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 usada