana são:
m = 0.011 -h 0.00046 • i
b = 0.670 + 0.0021 • / - 0.007 .
c = 0,540 0,0049 ■ t
Isto introduz o eleito da relação de açúcares redu-
tores/cinza que conduz a valores menores
de CS em valores maiores desta relação. Entretan
to com os valores de SieintJI para as constantes,
o efeito da relação monossacarídeos/cinza
é muito baixo. O uso destas relações rende valo
res baixos de CS em temperaturas baixas, o que
c oposto ao efeito exposto por RoniUard (1980).
O efeito da temperatura nos valores de CS no mel
de cana é, portanto incerto. Considerando assim
que CS é independente da temperatura, a equação
de Vavrinecz (18.4) com os coelicienles dados
abaixo parece mais apropriada, fornecendo valo
res levemente maiores de CS em valores de í/^sav
maiores e demonstrando uma dependência apro
priada em
CS = 0,14 • + /, + (1 - /,). exp (-0.4 ■ )
(18.5)
onde h = 0.45 - 0.20 • equação é mos
trada também na Figura 18.1.
18.1.2 Ensaios de esgotamento em la
boratório
Vários pesquisadores têm se dedicado a inves
tigar em qual a amplitude a pureza do mel final
pode ser reduzida. Estes estudos envolveram a
velocidade em que a cristalização ocorre para re
duzir a pureza e o limite de solubilidade que defi
nem, em última análise, a menor pureza possível.
Esta é às vezes referida como pureza de equilí
brio, isto é, a pureza atingida uma vez que tempo
suficiente tenha decorrido de modo que a satura
ção seja atingida e não ocorra mais cristalização.
A pureza de equilíbrio pode ser alcançada de
duas formas: primeiro, pela adição de um excesso
de açúcar fino e permitindo à cristalização conti
nuar por um período ampliado, ou segundo, pelo
aquecimento de uma amostra de massa cozida até
que os cristais comecem a se dissolver.Lionnet e Rein (1980) realizaram uma investi
gação abrangente sobre a esgotabilidade da massa
cozida C. Os ensaios envolveram alteração das
condições numa base experimental planejada e o
processo de cristalização foi modelado matema
ticamente. Estas pesquisas envolveram medições
de sacarose e monossacarídeos na massa cozida
C por CG (cromatografia gasosa) para o primeiro
período.
As relações de solubilidade estabelecidas cor
responderam aos ensaios de esgotamento de me-
laços descritos por Rein e Smith (1981). baseados
em ensaios de concentração abordando o equilí
brio sobre um período de tempo ampliado. É reco
nhecido que o esgotamento é muitas vezes limita
do pela inaptidão dos equipamentos da fábrica em
absorver massas cozidas de viscosidade alta; Rein
e Smith (1981) demonstnu-am que nenhuma melhoria
na pureza do mel foi alcançada numa viscosidade do
licor mãe acima de cerca de 300 Pa • s. Foi estabele
cida uma relação muito forte entre a relação não
sacarose/água e a viscosidade.
Um trabalho feito na Austrália usou uma
abordagem diferente elevando da temperatura
da massa cozida C em laboratório até observar-
se que os cristais de sacarose começavam a se
dissolver. Considera-se que medir o equilíbrio
a partir de uma condição subsaturada propicia
um conhecimento mais próximo a da pureza de
equilíbrio real do que tentando medir o equilíbrio
pelo resfriamento em Brix alto quando as veloci
dades de cristalização são muito lentas (Miller e
Wri^lit 1977). Porém os métodos de medição pa
recem introduzir mais incerteza do que o método
experimental empregado.
Miller Qi al. (1988), entretanto mediram o es
gotamento por resfriamento. Eles verificaram que
são necessárias no mínimo 48 horas para atingir
uma condição de virtual equilíbrio. Visto que o
teste padrão deles estava acima de 24 h. Miller
et al. (1988) definiram "purezas esperadas" de
melaços que podem ser atingidas sob duas vis-
cosidades de licor mãe diferentes, a saber, 100 e
250 Pa • s no fim de um período de resfriamento
a 50 °C. Eles mostraram que acima de 250 Pa • s
há redução pequena na pureza de mel alcançada
e que esta condição limitante aproxima-se a uma
relação de não sacarose/água de cerca de 4.
Referências pág. 534
18 Esgotamento de melaço
Testes de esgotamento efetuados no Audubon
Sugar Instituie {Rein et al. 2002) enfatizaram a
importância de concentrar a massa cozida até o
nível mais alto possível antes dos crislalizadores
para sealcançar bom esgotamento. Estes ensaios
mostraram que a meta de pureza sul africana de
pureza é alcançada num valor de = 4. o que
concorda bem com os valores obtidos no trabalho
feito por Rein e Sniith {1981) e os valores forneci
dos por MiHer et al. (1988).
Na próxima seção é enfatizado que os méto
dos de análise têm um efeito grande nos cálculos,
porque valores de pol e Brix desviam dos valores
reais de sacarose e substância seca, mais acen-
tuadamente em produtos de pureza baixa como
massa cozida C e mel final. Considerando-sc mel
final, precisa ser computado a partir dos va
lores de sacarose real e substância seca. ou serão
calculados valores altos, fora da realidade.
18.1.3 Equações de meta de pureza
para esgotamento do melaço
Para avaliar o grau alcançado de esgotamen
to do melaço, é necessária uma referência. Esta
referência está geralmente disponível na forma
de uma equação de "meta de pureza". Uma série
de equações diferentes de meta de pureza foram
propostas ao longo dos anos. Essencialmente elas
foram derivadas a partir de ensaios de laboratórios
em várias amostras de melaço sob condições con
troladas, estabelecendo assim na essência a pure
za de equilíbrio sob condições específicas.
Todos os testes laboratoriais demonstraram a
importância da relação não sacarose/água
Trabalhos realizados na Austrália {MiUer et al.
1998), Colômbia (G// et al. 2001) e África do Sul
{Rein e Smiih 1981) demonstraram que a pureza
de equilíbrio está diretamente relacionada a a
_ , - • . 'NSAV■Porem, equações incorporando não podem
ser aplicadas ao mel fi nal da usina devido ao efei
to da água adicionada nas centrífugas. Esta água
altera drasticamente o valor de q^^^^ no melaço
em relação ao valor do licor mãe da massa cozida
antes da centrifugação.
Uma meta de pureza pode ser idealizada de
duas maneiras, ou a menor pureza de mel alcan
çável num laboratório (pureza de equilíbrio), ou
a meta rcalisticamcntc alcançável numa fábrica.
A última c prcierívcl já que é um padrão objeti
vo relacionado ao que pode ser alcançado e iiião
é dependente de uma avaliação subjetiva do que é
aceitável. A diferença entre a pureza real do mel e
a meta de pureza é denominada Diferença da Meta
de Pureza (TPD. do original em inglês) e dá uma
indicação dt) potencial de melltoria. Um TPD bai
xo é um indício de bom esgotamento do melaço.
A meta de pureza é signilicaiivamenie afetada
pelos métodos de medição usados no processo de
derivação da fórmula. O eleito de métodos analí
ticos. portanto, torna essencial especificar os mé
todos empregados para cada equação de meta de
pureza. As metas de pureza que foratn propostas
estão listadas na Tabela 18. 1 .
Os monossacarídeos. frutose e glicose são tne-
didos mais precisamente por GC (cromatogralia
gasosa). e HPLC (cromatogralia líquida de alto
desempenho). Os nn)nossacarídeos são coinu-
mente referidos como açúcares redatores quando
medidos pelo método Lane & Eynon (L & E).
que mede todas as substâncias redutoras e não
somente monossacarídeos. Os monossacarídeo.s
diminuem a solubilidade da sacarose no melaço,
enquanto a maioria dos componentes inorgânicos
que constituem a cinza tende a aumentar a solu
bilidade, Todas as equações de meta de pureza le
vam estes dois efeitos em conta na relação entre
monossacarídeos e cinza sulfatada (</;vis/.\^
cares redutores para cinza sulfatada (r/^j^,.,^). Foi
verificado que esta é uma abt)rdíigem conveniente,
levando a uma forma simples de equaçãt) da meta
de pureza. Valores altos de ou ^/^s/a
tem que purezas menores de mel sejam obtidas.
O trabalho australiano considera que um limi
te prático é imposto pela viscosidade do material,
que limita o atingimento do equilíbrio no equi
pamento usado nas usinas. Por esta relação, duas
equações diferentes sob duas viscosidades dile-
rentes são mostradas na Tabela 18. 1 (M/V/cret al.
1998). as quais são consideradas como equações
de "pureza esperada" e não condições de equilí
brio. Na prática, é possível construir equipamen
tos que possam operar com viscosidades maiores
de massa cozida e melaço. O custo extra envolvi
do precisa ser confrontado com o valor fi nanceiro
do açúcar extra recuperado.
A equação original do Audubon Sugar Insti-
tute para a Louisiana foi derivada simplesmente
18.1.3 Equações de meta de pureza para esgotamento do mel
ajustando a faixa inferior das purezas do niclaço
da fábrica c é agora considerada muito tolerante
(Saska et ai. 1999). A fórmula sul africana {Rcin
e Smiíh 198 1) e sua forma modilicada. que é mais
precisa em valores muito baixos de (Siniih
1995), é atualmente considerada ser apropriada
para uso geral pelas seguintes razões:
• E baseada num programa experimental de
grande abrangcMicia.
• Faz uso de medições mais precisas e confiá
veis (GC).
• Foi usada extensivamente na África por 20 anos e
verificou se ser confiável sob todas as condições.
• Verificou-se também ser apropriada nas con
dições da Louisiana.
• Trabalho feito posteriormente em laboratório, so
bre esgotamento de melaço de outras áreas pro
dutoras de cana na África, confirmou sua aplica
bilidade geral com aproximação de 1 unidade de
purcAix (Sahíuleo 1998).
• Um levantamento de melaços do mundo todo
mostra valores de TPD (Diferença da Meta de
Pureza) na faixa de 3 a 7 unidades, ou seja. na
faixa esperada, confirmando a aplicabilidade
geral da equação (Sohculeo e Lionnet 1999).
• Modelagem da cristalização levou a metas de
purezas que concordam com boa aproximação
com esta equação com = 5 {Lionnet e
Rein \9S0).
Em muitos casos a comparação direta deresul
tados entre indústrias não é possível devido aos
diferentes métodos de análise. Pol é o método
favorito de análise na maioria dos países porque
c rápido, mas a pol somente representa um valor
de "sacarose aparente". A relação pol/sacarose
no melaço varia durante a safra e entre as safras
(Rcin et al. 2002). Isto torna as medições de pol
um método inadequado para análise precisa de
açúcar no melaço. Técnicas cromatográficas para
a medição de sacarose assim como de monossa-
carídeos dão os resultados mais confiáveis. Téc
nicas precisas de GC foram usadas para derivar as
equações de meta de pureza sul africanas e medir
a meta de pureza do mel. A HPLC é uma técnica
muito mais fácil de usar e tem demonstrado agora
ter precisão similar a GC. O uso da HPLC tem
encorajado o uso das formulas de meta de pureza
ao redor do mundo.
Foi demonstrado que nas usinas Tongaat-
Hulett na África do Sul que têm capacidade de
Tabela 18.1: Equações de meta de pureza propostas na literatura
Método analítico
Referencia Equação Comentáno Substancia seca Sacarose Monossacandeos
Fosler{]9b(i) 40.7- 17.8- log (í/,j^,,,) Sec.agem Pol dupla L&E
Miller Cl al. (1998) -fí-7-log(Wl I(X) Pa • s". 50 °C Secagem Pol dupla L&E
Millercl ai. (1998) 46.9-9.5. 11-oxp (-1.3-'Wll 100 Pa - s". 50 °C Secagem Pol dupla HPIC
Miller Cl al. (1998) 39.4 - 10.6 . log (f/^,,,^) 250 Pa ■ s". 50 °C Secagem Pol dupla L&E
Millercl al.(1998) 55.l-18.7.[l-esp(-2.6.í/„^,,)| 250 Pa • s". 50 °C Secagem Pol dupla HPIC
Morilsiigii et al. (1974) 33.2-4.03.|/,^„^0.161 -P„„ Emprega
cinza c.irbonatada
Rcfratômetro Pol dupla L&E
Mariisugii et al. (1974) 33.3 - 5.35 Emprega
cinza conduliméirica
Refralômelro Pol dupla L&E
Bruijn et al. (1972) 39,9 - 19.6 ■ log Resfriainicnio a 40 °C Secagem L&E L&E
Rein y Smith (1981 37.7 - 17.6- log (í/,,,^) Rcsfriamiento a 40 °C Secagem L&E L&E
Rei/iy5H»V/i(]981) 33.9-13.4- log ReslViamiento a 40 °C Secagem GC GC
5mi7/i(199.S) 43,1-17.5- II-exp(-0.74-f/„s,,,)l Rcsfriamiento a 40 °C Secagem GC GC
Saska et al. (1999) 42.4 - 12.3- log Empregada
cin/.a condutimétrica
Correlação
com SDR*
HPLC HPLC
Cf/et al. (2001) 38.5-7.7 - In 100 Pa.s".50 °C Secagem Pol dupla L&E
Cilcl al.(2()01) 35.8 - 6.3 . In (./,„„) 250 Pa ■ s", 50 °C Secagem Pol dupla L&E
* SDR = Sólidos Dissolvidos Refraiométricos
Referências pág. 534
18 Esgotamento de melaço
planta adequada no setor de massa cozida C, os
valores de TPD registrados são muito similares
às elevações de pureza medidas, que ocorrem nas
centrífugas, conforme mostrado na Figura 18.2.
Isto indica que a massa cozida está bem esgo
tada após os cristalizadores e fornece evidência
adicional para a adequabiiidade desta fórmula de
meta de pureza. Na prática, portanto, não é muito
comum uma fábrica alcançar uma TPD de zero.
A média de TPD alcançada na África do Sul está
geralmente na faixa de 4 a 5 unidades (Lionnei
2001). As melhores fábricas reportarão uma TPD
de 2 a 3 unidades, que é aproximadamente igual a
uma elevação "aceitável" na pureza do licor mãe
nas centrifugas.
18.1.4 Métodos simplificados para esti
mativa de substância seca e cinza
Visto que as análises consomem tempo, sim
plificações envolvendo o uso de SDR (Brix por
refratômetro) ao invés de substância seca e cinza
condutimétrica em vez de cinza sulfatada têm sido
pesquisadas.
A Substância Seca pode ser calculada a par
tir de uma relação desenvolvida por Mcitthesius e
Mellet (1976):
100
~ 101,3/í?£)5 + 0,932/vr^
Avaliação estatística das análises de Substancia
Seca efetuadas por secagem em estufa a vácuo e
Brix refratométrico, foi realizada no Audubon Su
gar Institute. Verificou se que a Substância Seca
não é somente uma função do Brix, mas é também
estatisticamente dependente da cinza e dos mo-
nossacarídeos {Rein et aí. 2002). A análise leva à
seguinte equação:
0,5345 + 0,9519 • RDS + 0,1460 • + 0,0347 •
(18.7)
Love (2002) sugeriu uma relação diferente basea
da na medição de SDR e pol:
■ [ I - 0,00066 ■ ( - /ío/)] (18.8)
Esta equação parece ser precisa dentro de I ou
o 1 2 3 4 5
Elevação de pureza através das centrifugas em %
Figura 18.2: Diferenças de meta de piirc/a registradas em
usinas Tongaat-Hiiletl de 1989 a 1994 como uma função
da elevação de pure/a através das cenirílugas [Siiiiih 1995)
Felixton: ■Amalikuiu; • Darnall: ▲ Maidsione
2 % e cobre a faixa cmnplela de pureza de 30 até
86. Love (2002) também fornece uma equação
para a estimativa da sacarose real a partir subs
tância seca c pol. Porém, é considerado que as
medições por cromatogralia de sacarose e iiionos-
sacarídeos são essenciais para se obter resultados
confiáveis.
Malllie.sin.s- c Mellet ( 1976) e vau Siac/en et al.
(1999) propuseram o uso de cinzas condulimélri-
cas ao invés de cinzas sulfatadas, porque o erro in
troduzido é considerado ser desprezível. O método
ICUMSA (GS 1/3/4/7/8-1 3) é recomendado para
cinza condutimétrica (van Staden et al. 1999).
E considerado que a aproximação pura sólidos
lotais usando as equações de correlação introduz
um erro desprezivelmcnte pequeno. Além disso, é
considerado que a precisão da determinação dos
sólidos totais está próxima a 1 unidade. É consi
derado também que o uso da cinza condutimétrica
é adequado para propósitos de determinação de
meta de pureza.
18.1.5 Efeito de teores altos de dextra-
na e amido
Experimentos de esgotamento em cozimentos
feitos em laboratório, demonstraram que níveis altos
de dextrana conduzem a purezas maiores de mel fi
nal (Milíer e Wright 1977; Saliadeo 1998). Isto não é
18.2 Quaniidade de massa cozida C e mel final
atribuído a um efeito intrínseco na solubiüdade. mas
muito mais ao efeito significativo da dexlrana sobre
a viscosidade. Viscosidade elevada torna mais lenta a
transferência de massa e impede que o grau de con
centração desejado seja alcançado. Com níveis altos
de dexlrana. é mais difícil atingir valores altos de
Brix da massa cozida.
Em situações de cana com longos intervalos
de tempo entre a colheita e o processamento,
quando os níveis de dextrana aumentam, é espera
do que os valores de TPD sejam mais altos. A par
tir dos dados de Saliadeo. é esperado que acima
de níveis de lO.ÜÜO mg/kg nos sólidos, a meta de
pureza deva ser elevada em 0.2 unidades para cada
aumento no nível de dextrana de 1.000 mg/kg de
sólidos secos. Todavia, isto somente é evidente
uma vez que os níveis de dextrana excedam cerca
de 10.000 mg/kg de sólidos secos, bem acima dos
níveis normais. Milicr e Wrifihr (1977) indicam
um efeito maior da dextrana e sugerem que cada
1.000 mg de dextrana/kg de substância seca au
menta a pureza esperada no melaço em uma uni
dade. O eleito maior pode ser devido ao tempo de
esgotamento menor usado nos seus ensaios.
Os níveis de amido aparentam não ter virtual
mente nenhum efeito na pureza de equilíbrio do
melaço (Saluideo 1998) e não afetam a viscosida
de da mesma forma que gomas e dextrana (Saha-
deo e Liomwí 1999).
18.1.6 Reação de Maillard
A reação de Maillard é descrita na seção
16.3.3 e é importante por causa de seu efeito ad
verso no esgotamento do melaço. Ela resulta na
formação de cor e acra a massa cozida, elevando
significativamente a viscosidade {Newell 1979).
Newel! demonstrou que a relação frutose/glicose
aumenta quando as reações ocorrem e que a am
plitude das reações pode ser medida a partir dos
valores da relação frutose/glicose.
Teoricamente, a frutose é consumida mais
prontamente nas reações envolvidas, em oposição
ao que é observado. Na prática, a relação entre a
frutose e a glicose usualmente tem um valor ao re
dor de 1.2-1,3 no mel final, mas com a ocorrência
da reação de Maillard a relação pode subir para
bem acima de 1,5. Particularmente com massas
cozidas C. se o objetivo for minimizar as reações
de Maillard. as temperaturas de cozimento devem
ser mantidas abaixo de 63 °C e a massa cozida
descarregada dos cozedores deve ser resfriada o
mais rapidamente possível, porque a temperatura
c o principal fator influenciando sua ocorrência.
18.2 Quantidade de massa cozida C e mel finai
o melhor esgotamento da massa cozida C será
alcançado se a quantidade de massa cozida for
reduzida. Isto leva a tempos de retenção maiores
nos cristalizadores e menos pressão sobre a capa
cidade do cozedore das centrífugas, assim permi
tindo que melhores resultados sejam alcançados.
É mostrado na seção 15.2 que a quantidade de
massa cozida C é unicamente dependente:
• Da quantidade da não sacarose no caldo bruto.
• Da recuperação da não sacarose (o efeito lí
quido da eliminação e formação de impurezas
no processo).
• Da pureza da massa cozida selecionada.
• Da pureza do açiícar C que é recirculado às
massas cozidas de alta pureza.
As usinas exercem controle pequeno sobre a qua
lidade do caldo bruto e sua pureza, exceto sob a
forma de esquemas de incentivo para fornecedo
res de cana para melhorar a qualidade da cana.
Entretanto, a recuperação da não sacarose pode
ser afetada em algum grau pela garantia de que
a formação e destruição de componentes não sa
carose são minimizadas. Isto requer que as con
dições sejam tais para minimizar a destruição de
sacarose por qualquer que seja o mecanismo e que
toda a água empregada no processo seja de boa
qualidade com carga mínima de não sacarose. Nij-
meros de usinas sul africanas, onde são aplicadas
medições reais de sacarose, mostram uma recu
peração de não sacarose variando entre 0.8 e
0.9, geralmente mais próximos a 0,9.
A quantidade de melaço e massa cozida C
pode ser relacionada à quantidade de substância
seca, ou até melhor, à quaniidade de não saca
rose no caldo bruto. Os kg de não sacarose/100
kg de Substância Seca no caldo são dados por
Referências pdf{. 534
18 Esgotamento de melaço
(100 — P^j)- A recuperação de não sacarose
tem de ser aplicada a esta equação obter a não sa
carose no melaço. A massa de melaço produzida
em relação à massa de sólidos dissolvidos no cal
do bruto é determinada por:
"Wj "WMn. •(•00-^Moi)
A quantidade de sacarose perdida no melaço por
unidade de não sacarose no caldo (denominada
fator de melaço) é às vezes usada no controle da
fábrica para monitorar e comparar perdas no me
laço. Isto pode ser calculado de:
100/?^^
(ioo-n,J
(18.10)
Pode ser visto que ela é independente da pureza do
caldo. Valores baseados em medições de sacarose
real dão valores de 0,57 a 0,6 na África do Sul
(Lionnet 2001) e 0,53 a 0,56 nas Ilhas Maurício
iWong 2001). Baseado numa pureza real no mel
de 40, estes valores se traduzem em valor do fator
de recuperação de não sacarose de 0,8 a 0,9.
É particularmente importante assegurar que
valores de pureza real e substância seca real sejam
usados nestes cálculos, ou então respostas erradas
serão obtidas. Os métodos de medição tem um
efeito grande sobre os valores calculados.
A pureza da massa cozida C tem uma influên
cia direta sobre a quantidade de massa cozida C
produzida. Cálculos mostram que aumentando a
pureza aparente da massa cozida C de 53 para 61
incrementa a quantidade de massa cozida C a ser
proces.sada em 55 %. Um aumento de 53 para 57
% na pureza da massa cozida eleva a quantidade
de massa cozida C em 21 % (Rein et ai. 2002). A
pureza da massa cozida C não afeta a quantidade
combinada das massas cozidas A e B.
A relação entre massa cozida C e mel C tam
bém depende da pureza do açúcar C retornado aos
cozedores de alta pureza. Geralmente, a quanti
dade de massa cozida C fica na faixa de 0,2 a 0,3
mVtonelada de Substância Seca no caldo, ou 1,5 a
2,0 mVtonelada de não sacarose no caldo.
As vezes a pureza da massa cozida C não
pode ser baixada suficientemente devido à pureza
do mel B ser muito alta. Isto pode ocorrer como
conseqüência do esquema de cozimento ou equi
pamento inadequado ou operação.
18.3 Operação otimizada de es
tações C
18.3.1 Efeito das condições operacio
nais da fábrica no esgotamento
do melaço
Análise dc dados obtidos na Louisiana de
monstrou que valores menores de TDP foram
conseguidos quando o Brix da massa cozida C foi
aumentado e a pureza da massa cozida C reduzida
{Rein et al. 2002, ou seja. quando a relação não
sacarose/água foi aumentada.
Brix alto da massa cozida é importante porque
a água é o componente mais melassigênico e um
í/^sAv precisa ser alcançado quando se busca
uma diferença de meta de pureza baixa. A equa
ção para a relação não sacarose/água é:
^/nsav ~
I - R, /100Mj
10()/ii„^-l
(18.11)
Reduzindo-sc a pureza da massa cozida au
menta também mas não na mesma extensão.
Pode ser calculado pela equação (18.1 1) que para
se obter o mesmo aumento em a partir de um
aumento de uma unidade na .Substância Seca. a pu
reza tem de ser baixada em 6 unidades. Esta queda
de pureza é mais difícil de ser conseguida. E esti
mado que um Brix refratométrico da massa cozida
no cozimento de pelo menos 97 % deve ser atingi
do para ser obtido um btmi esgotamento do melaço.
Experimentos feitos em fabricas de açúcar na
África do Sul também demonstraram que a condi
ção da massa cozida em termos de Substância Seca
ou relação í/^s/w massa cozida c primordial {Lio
nnet e Rein 1980). Brix alto no cozimento conduz a
resultados melhores {Mandarhoeiis e White 1978).
18.3.2 Práticas recomendadas para ob
tenção de bons esgotamentos de
melaço
A lista de verificação abaixo destaca as me
lhores práticas para conseguir bom esgotamento.
Porém, muitas fábricas são incapazes de alcançar
18.3.2 Práliciis recomendadas para alcance de bons esgotamentos de mel
boa exaustão em função das limitações do equi
pamento e as questões relativas aos equipamentos
que lidam com as massas de baixa pureza também
precisam ser consideradas.
Lista de verificação operacional
• O Brix da massa cozida C deve ser o mais alto
possível sem causar elevações indevidas de
pureza no rcaquccedor e centrífugas. O Brix
refraiométrico da massa cozida C deve ser no
mínimo 97 c este valor deve ser aumentado
adicionalmente em pequenos passos até cerca
de 98 num programa planejado para atingir o
ótimo.
• Se forem usados cozedores de batelada. o lí
quido resultante da limpeza com vapor dos
cozedores deve ser direcionado ao tanque de
mel A o B e não aos cristalizadores.
• A pureza da massa cozida deve ser controlada
para dar no mínimo 25 g de cristal/100 g de
massa cozida na descarga da massa cozida do
cozedor, a fim de ler área superficial de cristal
siificienie. A pureza requerida da massa cozi
da é calculada em função das purezas espera
das do melaço, usando a equação para conte
údo de cristais dada na equação (15.19). (Esta
equação supõe que a pureza do mel B é baixa
o suficiente de modt) que uma pureza baixa da
massa cozida C possa ser alcançada).
• A pureza da massa cozida não deve ser muito
maior do que a obtida por esta equação, porque
purezas maiores não stimenie levam a quantida
des maiores de massa cozida C. mas também a
conteúdo de cristal maior resultando em aumen
tos de viscosidade da massa cozida. As equações
na seção 16.14 implicam que a consistência é
exponencialmenle relacionada ao conteúdo de
cristal e um aumento no conteúdo de cristal de 27
para 35 g/lOO g provavelmente aumentará a con
sistência da massa cozida por um fator de cerca
de 1,8.
• Idealmente a semente C deve ser granada
em mel A somente, na faixa de pureza de
64-68 %. Quando o perfil de pureza global
da fábrica for baixo, uma mistura de xarope
e mel A pode ser necessária para atingir esta
faixa de pureza. Durante períodos de pureza
alta. o mel B pode ser usado para alimentar o
cozimento de semente C após a granagem.
• É importante obter o tamanho correto e a re
gularidade dos cristais na semente. O preparo
correio da suspensão de cristais semente é im
portante {Ninela e Rcijoo 2006).
• Se um cozedor contínuo for usado, ele deve
operar de modo o mais estável possível com a
taxa de produção regulada pela taxa de evapo
ração necessária. Idealmente, ã medida que as
necessidades de produção ditam um aumento
ou decréscimo na taxa de produção, as altera
ções do ponto de regulagem devem ser feitas
em degraus pequenos.
• O ponto de regulagemdo controle de pressão
absoluta deve ser selecionado para dar uma
temperatura de saída da massa cozida de cer
ca de 63 °C ou menos e permanecendo o tem
po todo abaixo de 65 °C. A pressão absoluta
precisa ser estável o tempo lodo. (E evidente
que temperaturas significativamente maiores
são normais em algumas indústrias de açú
car).
• O perfil de condutividade da massa cozida
num cozedor contínuo deve ser escolhido para
ser aproximadamente linear do primeiro ao úl
timo compartimento. Este perfil pode ser mo
dificado por testes, mas o ponto de regulagem
do último compartimento precisa garantir que
o Brix de massa cozida requerido ou a relação
não sacarose/água sejam obtidos.
É necessário um sistema para monitorar a largura
média do cristal, seja um microscópio com uma
escala graduada ou um sistema fotográfico ou
computadorizado. Deve ser tomada uma imagem
de cada cozimento de massa cozida C para veri
ficar o tamanho e a regularidade de cristal.
• A largura média do cristal não deve ser menor
do que 0,12 mm e deve ter em média mais do
que 0.15 mm. supondo uma largura da abertu
ra da tela da centrífuga de 0,06 mm. Notar que
o comprimento do cristal pode ser em média
1,5 a 2.0 vezes a largura, mas é a largura que
determina se um cristal passará através da ten
da da tela da centrífuga.
• Os níveis dos cristalizadores devem sempre
ser mantidos o mais alto possível para maxi
mizar o tempo de retenção da massa cozida.
Idealmente, uma calha de transbordo deve ser
instalada no último cristalizador para evitar a
queda do nível de massa nos demais crisializa-
Rvfervnchis páfi. 5.^4
18 Esgotamento de melaço
dores instalados em série, abaixo de um nível
mínimo selecionado.
A temperatura ideal da massa cozida na saí
da do cristalizador é ao redor de 40 °C. Este
número deve ser registrado e o resfriamento
ajustado conforme o necessário para alcançar
esta temperatura.
A temperatura do reaquecedor de massa co
zida deve ser mantida a mais baixa possível o
tempo lodo. A escolha da temperatura de saí
da depende da viscosidade da massa cozida e
pode ser tão alta quanto 60 °C. mas normal
mente seria menor do que esta. A temperatura
do reaquecedor é regulada pela temperatura
de massa que permita à centrífuga operar ade
quadamente. O reaquecedor deve ter área de
aquecimento suficiente para a temperatura da
massa cozida na saída, estar 3 °C próxima da
temperatura da água do reaquecedor de massa
cozida. A alteração da pureza através do rea
quecedor deve estar próxima a zero (e pode às
vezes ser negativa).
Medições de pureza Nutsch (licor mãe) de
vem idealmente ser tomadas, na descarga do
cozimento, após os cristalizadores e após o
reaquecedor. A alteração da pureza através de
cada estágio deve ser monitorada e o conteúdo
de cristais pode ser também calculado. Altera
ções de pureza através da estação C devem ser
relatadas rotineiramente.
A vazão da massa cozida através das centrífu
gas deve ser a mais constante possível e todas
as máquinas devem operar à mesma capaci
dade. A vazão através das centrífugas deve
ser regulada para produzir uma quantidade de
melaço dentro da meta, conforme lida numa
boa balança de melaço ou medidor de vazão.
Como uma orientação aproximada, deve ser
estabelecida uma meta relacionada à entrada
horária de não pol no caldo bruto, visto que a
produção de melaço é proporcional à entrada
de não sacarose, conforme a equação (18.9)
indica. Alternativamente, a média da semana
anterior pode ser usada como meta.
Existem duas opções para controle da vazão
nas centrífugas. Tanto por regulagem da po
sição da válvula de alimentação de massa co
zida quanto por ajuste da quantidade de água
necessária para se obter a pureza desejada do
açúcar (80 a 83 ''/<). ou regular a vazão de água
e ajustar a de massa cozida para dar a pureza
de açúcar requerida. A regulagem de vapor é
ajustada para reduzir a viscosidade da massa
cozida entrand(5 na centrífuga, para dar uma
temperatura de saída de mel de não mais do
que 60 "C.
• A elevação da pureza na centrífuga deve ser
menor do que 3 unidades c prefcriveiniente
menor do que 2 unidades. Isto é consegui
do pela combinação correta do tamanho do
cristal, temperatura do reaquecedor e vazões
constantes. O Brix rcfratométrico no mel final
deve ser maior c|ue 82.
• As elevações da pureza Nutsch através das
centrífugas devem ser medidas rotineiramen
te. para assegurar que elas estão sendo opera
das corretamente, que não há furos nas telas,
que as telas não estãt) sujas e c|uc não possuem
desgaste excessivo.
Setor de massa.s de baixa pureza e questões re
lativas a equipamento
Para alcançar bom esgotamento em massas co
zidas de baixa pureza, as limitações da planta e
dos equipamentos precisam ser consideradas. Os
requisitos particulares são:
■ Co/.edores que consigam processar mas.sas
cozidas de Brix alto. tanto contínuos quanto
cozedorcs de bateladas de baixa carga hidros-
táiica.
• Um fornecimento de água de injeção no con-
densador cm baixa temperatura (digamos
<32 °C) para permitir que um vácuo suficien
temente alto seja alcançado (para manter a
temperatura da massa cozida baixa).
• Equipamento de vácuo (preferivelmente bom
bas de anel líquido) para dar pressão absoluta
estável com confiabilidade.
• Preferivelmente um sistema de fluxo das mas
sas cozidas por gravidade com conexões bem
dimensionadas para eliminar a necessidade de
bombeamentos destes produtos.
• Acionamentos dos cristalizadores e sistemas
condutores de massa cozida que possam ab
sorver massas cozidas de baixa pureza de alto
Brix.
• Tempo de residência suficiente nos cristaliza-
18.4 De.ssaciirificação de melaços
dores e insiaiaçõcs adequadas de resfriamento
de massa cozida.
• Reaqiiecedores de tubos aletados generosa
mente dimensionados para aquecer a massa
cozida, com dircrença pequena entre a tempe
ratura da água de aquecimento e a da massa.
• Capacidade suliciente em centrífugas contí
nuas com alimentação adequada c recursos de
controle paru os íluxos de massa cozida, vapor
e água.
18.4 Dessacarificação de melaço
18.4.1 Separações cromatográficas
Em contraste com o uso generalizado da sepa
ração cromatográlica para recuperação de açúcar
do melaço de beterraba, apenas duas instalações
de plantas para recuperar açúcar do melaço de
cana por este meio são relatadas e uma destas é
considerada fora de operação {Keanicy c Kocher-
gin 2001). As razões para isto são as seguintes:
• O melaço de cana tem um alto teor de sólidos
em suspensão, os quais geralmente precisam
ser separados por filtração por filtração por
membrana antes da separação.
• O melaço de cana tem de ser abrandado por
troca iônica antes das colunas cromalográíi-
cas. para remover todos os íons bivalentes.
• O teor de sacarose no melaço de cana é muito
mais baixo do que no de beterraba, de modo
que o potencial de receita econômica é consi
deravelmente mais baixo.
• O processo é caro para instalar e operar.
Entretanto, uma vez que a separação foi efetu
ada. a possibilidade de recuperação de quanti
dades pequenas de subprodutos potencialmen
te de grande valor, das correntes de melaço
limpas, é consideravelmente aumentada.
Em função do tamanho da planta ser bastante rela
cionado à carga de não sacarose. é provavelmente
mais interessante aplicar o processo ao caldo cla
rificado e não ao melaço. Os ganhos de incrus-
tação reduzida nos evaporadores, viscosidades
reduzidas de massa cozida, qualidade melhor de
açúcar, bem como um aumento da recuperação de
sacarose, poderiam ser obtidos.
18.4.2 Precipitação por etanol
Decloiix et al. (2001) demonstraram que a
adição de etanol reduz a solubilidade da sacarose
em soluções puras da mesma. Verificou-se que a
adição de etanol ao melaço reduziria significativa
mente a viscosidade deste, mas nenhuma redução
na pureza do melaço seria conseguida. Conjetu-
rou-se que a adição do etanol solubilize uma por
ção da não sacarose. e assim o efeito líquido da
adição de etanol no melaço é neutro no que diz
respeito à solubilidadeda sacarose.
Robertsou (1978) demonstrou que. com o me
laço calcado a pH = 8 antes da adição de etanol.
foi obtida uma precipitação considerável de impu
rezas. Isto levou a um aumento da relação de mo-
nossacarídeos/cinza e a remoção de impurezas le
vou a um aumento de 8 a 9 unidades na pureza do
melaço. do qual pôde ser então cristalizada uma
quantidade adicional de açúcar. Este processo
aparenta ser muito caro para ser viável na prática.
18.4.3 Outros métodos químicos
O processo Sieffen é provavelmente o mais co
nhecido dos métodos químicos e tem sido aplica
do mais amplamente no processamento de açúcar
de beterraba. Ele envolve a adição de cal queima
da finamente moída ao melaço diluído numa tem
peratura reduzida (9 a 14 °C). Um precipitado de
sacarato de cálcio é formado, o qual é separado
do melaço e lavado. A sacarose é recuperada do
sacarato de cálcio por carbonatação ou. alternati
vamente o sacarato pode ser usado para caleação
no processo de clarificação. Na teoria, mais de
90 % da sacarose pode ser recuperada do melaço
usando esta técnica. Não se conhece o uso deste
processo em melaço de cana.
Referências pcig. 534
18 Esgotamento de meiuço
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dustry. Proc, Int, St)c, Sugar Canc Tcchmtl. 24, 373-376.
19 Secagem e estocagem do açúcar bruto
D.M. Meadows
Diretor Executivo - Gerenciamento de Tecnologia. Tongaal Hulett Sugar, África do Sul
19.1 Teoria da secagem
19.1.1 Contexto e objetivo
A secagem é a operação unitária final na
produção de açúcar bruto. Ela envolve o proces
so aparentemente simples no qual o excesso de
umidade é removido dos cristais de açúcar após
a centrifugação. Porém esta simplicidade aparen
te é enganosa - o processo de secagem de açúcar
combina simultaneamente transferência de calor e
massa com alterações químicas de fase. Cniwford
(1952) descreveu a teoria c a prática da secagem
de açúcar como "uma conglomeração. razoavel
mente confusa de idéias e métodos, a qual sugere
que os fatos básicos acerca da secagem e resfria
mento do açúcar não estão claramente entendi
dos."
Cerca de 45 anos depois, Pokowski e Grocho-
wski (1997) afirmaram que a "descrição do pro
cesso de secagem é ainda baseada em modelos
questionáveis e nenhuma curva confiável de seca
gem de açúcar está disponível".
A secagem de açúcar bruto é necessária na
maioria dos casos por duas razões;
• Obter um açúcar com as características necessá
rias ao manejo, ou seja. assegurar que ele se torne
e permaneça com fiuidez adequada livre e tenha
as qualidades físicas e estéticas demandadas pelo
mercado.
• Reduzir a probabilidade de perda de sacarose
ou formação de cor via degradação química ou
microbiológica.
Como uma diretriz na prevenção da deterioração,
o açúcar deve ser secado abaixo da umidade limite
conforme determinado por uma relação conhecida
como Fator de Segurança SF (Security Factor):
100-u',
(19.1)
onde é o teor de água (umidade), u-j. o teor
de sacarose determinado por polarização e o
teor de não sacarose do açúcar, todos expressos
em g/lOO g de açúcar. Wiígor (1986) afirma que se
o SF for maior do que 0,3 o açúcar se deteriorará
rapidamente e sugere que o fator de segurança do
açúcar seja mantido abaixo de 0,25. Porém não
há concordância geral sobre o valor limite "segu
ro" de fator de segurança. Na índia, um valor de
0,22 é usado para açúcares brancos ou refinado,
enquanto 0,20 é recomendado para açúcar bruto.
A prática na África do Sul é empregar 0.23 para
todos os tipos de açúcar.
Uma modificação australiana do Fator de Segu
rança, usada em alguns países, é conhecida como
Indicador de Diluição (D/), onde:
Referências inig. 552
19 Secagem e estocagem de açúcar brulo
lOOuv 100 -VI'
(19.2)
100-(H's + VVvv) "'ns
Estaé uma expressão do percentual de umidade
em relação ao teor de não sacarose e c considera
do que um valor de Dl maior do que 50 (que cor
responde a um fator de segurança de 0.33) indica
risco considerável de deterioração.
19.1.2 Mecanismos de secagem
Devido o açúcar ser um material solúvel no
estado cristalino, quando é descarregado das cen
trífugas contém água em duas formas;
I. Umidade inerente: conforme descrito por
Rogers e Lewis (1962 e 1963), esta é água
contida dentro da estrutura cristalina. É in
certo se ela toma a forma de líquido ocluso
ou está quimicamente ligada como hidra-
tos de sacarose ou polissacarídeos hidrata
dos dentro do complexo de sacarose. Esta
umidade parece não migrar para a super
fície (certamente, sob condições isotérmi-
cas, não haveria força motriz para fazê-
lo) e pode ser liberada somente por moagem
ou dissolução. Para fins propósitos de seca
gem, ela pode ser considerada inerte.
2. Umidade superficial; Esta é a água sobre a su
perfície do cristal, que ocorre como um filme
de xarope saturado ou possivelmente subsaiu-
rado no início, de pureza menor ou igual ã do
cristal. E esta umidade que deve ser objeto da
secagem.
A classificação acima torna claro que os meca
nismos envolvidos na secagem do açúcar são di
ferentes daqueles de um sólido insolúvel. Para a
secagem de um sólido, aplica-se a teoria de se
cagem clássica em dois estágios, conforme ilus
trada na Figura 19.1. Os estágios de secagem do
açúcar aproximam-se da teoria clássica conforme
se segue:
1- Estágio de velocidade de secagem pseudo-
constante: Existe um filme de xarope subsa-
turado na superfície do cristal e a evaporação
ocorre em velocidade quase constante.
2. Estágio de velocidade de secagem decrescen
te. Conforme o filme superficial se torna mais
concentrado devido à perda de umidade, a
Taxa
constante
Taxa
decrescente
Tempo em s
Figura 19.1: Fases clássicas da secagem
evaporação torna-se mais lenta pela iníluência
dos solutos, principalmente sacarose. Além
disso, devido à rapidez da perda de umidade
da superfície do filme, um gradiente de con
centração de água se dcsenvtvive através do
próprio filme. Uma vez que o filme superficial
está supersaturado. a cristalização de sacaro
se começa a ocorrer. Em açúcares de purezas
mais altas, esta cristalização é rápida e pode
ocorrer na superfície mais externa do filme
onde a concentração de sacarose é a mais alia.
isto resulta na formação de açúcar amorfo na
superfície, dificultando ainda mais a evapo
ração. Este fenômeno tem efeito pequeno na
secagem de açúcar bruto, porém, c tratado em
detalhe na Seção 24.1.
Assim, três mecanismos ocorrem na secagem de
açúcar:
1. Evaporação da umidade numa velocidade de
terminada pela diferença de pressão de vapor
entre o filme e o ar circundante.
2. Difusão das moléculas de água através do
filme superficial, induzida pelo gradiente de
concentração.
3. Cristalização das moléculas de sacarose no fil
me sobre a superfície do cristal ou como açú
car amorfo, diluindo o filme e liberando mais
umidade disponível para remoção.
A secagem do açúcar bruto é predominantemente
controlada pela velocidade de evaporação, com
influência relativamente pequena dos outros dois
mecanismos (e mesmo assim apenas no final do
processo).
19.1.3 Modelaeem
19.1.3 Modelagem
A indústria australiana de açúcar tem sido
uma fonte valiosa de trabalho de modelagem
fundamental na área de secagem do açúcar (com
todos estes trabalhos baseados em secadores ro
tativos de cascata). Decorrentes destes trabalhos,
as relações fundamentais consideradas nos vários
modelos sâo as seguintes;
1. Transferência de calor sensível entre o açúcar
4 = (19.3)
Ôs calor sensível transferido do açúcar em W;
k coeficiente de transferência de calor por con-
vecção cm W/(ni- • K);
A área superficial exposta dos cristais em m-;
h temperatura de açúcar em °C;
temperatura do ar em °C.
2. Perda de calor através da parede do secador:
Ô,.,,, =7C-r//.
■ [^s ■ -v ■ (/s - ■ (1 - .v) ■ )]
(19.4)
onde:
éi„ss perda de calor através da parede em W;
d diâmetro do tambor do secador em m;
/ comprimento do tambor em m;
X fração da superfície interna do secador co
berta por açúcar;
coeficiente de transferência de calor entre o
açúcar e o tambor em W/(m- • K);
^Aif coeficiente de transferência de calor entre o
ar e o tambor em W/(m- • K);
^Amb temperatura do ar ambiente em °C.
3. Taxa de fluxo de calor necessária para evapo
ração:
(19.5)
A/ijy calor específico de vaporização em J/kg;
4. Velocidade de transferência de massa por eva
poração
(19.6)
calor de evaporação absorvido em W;
velocidade de evaporação em kg/s;
onde;
M massa molar de água, 18 kg/kmol:
coeficiente de transferência de massa
em kmol/(s • m- • Pa);
pressão de vapor de água na superfície do
filme em Pa;
P\',\\x Ptcssão parcial da água no ar em Pa;
5. Velocidade de cristalização do filme superfi
cial
= (19.7)
onde:
R velocidade de cristalização em kg/s;
/?, velocidade de crescimento de cristal em
m/s;
Aj área superficial total (não exposta) da super
fície do cristal em m-;
densidade do cristal de açúcar (1586 kg/m-^).
6. Difusão molecular através do filme superfi
cial:
y \
JV -expí-D-x) (19.8)
/^.s l
onde:
W concentração de água na superfície do filme,
dependente do tempo em kg/m-\
Wf, concentração inicial de água no filme
em kg/m-^
D coeficiente de difusão molecular de água no
filme em s"';
X tempo em s.
No emprego destas equações, o seguinte deve ser
notado:
a) A velocidade de crescimento de cristal R é
uma função das relações sacarose/impureza/
água, da do filme superficial e depende dos co
eficientes e velocidade de solubilidade empiri-
Referências pág. 552
19 Secagem e estocagem de açúcar bruto
camente determinados. As correlações usadas
por Tctit et al. (1994) são dadas em seu traba
lho, mas várias alternativas estão disponíveis
na vasta gama de material publicado sobre
cristalização de açúcar.
b) A pressão parcial da água no filme é uma fun
ção da temperatura e concentração (via Lei
de Raoulí - a pressão de vapor é diretamente
proporcional à concentração). Bressan e Ma-
thlourhi (1994) sugerem que a atividade da
água deveria ser usada em vez da concentra
ção, devido aos efeitos da hidratação. Entre
tanto o coeficiente de atividade da água neste
sistema permanece acima de 0,8 para concen
trações até 80 g de sacarose/IOO g de solução,
e mesmo considerando-se a margem de erro
dos vários coeficientes empíricos, deve ser
suficiente para a concentração no processo de
secagem .
c) Para açúcar bruto e refinado, usando ar não
aquecido em contracorrenie. não aquecido, Tuii
et al. (1994) obtiveram boa concordância com
dados medidos empregando um coeficiente de
transferência de calor de 300 W/(m- • K) e um
coeficiente de transferência de massa de 4 • IQ-''
kmol/(s • m- • Pa). Este coeficiente de transfe
rência de massa parece razoável, mas o coefi
ciente de transferência de calor aparenta or
dens de magnitude muito altas, com base cm
trabalho feito em outro locai.
d) Shandiow et al. (1996) reduziram a velocidade
de cristalização do filme para 40 % do valor
calculado em linha com estudos sobre filmes
de melaço o estagnados efetuados no Instituto
de Pesquisa Açucarelra Australiano (SRI). Na
adequação do modelo aos dados do secador de
açúcar bruto, eles obtiveram um coeficiente
de transferência de calor de 3,6 W/(m- • K),
um coeficiente de transferência de massa de
4,4 ■ 10"'" kmol/(s ■ m^ ■ Pa) e um coeficiente
de difusão de 0,001 s"'. Os valores dos coefi
cientes de transferência de calor e massa con
cordam muito bem com aqueles obtidos em
ensaio em açúcar refinado na África do Sul
(dados não publicados).
Pakowski e Grochowski (1997) publicaram um
modelo abrangente semiempírico do processo de
seca«^em num secador de leito fluidizado e usaram
o modelo em simulação computadorizada para au
xiliar no projeto de secadores e resfriadores. Eles
notaram que o açúcar seco cai dentro do grupo B
da classificação de Oeldari, oque significa que o
açúcar Huidi/a não homogeneamente e a forma
ção de bolhas inicia-se nt) começo da lluidização.
Como conseqüência parte do ar sai da camada de
açúcar sem entrar adequadamente em contato
com as partículas.
Quak|uer modelo de leito lluidizado preci
sa levar em conta esta ineficiência, caso con
trário. as velocidades de secagem c resfria-
rnentt) serão superestimadas. Admitindo este
efeito, eles obtiveram uma relação aproxima
damente linear entre o coeficiente efetivo de
transferência de calor e a velocidade do ar su
perficial. de 0,5 W/(m- ■ K) em 0.4 m/s a 5,5
W/(m- • K) em 1.4 m/s.
19.1.4 Interpretação prática
A teoria da secagem identifica as variáveis
cruciais no processo de secagem como aquelas
que controlam a força motriz evaporativa:
• A pressão de vapor da água no filme superfi
cial de cada cristal. Esta é uma função do teor
de água (concentração) e temperatura do açú
car.
• A pressão parcial da água no ar de secagem.
Esta é uma função da umidade absoluta (teor
de água no ar) e temperatura do ar.
Na prática, a operação de um secador oferece con
trole sobre:
• Tempo de retenção, discutido numa seção pos
terior.
• Temperatura do ar, pelo aquecimento do ar en
trando.
• A vazão mássica relativa de ar e açúcar (rela
ção ar/açúcar). Isto afeta a variação nas tem
peraturas e concentrações ao longo do com
primento do secador, portanto a força motriz
evaporativa.
• Umidade absoluta do ar embora isto seja rara
mente praticado.
• Temperatura do açúcar, através da operação
das centrífugas, formas de transporte e distan
cias entre a centrífuga e o secador.
• Composição do filme superficial, mediante
práticas de lavagem nas centrífugas.
19.1.4 Imerpretação prática
Em apoio a este último ponto. Farafi (1979) notou
a importância para a secagem da boa operação da
centrífuga c observou que é mais elicientc sob o
ponto de vista energético, remover a umidade por
meios físicos nas centrífugas do que por mudan
ça de fase nos secadores. Em geral, secagem ina
dequada do açúcar exige para mais lavagem nas
centrífugas, além do que. um íilme de água (ou
solução pura de sacarose) é muito mais fácil de
evaporar do que um lilme de mel. As impurezas
no filme retardam a cristalização necessária para
liberar umidade adicional.
A interação da transferência de calor e massa
num secador pode produzir resultados interessan
tes e algumas vezes não intuitivos. A Figura 19.2
é um conjunto típico série típica a de perfis de
umidade e temperatura ao longo do comprimento
de um secador de açúcar em cascata em contracor-
rente. Com o objetivo de secar, resfriar o açúcar,
pode ser surpreendente ver que na parte final do
secador, o açúcar na verdade se aquece após ter
sido resfriado evaporativamente. Isto é necessário
para melhorar suficientemente a evaporação sufi
cientemente para obter a umidade de açúcar ne
cessária. Entretanto, os parâmetros operacionais
neste exemplo estão longe de estar otimizados.
Este secador pode estar se beneficiando de açúcar
mais quente e ar mais frio. ou uma relação ar/açú
car diferente, ou mesmo possivelmente operação
em co-corrente. Para um secador em particular,
portanto, a otimização cuidadosa das variáveis de
processo tem o potencial de produzir um açúcar
mais seco. mais frio. sem alteração no equipamen
to.
De longe, a variável manipulada mais impor
tante em secagem é a temperatura. A secagem é
encrgético-intensiva. o que significa que aumen
tando a energia fornecida ao processo através do
açúcar ou do ar terá um efeito positivo na eva
poração. Destes, o fornecimento de energia via
o açúcar é o mais eficiente, porque não é depen
dente da eficiência da transferência de calor e não
é normalmente necessário prover equipamento
adicional para aquecer o açúcar. Transportadores
longos entre as centrífugas e os secadores devem
ser evitados, na medida em que eles podem resul
tar em resfriamento do açúcar sem secagem pro
porcional. ou até formação de crostas na superfí
cie da camada transportada, que podem se tornar
aglomerados no secador.
A importância da temperatura do açúcar sig
nifica que quando secando com ar frio. ações de
controle podem ter respostas inesperadas. Em par
ticular, aumentando a relação ar/açúcar pode de
fato retardar a secagem. Apesar do fato de que um
aumento na vazão de ar reduz o teor de umidade
no ar ao longo do secador, e por isso melhorando
a evaporação, isto pode ser superado pelo fato de
que também resfria o açúcar, removendo a energia
vital ao processo de secagem.
Tait et al. (1994) introduziram o conceito de
"Gráficos Operacionais" para secadores, basea
dos nas considerações acima. A Figura 19.3 é um
exemplo de um gráfico, mostrando uma região de
Umidade do açúcar
Temperatura do açúcar
Distância ao longo do secador em m
Figura 19.2: Perfis típicos de secador em contracorrente
Limite q.. = 1
Região de y/
operação X 9a,r/s =
viável /
^ 0.6 1,0 1,4 1,8 2,2 2,6
Umidade do açúcar de alimentação em g/100 g
Figura 19.3: Exemplo de um gráfico operacional de um
secador (7í/íf et al. 1994)
Referèndcis /?(/,?. 552
!9 Secagem e estocagem de açúcar bruto
Secador-resfriador multi-tubular. Uma va
riação do secador tradicional de cascata é o Se
cador-resfriador multi-lubülar (Figura 19.6). que
consiste de doze mini tambores todos com alctas
e empregando o princípio de cascata, montados
em dois anéis concêntricos de seis tambores cada.
fixados em cada extremidade em chapas frontais
como num "espelho de tubos" e rodando juntos.
O açúcar passa ao longo dos tambores de secagem
internos e então retorna ao longo dos tambores de
resfriamento externos antes de deixar a unidade.
Os fabricantes justificam a complexidade comple
mentar com base em:
1. Reduzidos danos ao cristal e formação de pó
devido às quedas muito pequenas dos cristais
nos mini tambores.
2. Pouco espaço necessário para realizar tanto a
secagem quanto o resfriamento.
3. Uso de resfriamento em contracorrente e seca
gem em co-corrente numa única unidade.
4. Baixo consumo de potência de acionamento
devido à carga balanceada do produto ao redor
do e^xo de rotação (uma unidade de cascata
padrão requer mais potência para elevar o açú
car em só um lado do tambor).
5. Um acionamento central, eliminando a neces-
sidade dos anéis de apoio do secador.
6. Menor custo de manutenção devido à menor
quantidade de equipamentos auxiliares.
Entretanto, o dispositivo gira a 5-6 min"", que é
pouco para tambores de diâmetro pequeno, e isto
significa que a capacidade da unidade é um pouco
menor do que aquela de seis secadores-resfriado-
res individuais de mesmo diâmetro.
Secador Louvre rotativo. O competidor prin
cipal do secador de cascata tem sido o secador ro
tativo de venezianas (Figura 19.7). Este consiste
de um tambor cilíndrico, semelhante à unidade
de cascata, mas contendo um casco interno fei
to de venezianas tangenciais sobreposta.s. Cada
veneziana é conectada ao tambor externo por um
defletor radial, dividindo assim, o anel entre os
ca.scos interno e externo em passagens de ar in
dividuais. O ar entrando nestas passagens precisa
distribuir-se através dos espaçamentos entre as
venezianas no casco interno. O diâmetro do casco
interno de venezianas aumenta gradualmente em
direção à extremidade de descarga. Isto faz com
Corte CC
Figura 19.6: Sccndor-reslriudor imiliiliibos Five.s Cail
{Dnhem 1978)
1 Açúcar úmido, enirada; 2 Ar dc rcsfriaincnio. onirada;
3 Ar quente, entrada: 4 Ar de exaustão, saída; 5 Açúcar
seco. saída: 6 Tubos de secagem: 7 Tubos de conexão:
8 Tubos de resfriamento; 9 Rixo; lORedutor; I I Delleior
que a camada de açúcar que se forma nas vene
zianas. se mova em direção à saída na medida em
que ela escorrega ou rola sobre as venezianas com
a rotação do tambor. Não há. portanto necessidade
de inclinar o tambor e o tambor externo é perfei
tamente horizontal. Este tipo de secador foi mais
precisamente descrito como um "de leito semi-
fluidizado mecanicamente assistido". A Figura
19.8 é um corte transversal mostrando