BRPI0812764B1 - processos para separar uma mistura de alimentação e instalação de processamento - Google Patents
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Description
PROCESSOS PARA SEPARAR UMA MISTURA DE ALIMENTAÇÃO E
INSTALAÇÃO DE PROCESSAMENTO
REFERÊNCIA CRUZADA PARA PEDIDO RELACIONADO [001] Este pedido reivindica o privilégio do pedido de patente provisório norte-americano No. 60/947.588, depositado em 2 de julho de 2007, cujo conteúdo está aqui incorporado em sua totalidade a título de referencia.
ANTECEDENTES DA INVENÇÃO
1. Campo da Invenção [002] Esta invenção situa-se no campo de separações de fases de misturas contendo compostos orgânicos, sólidos e água. A invenção se refere em particular a processos envolvendo destilação e separações de membranas.
2. Descrição do Estado da Técnica [003] Misturas de fluidos contendo orgânicos de baixo ponto de ebulição (LBOs), sólidos e água são geradas em uma variedade de unidades operacionais nas indústrias químicas e de biotecnologia. Exemplos das indústrias que possuem unidades operacionais onde tais misturas podem ser geradas são as de fabricação de farmacêuticos e biofarmacêuticos, fabricação de biocombustíveis, alimentos, indústrias de sabores e fragrâncias, química intermediária e indústria petroquímica, refinaria petroquímica e fornecedores de gás natural. Reatores, extratores, precipitadores e cristalizadores são exemplos de unidades operacionais ou etapas de processamento que geram essas misturas. Os reatores podem ser catalíticos e não-catalíticos, e nos reatores catalíticos se incluem aqueles que utilizam catalisadores ou biocatalizadores químicos para conversões bioquímicas como a fermentação.
[004] Processos baseados em fermentação são cada vez mais utilizados para a produção de orgânicos, incluindo, por exemplo, a produção de etanol e butanol de agro matérias primas (baseadas em amido e açúcar), matérias primas celulósicas e lignocelulósicas; e matérias primas baseadas em resíduos industriais como o soro de queijo. Tipicamente, as matérias primas são primeiramente tratadas para produzir um intermediário necessário como um carboidrato fermentável (açúcar) ou syngas bio-baseado.
[005] A mistura de fluidos produzida pela fermentação de intermediários de açúcar contém pelo menos uma substância orgânica de baixo ponto de ebulição em grandes concentrações, outras substâncias orgânicas em menores
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2/48 concentrações, água, sólidos suspensos e sólidos dissolvidos. O processo de fermentação também produz dióxido de carbono. Os orgânicos de baixo ponto de ebulição são produzidos em grandes concentrações e geralmente são o principal produto do processo e precisam ser recuperados e secos. Os sólidos, no entanto, também constituem um valioso sub-produto e da mesma forma geralmente requerem concentração e secagem. Tanto a recuperação e secagem dos orgânicos quanto a concentração e secagem dos sólidos são operações de energia intensiva. Com o aumento dos preços da energia, há uma significativa necessidade do desenvolvimento de novas abordagens de eficiência energética para se obter as desejadas separações.
[006] O processo de fermentação descrito acima é utilizado para produzir etanol a partir de matérias primas baseadas em açúcar tais como melaço de cana e de matérias primas baseadas em amido tais como o milho. O uso de etanol para a mistura de combustível está crescendo rapidamente por todo o mundo. O etanol combustível-grade tipicamente contendo menos de 0,5% de água por peso é produzido por múltiplas etapas de destilação utilizando destilação atmosférica, destilação a vácuo, ou destilação por multipressão para concentrar o etanol para a concentração azeotrópica seguida por uma destilação azeotrópica ou uma etapa de absorção para recuperação e secagem do etanol. Um fluxo sólidos-e-água é removido da coluna destiladora, que é a primeira coluna de destilação no trem de destilação.
[007] Nas instalações a base de melaço o fluxo sólidos-e-água é geralmente chamado de “spent wash” (lavagem gasta), enquanto que em instalações a base de milho é chamado de “whole stillage” (vinhaça integral). Os fluxos de spent wash e whole stillage são tratados para recuperar tanto os sólidos quanto a água que pode ser reutilizada. O fluxo spent wash pode ser utilizado para ferti-irrigação após a geração do biogás, ou pode ser adubado e evaporado. A evaporação está se tornando cada vez mais popular como um meio de reduzir o volume do fluxo spent wash para reduzir as exigências da terra para a adubagem. O fluxo concentrado também pode ser usado em uma caldeira como combustível, ou incinerado ou vendido como solúveis de melaço condensados (CMSs), que é útil como um suplemento alimentar para o gado.
[008] Um fluxo de whole stillage de uma coluna destiladora é tipicamente tratado e concentrado para produzir grãos úmidos de destilaria (WDG), grãos
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3/48 úmidos de destilaria e solúveis (WDGS) contendo até 70% de água por peso, grãos secos de destilaria (DDG), ou grãos secos de destilaria e solúveis (DDGS) contendo até 10% de água por peso. O fluxo sólidos-água da primeira coluna de destilação (separação) na recuperação do etanol é tipicamente direcionado a uma centrífuga seguido pela evaporação pela produção de WDGS e uma etapa opcional de secagem para a produção de DDGS. A publicação do Pedido de Patente Internacional No. WO 2004/088230A3, intitulado “Ethanol Distillation With Distillers Soluble Solids Recovery Apparatus” (Brown, Thermal Kinetics Systems, LLC), publicado em 14 de outubro de 2004, divulga o processo convencional para a produção de etanol com ligeiras modificações.
[009] Para a secagem do etanol, o processo de absorção por oscilação de pressão (PSA) (PSA-pressure swing adsorption) teve ampla aceitação na indústria e substituiu virtualmente a destilação azeotrópica por todo o mundo devido ao seu reduzido consumo de energia e a sua eliminação de exigências de “elemento estranho” (“entrainer”). O processo PSA tipicamente utiliza dois leitos de contas de peneira molecular de Zeolito A no modo de fornada cíclica. No ciclo de absorção, a mistura azeotrópica (95% etanol-5% água) da coluna de destilação flui através do Leito 1 e é produzido álcool anidro. Uma fração do produto flui como purga através do Leito 2 que está em um ciclo de regeneração. Como resultado, o fluxo regenerante contém cerca de 60-80% de álcool que deve ser reciclado para o retificador e redestilado na concentração azeotrópica para recuperação.
[010] A patente norte-americana de Vander Griend No. 7.297.236, publicada em 20 de novembro de 2007 divulga um processo integrado tanto para a separação orgânico-água quanto para a separação sólido-líquido utilizando tecnologias convencionais. O processo utiliza uma etapa multidestilação de energia intensiva, combinado com uma etapa de peneira molecular para recuperação do etanol e uma etapa de evaporação de energia intensiva para concentração de sólidos.
[011] Separações de membranas são utilizadas na indústria química em uma grande quantidade de aplicações. Separações conhecidas como “Desidratação Molecular (Desidratação orgânica)” e separações “SólidoLíquido” são exemplos dessas aplicações.
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4/48 [012] Processos baseados em membranas para desidratação molecular são altamente eficientes em relação à energia, respeitadores do meio ambiente, fáceis de integrar a instalações já existentes e de serem operados, e de reduzidas exigências de manutenção em comparação a processos convencionais de destilação e baseados em absorção. A separação em um processo baseado em membrana é baseada na diferença na pressão parcial (potencial químico) entre o lado de alimentação e o lado de permeação da membrana e não na volatilidade relativa. O uso de elementos estranhos (entrainers) químicos, consequentemente, não é requerido para quebrar azeótropos. Além disso, não há necessidade de regeneração já que as membranas não ficam saturadas como as contas absorventes. As membranas assim realizam a desidratação em um processo simples, não-cíclico e contínuo. A eficiência de energia também é alcançada em separações sólido-líquido baseadas em membranas, já que a separação (por concentração de sólidos) é baseada em um diferencial de pressão entre o lado de alimentação e o lado de permeação, sem exigir a evaporação de líquidos. Sistemas baseados em membranas também oferecem pegadas menores do que do que os sistemas evaporadores.
[013] Exemplos de divulgações do estado da técnica de processos baseados em membranas para o tratamento de misturas orgânico-água e misturas sólido-líquido são Kaschemekat et al. (Kernforschungszentrum Karlsruhe GmbH) Patente norte-americana No. 4.900.402, publicada em 13 de fevereiro de 1990, e Vane et al. (Membrane Technology and Research Inc.) Patente norte-americana No. 6.755.975, publicada em 29 de junho de 2004. Essas patentes divulgam processos membrana-destilação e baseados em deflegmação para a separação de líquidos. Ambas as referencias, no entanto, não abordam o tratamento de sólidos e ambas presumem que a alimentação da etapa destilação/deflegmação é livre de sólidos. Dijkstra et al. (GKSSForschungszentrum Geesthacht GmbH), na patente alemã No. DE 103 33 049 B3, concedida em 25 de novembro de 2004, divulga um processo de absorção por peneira de membrana-molecular eficiente em relação à energia integrado com a destilação. Essa referencia também ignora, no entanto, o problema da separação e concentração dos sólidos.
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5/48 [014] O Pedido de Patente Internacional No. WO 2005/113118 A3, intitulado “Fuel and By-Products From Fermentation Still Bottoms” (Ahring et al.) publicado em 1 de dezembro de 2005, e seu correlativo nos Estados Unidos US 7.267.774 B2 (Peyton et al., NouvEau, Inc.), publicado em 11 de setembro de 2007) divulga um processo de separação sólido-água baseado em membrana eficiente em relação à energia para a concentração e tratamento de sólidos dissolvidos e suspensos do fundo das colunas de destilação. Essa referencia não trata da recuperação de orgânicos.
[015] O pedido de patente canadense No. CA 2 523 099 de Kaiser et al. (BUSS-SMS-CANZLER GmbH, publicado em 11 de novembro de 2004) e seu correspondente publicado nos Estados Unidos como US 2007/0131533 A1 (Blum et al., publicado em 14 de junho de 2007) aborda questões relativas tanto à recuperação do etanol quanto à concentração de sólidos. A membrana nessa referencia é utilizada para a secagem do etanol, mas a referência não aborda o tratamento do fluxo do fundo da coluna de destilação. A referência, entretanto, divulga um tratamento baseado em membrana sólido-líquido para processar a mistura de alimentação do fermentador, que consiste de etanol, água e sólidos.
[016] Mairal et al. Patente norte-americana No. 2007/0031954 A1, publicada em 8 de fevereiro de 2007, também aborda questões relativas à recuperação do etanol e concentração de sólidos no mesmo pedido. O processo de membrana nessa referencia é utilizado para desidratação orgânica, e um tratamento baseado em membrana sólido-líquido é utilizado para processar uma mistura de etanol, água e sólidos do fermentador. A referencia também não aborda a recuperação do etanol do fluxo de descarga da etapa de remoção de sólidos.
[017] Fica claro a partir da literatura patentária que estão sendo feitas tentativas para melhorar os atuais processos para o tratamento de misturas de fluidos contendo orgânicos de baixo ponto de ebulição, água e sólidos. Nenhuma das patentes ou pedidos de patentes, entretanto, divulga um processo integrado eficiente em relação á energia que proporcione simultaneamente a separação orgânico-água e a separação sólido-líquido. A atual invenção soluciona esse problema chave e fornece um novo processo e sistema que separa orgânicos de baixo ponto de ebulição, sólidos e água de
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6/48 uma mistura de fluidos de uma maneira altamente eficiente em relação à energia e de maneira eficaz em relação ao custo.
SUMÁRIO DA INVENÇÃO E DEFINIÇÕES [018] Esta invenção reside em um processo e sistema para separar uma mistura de fluidos que contém pelo menos um orgânico de baixo ponto de ebulição (LBOs), sólidos e água, utilizando um híbrido de destilação e separação de membranas. Uma seção de destilação é utilizada em conjunto com duas seções de separação de membranas simultâneas para produzir um primeiro fluxo rico em orgânicos, um segundo fluxo esvaziado de orgânicos e rico em água, um terceiro fluxo rico em sólidos e um quarto fluxo esvaziado de sólidos e rico em água. Quando o LBO forma um azeótropo de mínimo ponto de ebulição com água, a presente invenção é direcionada para misturas de fluidos de alimentação na qual a concentração de LBO normalizada, após o ajuste para sólidos, está abaixo da concentração de azeótropo LBO.
[019] O termo “orgânico(s) de baixo ponto de ebulição”, abreviado aqui como “LBO(s)”, é aqui utilizado para indicar materiais orgânicos, compostos e substâncias que possuem pontos de ebulição normais acima de 65°F (aproximadamente 18°C). Em relação àqueles LBOs cujos pontos de ebulição normais estão também abaixo do ponto normal de ebulição da água, a invenção é direcionada àqueles que não formam um azeótropo de ebulição máxima com a água, enquanto que em relação àqueles LBOs cujos pontos normais de ebulição estão acima do ponto normal de ebulição da água, a invenção é direcionada àqueles que formam um azeótropo de mínima ebulição com a água.
[020] O termo “sólidos” é usado aqui para indicar um material, composto ou substancia, suspenso ou dissolvido, que é não-volátil (i.e., não-vaporizável) ou que possui um ponto de ebulição normal acima de 600°F (aproximadamente 315oC).
[021] As misturas de fluidos de alimentação, também chamadas de “misturas de alimentação”, às quais esta invenção é direcionada são misturas que contem pelo menos um LBO, pelo menos uma substância sólida, e água. Misturas que contem ainda materiais orgânicos de alto ponto de ebulição (aqueles que não estão cobertos pela definição de LBO(s) acima), gases, ou
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7/48 ambos, também estão incluídas no âmbito de misturas de fluidos de alimentação.
BREVE DESCRIÇÃO DOS DESENHOS [022] FIG. 1 é um desenho esquemático das principais seções do processo e sistema da invenção.
[023] FIG. 2 é um diagrama de fluxo do processo de uma instalação de processamento personificando a presente invenção.
[024] FIG. 3 é um diagrama de fluxo do processo de uma segunda instalação de processamento personificando a presente invenção.
[025] FIG. 4 é um diagrama de fluxo do processo de uma terceira instalação de processamento personificando a presente invenção.
[026] FIG. 5 é um diagrama de fluxo do processo de uma instalação de processamento representando o estado da técnica.
DESCRIÇÃO DETALHADA DA INVENÇÃO E REPRESENTAÇÕES PREFERÍVEIS [027] FIG. 1 é um desenho esquemático do processo da invenção em sua forma mais básica. O fluxo de mistura de fluido 11 originado de uma fonte a montante é introduzido em uma coluna de destilação 12. A coluna de destilação divide o fluxo de fluido 11 em um fluxo superior 13 que é rico em LBO e um fluxo inferior 14 que é rico em sólidos e esvaziado de LBOs. Esses dois fluxos 13, 14 emergindo da seção de destilação são tratados simultaneamente em duas seções de separação de membranas distintas.
[028] O fluxo rico em LBO 13 é introduzido na primeira seção de separação de membrana 15. A membrana utilizada nessa seção é especificamente selecionada como uma que seja capaz de concentrar o LBO e assim separar o fluxo superior da coluna de destilação em um fluxo de LBO esvaziado de água ou seco 16 e um fluxo rico em água 17. O fluxo rico em sólidos e esvaziado de LBO 14 é introduzido na segunda seção de separação de membrana 18. A membrana utilizada nessa seção é especificamente selecionada como uma que seja capaz de concentrar os sólidos e assim separar o fluxo inferior da coluna de destilação 14 em um fluxo rico em sólidos e esvaziado de água 19 e um fluxo rico em água 20.
[029] Tratamento de fluxos LBO-água e sólidos-água em duas seções de separação de membrana simultâneas e na direção da corrente da seção de
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8/48 destilação resulta inesperadamente em um processo integrado total que é altamente eficiente em relação à energia. Se uma etapa da membrana eficiente em relação à energia é aplicada para tratamento de apenas um dos dois fluxos no tratamento de uma mistura de fluido contendo LBO, sólidos e água, qualquer economia de energia será insignificante ou menor por que os processos convencionais que vem sendo utilizados são equilibrados em relação à energia para minimizar o uso da energia. Sendo assim existe pouco mérito em aplicar um processo eficiente em relação à energia para apenas uma etapa, já que existe pouco ou nenhum uso para o excesso de energia (poupada). Economia de qualquer significância só será realizada se o processo tiver pouca integração de energia. O uso simultâneo de duas seções de membrana eficientes em relação à energia é consequentemente essencial para se conseguir uma economia de energia de qualquer significância.
[030] O processo da presente invenção é flexível e pode tratar misturas de fluido com uma ampla gama de composições e tipos de substancias orgânicas e sólidos em água. Misturas de fluidos de uma grande quantidade de indústrias e uma variedade de unidades operacionais, tais como reatores, extratores, precipitadores e cristalizadores podem ser tratados pelo processo desta invenção. Exemplos de orgânicos que podem ser concentrados são álcoois, ácidos orgânicos, ésteres, cetonas, aldeídos, éteres, hemiacetais, acetais, aminas, nitrilos, mercaptans, hidrocarbonetos alifáticos e aromáticos e hidrocarbonetos clorados. Entre os álcoois, os orgânicos preferidos são os álcoois C1-C4. Os sólidos que podem ser concentrados pelo processo incluem sólidos dissolvidos e sólidos suspensos. Entre os sólidos, os sólidos dissolvidos são preferíveis. Os sólidos podem ser cristalinos, amorfos, ou combinações de cristalinos e amorfos. Os sólidos podem ser iônicos, covalentes, moleculares (polares ou não-polares) ou metálicos. O tamanho preferido de partícula dos sólidos vai da extensão iônica (1 a 100A) à extensão de partícula fina (10 a 100 mícrons). Além disso, líquidos pesados, definidos aqui como substancias que são líquidos com pressões de vapor insignificantes em temperatura ambiente (22°C) e que possuem pontos de ebulição normais acima de 316°C, quando presentes na mistura serão retidos com os sólidos. Exemplos de sólidos e líquidos pesados que podem ser separados de LBO e água na pratica desta invenção são matéria celular, gorduras, óleos, polímeros sintéticos, polímeros
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9/48 naturais (dos quais um exemplo é a lignina), biopolímeros, (dos quais são exemplos as proteínas e ácidos nucléicos), carboidratos (tanto simples quanto complexos, incluindo mono-, di-, oligo- e polissacarídeos), fibra, catalisadores ou biocatalizadores químicos, nutrientes, metais, cinzas, e sais inorgânicos. Adicionalmente, compostos orgânicos de alta ebulição como glicóis e amidos e gases como o dióxido de carbono também podem estar presentes na mistura de fluido de alimentação.
[031] A mistura de alimentação na prática da presente invenção pode ser fornecida ao processo a taxas de fluxo que vão de cerca de 1 GPH (3,8 LPH) a cerca de 100.000 GPM (378.540 LPM) e preferivelmente de cerca de 10 GPH (37,9 LPH) a cerca de 10.000 GPM (37.854 LPM) (GPH: galões por hora; LPH: litros por hora; GPM: galões por minuto; LPM: litros por minuto). A mistura de alimentação preferivelmente contem LBO entre cerca de 1% a cerca de 90%, mais preferivelmente de cerca de 3% a cerca de 75%, e mais preferivelmente de cerca de 5% a cerca de 50%, todos em peso. A composição de sólidos da mistura de alimentação é preferivelmente de cerca de 0,1% a cerca de 40%, mais preferivelmente de cerca de 0,1% a cerca de 30%, e mais preferivelmente ainda de cerca de cerca de 0,1% a cerca de 20%. Todas as percentagens nessa especificação são em peso a não ser que seja indicado de outra forma.
Seção de Destilação [032] A seção de destilação essencial mente concentra os LBOs enquanto separa os LBOs dos sólidos. O termo “LBO-rico” é utilizado aqui para indicar um fluxo que contem uma concentração de LBO que é mais alta do que a concentração de LBO na mistura de alimentação até um ponto que torna o processo comercial mente vantajoso. Em representações preferidas da invenção, o fluxo LBO-rico da unidade de destilação contem LBO entre cerca de 15% a cerca de 99,5%, mais preferivelmente de cerca de 30% a cerca de 99,5%, e mais preferivelmente ainda de cerca de 50% a cerca de 99,5%. Da mesma forma, os termos “sólidos-rico” ou “rico em sólidos” são utilizados aqui para indicar um fluxo que possui um conteúdo de sólidos que é maior do que o conteúdo de sólidos da mistura de alimentação até o ponto que torna o processo comercial mente vantajoso tanto na recuperação de sólidos quanto na remoção de sólidos. Em representações preferidas, o fluxo rico em sólidos da unidade de destilação possui um conteúdo de sólidos entre cerca de 0,2% a
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10/48 cerca de 50%, mais preferivelmente de cerca de 0,2% a cerca de 40%, e mais preferivelmente ainda de cerca de 0,2% a cerca de 30%.
[033] Colunas de destilação apropriadas para uso na prática desta invenção são colunas de placa (bandeja), colunas de flotação, e colunas embaladas. Colunas que contem combinações de embalagem e placas também podem ser utilizadas. Colunas de placa e colunas de flotação são colunas de destilação preferidas. Nas colunas de placa, as bandejas preferidas são as bandejas resistentes a incrustações como bandejas perfuradas, bandejas defletoras, bandejas disco-e-anel, bandejas de fluxo duplo, bandejas de cartucho, bandejas com borbulhadores ou retangulares e alguns tipos das bandejas valvuladas como a bandeja PROVALVE (r) por Koch-Glitsch LP, Wichita Kansas, USA. Um exemplo de uma coluna de flotação de escala industrial para utilização nesta invenção é DynaWave (r) fornecida por MECS Inc., St. Louis, Missouri, USA. A coluna de destilação pode ser operada em pressão atmosférica, em pressão sub-atmosférica, ou a uma pressão acima da atmosférica preferivelmente entre cerca de ),7 KPa e cerca de 1,825 KPa e temperaturas correspondentes entre cerca de 10°C e cerca de 260°C. Ao operar em uma pressão sub-atmosférica, as pressões operacionais preferidas são entre 0,7 KPa e 96,5 KPa. As temperaturas operacionais correspondentes estão tipicamente entre 10°C e 177°C. Ao operar na pressão atmosférica ou acima, as pressões operacionais preferidas estão entre 102 KPA e 1.825 KPa e pressões operacionais mais preferíveis estão entre 136 KPa e 1.136 KPa. As correspondentes temperaturas operacionais preferidas estão entre 18°C e 260°C e as temperaturas mais preferíveis estão entre 27°C e cerca de 232°C. O uso de refluxo é opcional. O aquecimento para a coluna de destilação pode ser proporcionado por injeção direta de vapor ou por aquecimento indireto em um permutador de reaquecimento. A coluna pode ser operada à maneira de fornada ou de uma maneira contínua. Pode haver um ou mais fluxos de alimentação para a coluna de destilação e uma ou mais sondas laterais da coluna de destilação. A seção de destilação pode conter uma única coluna de destilação ou múltiplas colunas, particularmente onde houver restrições de altura ou onde múltiplas colunas possam oferecer maior integração de energia. Os termos “unidade de destilação” e “seção de destilação” são usados aqui para englobar tanto as colunas únicas quanto as colunas múltiplas. O fluxo rico
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11/48 em LBO é recuperado como o fluxo superior da unidade de destilação e o fluxo rico em sólidos é recuperado como o fluxo inferior.
[034] A seção de destilação do processo da presente invenção pode ser precedido por qualquer uma dentre uma variedade de unidades operacionais. Exemplos são uma etapa de filtração para redução de sólidos, uma etapa de separação de membrana para redução de sólidos e/ou orgânicos, um purificador para redução de gás, uma etapa de desgaseificação baseada em membrana para redução de gás, e um permutador de calor para aquecer ou refrigerar a mistura de fluido.
[035] O fluxo superior da seção de destilação flui para a primeira seção de separação de membrana para a separação do LBO e da água um do outro. O fluxo que entra ma primeira seção de separação de membrana preferivelmente contem sólidos entre 0 e cerca de 0,5%, mais preferivelmente de 0 a 0,05%, e pode ser fase-líquida ou fase-vapor. Quando o fluxo é liquido, o modo de operação preferido é o modo da pervaporação (PV), enquanto que para uma alimentação fase-vapor, o modo de operação preferido é o modo por permeação de vapor (VP). Alternativamente, VP pode ser usado para um fluxo de alimentação liquido, e PV para um fluxo de alimentação por vapor, após as etapas apropriadas de troca de calor. A força motriz tanto para PV quanto para VP pode ser obtida através da manutenção do lado de permeação da membrana sob vácuo preferivelmente entre cerca de 0,07 KPa a cerca de 69 KPa, ou através da purgação do lado de permeação com um fluxo de gás, ou o uso de uma combinação de vácuo e um fluxo de purgação. O modo de processamento e as condições operacionais ideais irão variar com fatores como a concentração de água no fluxo de alimentação e o conteúdo desejado de água no fluxo concentrado de LBO. As pressões de alimentação para a primeira unidade de separação de membrana são preferivelmente entre cerca de 136 KPa e 1.825 KPa, e mais preferivelmente entre cerca de 136 KPa e cerca de 1.136 KPa. As temperaturas correspondentes são preferivelmente entre 18°C e 260°C, e mais preferivelmente entre cerca de 27°C e cerca de 232°C.
[036] A membrana na primeira seção de separação de membrana preferivelmente possui pelo menos uma camada seletiva microporosa ou densa capaz de concentrar LBOs. Membranas apropriadas para ambos os modos PV
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12/48 e VP são aquelas que são capazes de permear água seletivamente sobre os LBOs. Membranas preferíveis possuem um Fluxo de Permeação de Água de cerca de 50 GPU ou mais (onde GPU indica “unidade de permeação de gás” e 1 GPU = 3,347 x 10-10 mol/m2.s.Pa), mais preferivelmente cerca de 50 GPU a cerca de 25.000 GPU, mais preferivelmente ainda entre cerca de 100 GPU e cerca de 20.000 GPU, e mais preferivelmente cerca de 200 GPU a cerca de 15.000 GPU. A seletividade (Fluxo de Permeação de Água dividido pelo Fluxo de Permeação de LBO) da membrana preferida para permeação de água sobre os LBOs é preferivelmente de cerca de 25 ou maior, mais preferivelmente de cerca de 25 a cerca de 100.000, mais preferivelmente ainda de cerca de 50 a cerca de 25.000, e mais preferivelmente de cerca de 100 a cerca de 10.000, para minimizar a área de membrana e e o vazamento dos LBOs para o fluxo de permeação.
[037] A camada seletiva da membrana pode ser uma membrana orgânica, uma membrana inorgânica, ou membranas de matriz mista. As membranas preferidas para essa camada são membranas orgânicas feitas de polímeros vítreos e membranas inorgânicas feitas de zeólitos e sílica. Entre as membranas orgânicas aquelas que são particularmente preferidas são as membranas poliméricas feitas de polímeros vítreos e polímeros de troca iônica. Polímeros misturados, homopolímeros, ou co-polímeros podem ser usados, assim como polímeros que tenham sido modificados por alterações na estrutura física (como o grau de cristalinidade) ou na estrutura química (por substituição de grupos químicos), e polímeros que tenham sido modificados pela adição de agentes de reticulação ou plastificantes e outros para melhorar suas propriedades. Os mais preferidos são os polímeros vítreos com uma temperatura Tg de transição de vidro de cerca de 90°C ou mais, incluindo aquelas entre cerca de 90°C e cerca de 150°C, e aquelas entre cerca de 150°C e 350°C. O termo “vítreo” é utilizado aqui para indicar que as membranas são usadas em seu estado cristalino, bem abaixo do seu amolecimento ou temperatura Tg de transição de vidro. Exemplos de polímeros vítreos para uso como camada seletiva incluem, mas não estão limitados a, álcool polivinil, poliamidas, policarbonetos, polieterimidas, polisulfonas, polietersulfonas, poliimidas, poliamideimidas, poli (óxidos fenilenos), poliacetilenos como poli(1trimetilsilil-1-propine) (PTMSP), e outros. Policarbonetos aromáticos,
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13/48 polieterimidas aromáticas, polimidas aromáticas, poliamidas aromáticas (poliaramidas), e poliamideimidas aromáticas são mais preferíveis. Entre as membranas inorgânicas, as membranas de zeólito feitas de zeólitos hidrofílicos (com baixos índices de sílica-alumina) como os zeólitos A-, X-, e Y-tipo são preferidos.
[038] Ambas as membranas isotrópicas e anisotrópicas podem ser usadas, embora as membranas anisotrópicas sejam preferíveis. As membranas anisotrópicas podem ser integralmente revestidas ou compostas (camada dupla ou multicamada). Quando membranas anisotrópicas são utilizadas, uma camada de apoio pode ser incluída para servir de apoio mecânico para a camada seletiva. Camadas de apoio apropriadas são altamente permeáveis para minimizar a resistência à permeação, e são termicamente e quimicamente resistentes aos fluxos aos quais a membrana é exposta durante o uso. A própria camada de apoio pode ser isotrópica ou anisotrópica e pode ser feita de materiais orgânicos ou inorgânicos.
[039] As membranas mais preferidas são as membranas poliméricas integralmente revestidas feitas de polímeros vítreos e membranas inorgânicas compostas que compreendem um filme de zeólito em um substrato de cerâmica porosa. A membrana pode ser uma membrana de fibra oca, tubular, monolítica ou membrana de folha plana, e pode ser embalada em um modulo de fibra oca, modulo tubular, modulo monolítico, modulo placa-e-quadro, modulo disco-tubo ou modulo espiral. Membranas preferidas são membranas vítreas de fibra oca integralmente embaladas em um modulo de fibra oca, membranas de zeólito tubular compostas embaladas em um modulo tubular, e membranas de zeólito monolítico compostas embaladas em um modulo de membrana monolítica. A eficiência da separação irá variar com a seleção do modulo de membrana e as condições sob as quais é utilizado. O modulo de membrana é preferivelmente construído e operado de uma tal maneira que a pressão caia no lado de permeação quando mantida sob vácuo mínimo.
[040] Exemplos de fornecedores de membranas inorgânicas adequadas para utilização na primeira seção de membrana são Mitsui Engineering & Shipbuilding do Japão, Sulzer Chemtech Membrane Systems de Heinitz, Alemanha, e Pervatech BV de Enter, Holanda. Exemplos de fornecedores de membranas poliméricas adequadas para utilização na primeira seção de
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14/48 membrana são Sulzer Chemtech GmbH de Neunkirchen, Alemanha, e Bend
Research, Inc. de Bend, Oregon, USA (para membranas baseadas em poliamidas e de fibra oca).
[041] Como foi observado acima, a primeira seção de membrana pode incluir vários módulos de membranas conectados em múltiplos estágios e passos, e cada estágio ou passo pode conter uma ordenação de módulos de membranas em serie ou em paralelo para alcançar a desejada separação. Cada modulo de membrana pode ser idêntico, ou diferentes módulos podem ser construídos de diferentes tipos de membranas.
[042] Qualquer uma dentre uma variedade de unidades ou operações pode ser incorporada entre a seção de destilação e a primeira seção de separação de membrana. Um permutador de calor, por exemplo, pode ser incorporado com objetivos tais como condensação do vapor superior da coluna, vaporização do liquido condensado, ou aquecimento ou refrigeração sensível. Uma etapa de compressão de vapor pode ser inserida para a compressão do vapor da seção de destilação. Quando uma etapa de compressão de vapor é inserida, as pressões operacionais preferíveis da seção de destilação são entre cerca de 34 KPa a cerca de 446 KPa e as temperaturas preferíveis são entre cerca de 10°C e cerca de 204°C. Correspondentemente, o compressor de vapor comprime o vapor da seção de destilação a uma pressão preferivelmente de cerca de 136 KPa a cerca de 1.136 KPa. Uma etapa de filtração pode ser incluída para a remoção de sólidos produzidos quando a alimentação para a membrana está na fase liquida. Quando a alimentação para a primeira membrana está na fase vapor, uma etapa de filtração pode ser utilizada para a remoção de sólidos e líquidos produzidos, como por exemplo, um eliminador de nevoa para a remoção de sólidos solúveis incluindo partículas submicron, nevoa orgânica, e névoa de água. Outro exemplo é uma etapa de desgaseificação para a remoção de gases. Outro exemplo ainda é um purificador ou desgaseificador para desgaseificação. Outro exemplo ainda é uma etapa de separação de fases, como por exemplo, um decantador para a separação de líquidos imiscíveis. A primeira seção de separação de membrana também pode ser precedida por uma concentração de LBO ou etapa de purificação. Exemplos dessas etapas são: uma etapa adicional (preliminar) de separação de membrana (operada no mesmo ou em um diferente modo de
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15/48 processamento que o da primeira membrana), uma etapa de absorção, uma etapa de extração liquido-liquido, uma etapa de perstraction, uma etapa de extração de solvente baseada em membrana, e uma etapa de secagem de sal.
[043] A primeira seção de separação de membrana irá separar o fluxo rico em LBO, após uma etapa de pré-tratamento, se incluída, e a separação produzirá dois fluxos - um fluxo rico em LBO e um fluxo esvaziado de LBO (rico em água). De uma maneira análoga ao seu uso na seção de destilação, o termo “rico em LBO” quando utilizado em conexão com um dos fluxos emergindo da primeira seção de separação de membrana indica um fluxo que contem uma concentração de LBO que é maior do que a concentração de LBO no fluxo que entra na seção, até um ponto em que torna o processo comercial mente vantajoso. Em representações preferidas da invenção, o fluxo rico em LBO da primeira seção de separação de membrana contem LBO entre cerca de 25% a cerca de 99,99%, mais preferivelmente entre cerca de 45% a cerca de 99,95%, e mais preferivelmente ainda de cerca de 60% e cerca de 99,9%.
[044] O fluxo rico em LBO da primeira seção de separação de membrana pode ser ainda tratado em uma concentração de LBO ou etapa de purificação. Exemplos de tais etapas são: uma etapa de separação de membrana adicional (operada no mesmo ou em um modo de processamento diferente que o da primeira etapa de separação de membrana), uma etapa de absorção, uma etapa de destilação, uma etapa de extração liquido-liquido, uma etapa de per-extração, uma etapa de extração de solvente baseada em membrana, e uma etapa de secagem de sal. Se for usada uma etapa de absorção, o absorvente pode ser orgânico, inorgânico, ou absorvente de matriz mista. A etapa de absorção pode ser operada em um modo não-regenerativo ou regenerativo. Se for usado um modo regenerativo, o sistema pode ser operado em um modo de adsorção por oscilação de pressão (PSA) ou um modo de absorção por oscilação de temperatura (TSA). O LBO concentrado resultante da etapa de absorção pode ser vendido diretamente ou misturado a outros materiais para venda. O fluxo regenerante da etapa de absorção pode ser tratado em qualquer outra parte do processo. O fluxo regenerante é preferivelmente reciclado para a seção da coluna de destilação para recuperação de LBO.
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16/48 [045] Os termos “esvaziado de LBO” e “rico em água” quando utilizados para descrever o fluxo remanescente emergindo da primeira seção de separação de membrana indicam um fluxo que contem uma concentração de LBO que é mais baixa, e o conteúdo de água maior, do que no fluxo que entra na seção, até um ponto em que torna o processo comercial mente vantajoso. Em representações preferidas da invenção, o fluxo esvaziado de LBO e rico em água da primeira seção de separação de membrana contem LBO entre cerca de 0,01% a cerca de 95%, mais preferivelmente entre cerca de 0,01% e cerca de 80%, e mais preferivelmente ainda entre cerca de 0,01% e cerca de 50%.
[046] O fluxo esvaziado de LBO (aquoso) pode ser ainda tratado em uma etapa de recuperação e remoção de LBO. Exemplos dessas etapas são: uma etapa adicional de separação de membrana, uma etapa de destilação e desflegmação, uma etapa de stripping a vapor ou ar, uma etapa de absorção de carbono, uma etapa de tratamento biológico, e uma etapa de oxidação química. Exemplos de etapas de separação de membrana adicionais são a perevaporação (PV) e osmose reversa (RO). Quando for utilizada a perevaporação, a membrana preferida é aquela que irá permear seletivamente o LBO sobre a água. A água resultante da primeira seção de separação de membrana, após tratamento subsequente se houver, pode ser reciclada para a seção de destilação, reciclada em outra parte do processo, utilizada para torre de refrigeração ou caldeira de reposição, ou despejada para água de superfície ou esgoto.
[047] Um permutador de calor pode ser incorporado corrente abaixo da primeira seção de separação de membrana e será particularmente útil quando se desejar a condensação ou sub-refrigeração do fluxo rico em LBO.
Segunda Seção de Separação de Membrana [048] O fluxo inferior da seção de destilação flui para a segunda seção de separação de membrana para a separação de sólidos e água um do outro. O fluxo entrando na segunda seção de separação de membrana preferivelmente contem LBOs entre cerca de 0 a cerca de 5%, mais preferivelmente de 0 a 0,5%.
[049] A alimentação para a segunda seção de separação de membrana é na fase liquida. Dependendo do tipo de sólidos sendo removidos, a concentração de sólidos na água, e o grau desejado de concentração de
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17/48 sólidos, a segunda seção de separação de membrana pode ser operada nos modos de microfiltragem (MF), ultrafiltragem (UF), nanofiltragem (NF, ou osmose reversa (RO). O material da membrana, tamanho do poro, morfologia, configuração de modulo e condições operacionais de processamento ideais irão variar com o modo de filtragem. A seleção de um modo e condições operacionais será feita em consideração com as características do fluxo de alimentação e da separação desejada. Para todos esses modos, as pressões operacionais preferíveis são entre cerca de 136 KPa e cerca de 17.338 KPa e pressões operacionais mais preferíveis são entre cerca de 205 KPa e cerca de 13.891 KPa. As temperaturas operacionais correspondentes são entre 10°C e cerca de 260°C e temperaturas mais preferidas são entre cerca de 10°C e cerca de 149°C.
[050] A(s) membrana(s) selecionada(s) para a segunda seção de separação de membrana preferivelmente possuem pelo menos uma camada seletiva porosa, ultramicroporosa ou densa capaz de concentrar sólidos. Membranas preferíveis para os modos MF, UF, NF, e RO são aquelas que são capazes de permear água seletivamente sobre os sólidos, e tem uma Constante de Membrana (Fluxo de Água/Queda de Pressão Transmembrana) preferivelmente de cerca de 0,001 GFD/psi (galões/ft2 dia/psi) ou mais, mais preferivelmente de cerca de 0,001 GFD/psi a cerca de 10 GFD/psi, ainda mais preferivelmente de cerca de 0,005 GFD/psi a cerca de 7 GFD/psi, e mais preferivelmente ainda de cerca de 0,01 GFD/psi a cerca de 5 GFD/psi. O Coeficiente de Rejeição da membrana preferida para os sólidos selecionados é preferivelmente de cerca de 30% ou mais, mais preferivelmente de cerca de 30% a cerca de 99,99%, ainda mais preferivelmente de cerca de 50% a cerca de 99,99%, e mais preferivelmente ainda de cerca de 65% a cerca de 99,99% para minimizar a área de membrana e o vazamento dos sólidos selecionados para o fluxo de permeação. O fluxo rico em sólidos da seção de destilação para a segunda seção de separação de membrana pode conter uma combinação de sólidos incluindo aqueles sólidos que precisam ser rejeitados, i.e., sólidos selecionados, e aqueles que podem permear. O critério do Coeficiente de Rejeição é aplicável apenas aos sólidos selecionados que precisam ser retidos pela segunda membrana. As membranas que rejeitam certos sólidos selecionados permeiam outros sólidos e possuem baixo ou nenhum Coeficiente
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18/48 de Rejeição para um outro ou sólidos indesejáveis também podem ser utilizadas.
[051] Ainda outros modos operacionais para membranas na segunda unidade de separação de membranas, para serem utilizados como alternativa ou em adição a membranas operando em MF, UF, NF ou RO, são os modos de destilação de membrana (MD) e de eletrodiálise (ED). Uma membrana operando no modo MD é útil, por exemplo, em fluxos de alimentação onde a concentração dos sólidos dissolvidos é muito alta para uma operação prática de uma membrana RO. Membranas operando nos modos de Eletrodiálise (ED) ou Eletrodiálise Reversa (EDR) são efetivas para concentrar sólidos ionizados.
[052] A camada seletiva da(s) membrana(s) na segunda seção de separação de membranas pode ser uma membrana orgânica, uma membrana inorgânica, ou uma membrana de matriz mista. Entre as membranas orgânicas, aquelas feitas de polímeros são preferidas, e entre as membranas inorgânicas aquelas feitas de cerâmica são preferidas. Membranas poliméricas podem ser feitas de misturas de polímeros, homopolímeros ou co-polímeros, ou polímeros modificados por alterações na estrutura física (como a mudança do grau de cristalinidade), ou polímeros modificados por alterações na estrutura química (como pela substituição de grupos químicos), ou polímeros modificados pela adição de agentes de reticulação, plastificantes, ou outros aditivos de polímero comuns para melhorar as suas propriedades. A membrana pode ser carregada ou neutra. Preferivelmente, a camada seletiva possui características de superfície que reduzem a tendência da membrana de se sujar.
[053] A membrana pode ser selecionada para atender as especificações de alimentação e para alcançar a separação e condições operacionais desejadas. Para aplicações de microfiltragem, as membranas podem ser orgânicas ou inorgânicas. Exemplos de membranas orgânicas que podem ser utilizadas são polisulfonas, polipropileno, nylon 6, náilon 66, poli (tetrafluoretileno)s, poli (fluoreto de vinilideno)s, acetato de celulose, nitrato de celulose, poliésteres, policarbonetos, e poliimidas. Exemplos de membranas inorgânicas que podem ser utilizadas são as membranas de metal. Para aplicações de ultrafiltragem as membranas também podem ser orgânicas ou inorgânicas. Exemplos de membranas orgânicas são polisulfonas, poli(etersulfona)s, acetato de celulose, celuloses regeneradas, poliamidas,
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19/48 poli(fluoreto de vinilideno)s, e poliacrilonitrilos. Exemplos de membranas inorgânicas são y-alumina/x-alumina, vidro borossilicato, carbono pirolizado, zirconia/SS e zirconia/carbono. Para nanofiltragem e osmose reversa, as membranas preferidas são as membranas orgânicas. Exemplos são acetato de celulose, diacetato e triacetato de celulose, butirato acetato de celulose, poliamidas aromáticas, poliamidas aromáticas cruzadas, poli(vinil álcool) (TFC), poliamidas/poliuréia aril-alquil, e polietileniminas. Certas membranas inorgânicas como zeólitos podem ser operadas mo modo de nanofiltragem ou osmose reversa também. Para aplicações de destilação de membrana, as membranas podem ser orgânicas ou inorgânicas. Exemplos de membranas orgânicas são polisulfonas, polipropilenos, nylon 6, nylon 66, poli(tetrafluoroetileno)s, poli(fluoreto de vinilideno)s, acetato de celulose, nitrato de celulose, poliésteres, policarbonetos, e poliimidas. Exemplos de membranas inorgânicas são membranas de metal. Para eletrodiálise (ED), as membranas preferidas são membranas de troca iônica. Exemplos de matrizes de membranas de troca iônica são poliestirenos, polietilenos, e polisulfonas.
[054] Tanto as membranas isotrópicas quanto as anisotrópicas podem ser usadas na segunda seção de separação de membrana. As membranas anisotrópicas podem ser integralmente revestidas ou compostas (camada dupla ou multicamada). Quando são utilizadas membranas anisotrópicas, uma camada de apoio pode ser incluída para servir de apoio mecânico para a camada seletiva. Camadas de apoio apropriadas são aquelas que são altamente permeáveis para minimizar a resistência à permeação, e termicamente e quimicamente resistentes aos fluxos aos quais a membrana está exposta durante o uso. A própria camada de apoio pode ser isotrópica ou anisotrópica e pode ser feita de materiais orgânicos ou inorgânicos.
[055] A(s) membrana(s) nessa segunda seção de separação de membrana podem ser de fibra oca, tubulares, monolíticas ou de folha plana, e podem ser empacotadas em um modulo de fibra oca, um modulo tubular, um modulo monolítico, um modulo placa-e-quadro, um modulo disco-tubo, ou um modulo espiral. Módulos preferidos são aqueles com construção de canal aberto tais como módulos tubulares, módulos monolíticos, módulos placa-equadro, e módulos disco-tubo. O fluxo do fluido no modulo pode ser sem saída, de fluxo cruzado ou de cisalhamento reforçado. Sistemas de fluxo sem saída
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20/48 são preferivelmente utilizados apenas em misturas de fluido de alimentação com baixas concentrações de sólidos ou em situações em que a extensão da concentração de sólidos (recuperação) é extremamente baixa. A filtragem de fluxo cruzado e a de reforço de cisalhamento são modos preferidos de operação. Na filtragem de fluxo cruzado, canais abertos e canais espaçadores podem ser usados. Os canais podem ser retos ou curvos. Em geral, no entanto, sistemas de fluxo cruzado de canal reto aberto são preferíveis. O cisalhamento pode ser reforçado para melhorar a hidrodinâmica com a utilização de fluxo turbulento, introduzindo inserções no caminho do fluido tais como promotores de turbulência, ou introduzindo instabilidades com o uso de pulsações, superfícies ásperas, ou vértices (Couette Flow ou vértices de Dean). O cisalhamento também pode ser reforçado pela utilização de filtragem de fluxo cruzado dinâmico (como pela rotação da membrana, rotação de um dispositivo mecânico ligado à membrana, ou alternando dispositivos rotacionais ou estacionários), ou pela oscilação da membrana para gerar energia vibracional na superfície da membrana. Adicional mente, para minimizar o depósito de sujeira, a segunda seção de separação de membrana pode ser operada de uma maneira que permita retrolavagem e limpeza. A retrolavagem e a limpeza podem ser realizadas com água ou produtos químicos de limpeza. Com a seleção apropriada da membrana e das condições operacionais, a separação eficiente, incluindo a minimização do depósito de sujeira na alimentação lateral da membrana, pode ser alcançada.
[056] Uma variedade de sistemas de separação sólido-líquido adequados para utilização nessa segunda seção de separação de membrana estão disponíveis comercialmente. Exemplos são VSEP® por New Logic Research Inc., Emeryville, Califórnia, USA; Filtration Systems por Rochem Separation Systems (índia) Pvt.Ltd., Mumbai, índia; Dynamic Cross Flow Filtration por Buss-SMS-Canzler GmbH, Alemanha; CR-Filter® por Metso Paper, Finlândia; Filtration Products por Graver Technologies, Glasgow, Delaware, USA; e Pall Disc Tube tm Module por Pall Corporation, East Hills, New York, USA.
[057] A segunda seção de separação de membrana pode conter vários módulos de membranas conectados em múltiplos estágios e passos, e cada estágio ou passo pode conter uma disposição de módulos de membranas em
Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 27/80 /48 serie e paralelos para alcançar a desejada separação. Cada módulo de membrana pode ser idêntico, ou quando múltiplos módulos são incluídos, diferentes módulos podem ser construídos de diferentes tipos de membranas.
[058] A segunda seção de separação de membrana pode ser precedida por qualquer uma de uma variedade de unidades e operações. Exemplos são etapas de tratamento químico como aquelas para ajuste de pH, e tratamentos com um agente surfactante ou agente de quelação para uma variedade de objetivos como o aumento do tamanho de partícula dos sólidos e redução da tendência do fluxo de se sujar. Outro exemplo é um permutador de calor para aquecimento sensível ou refrigeração. Um outro exemplo é uma etapa de préfiltragem para a remoção de sólidos suspensos, opcionalmente incluindo um dos seguintes - centrifugação, hidrociclone ou ciclone, coagulação, floculação, flotação de ar dissolvido ou disperso, oxidação química, tratamento biológico como digestão anaeróbica e tratamento aeróbico. A etapa de pré-filtragem também pode incluir uma membrana operando em um modo de processo de microfiltragem. Outras alternativas para uma etapa de pré-filtragem são uma etapa de filtragem convencional, utilizando filtragem de terra diatomácea, filtragem de mídia dupla, filtragem de areia, micro-triagem, triagem vibratória, pressão de filtro, pré-revestimento, e filtragem por cesto e saco. A segunda seção de separação de membrana também pode ser precedida por uma etapa de concentração de sólidos ou purificação, por exemplo, uma etapa adicional de separação de membrana (operada no mesmo modo de processo que na segunda unidade de separação de membrana ou em um modo de processo diferente).
[059] A segunda seção de separação de membrana irá separar o fluxo rico em sólidos da seção de destilação, após uma etapa de pré-tratamento, se incluída, e a separação produzirá dois fluxos - um fluxo rico em sólidos e um fluxo esvaziado de sólidos. Em uma maneira análoga ao seu uso na seção de destilação, o termo “rico em sólidos” quando utilizado em conexão com um dos mesmos fluxos emergindo da segunda seção de separação de membrana indica um fluxo que contem uma concentração de sólidos que é maior do que a concentração de sólidos do fluxo que entra na seção, até um ponto em que torna o processo comercial mente vantajoso. Em representações preferidas da invenção, o fluxo rico em sólidos da segunda seção de separação de
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22/48 membrana contem sólidos entre cerca de 0,5% a cerca de 60%, mais preferivelmente de cerca de 0,5% a cerca de 50%, e mais preferivelmente ainda de cerca de 0,5% a cerca de 40%.
[060] O fluxo rico em sólidos da segunda seção de separação de membrana pode ser ainda tratado em uma etapa de concentração de sólidos ou purificação. Exemplos de etapas de concentração de sólidos e purificação são uma etapa adicional de separação de membrana (operada no mesmo modo de processo que na segunda unidade de separação de membrana ou em um modo de processo diferente), uma prensa de filtro, uma centrifuga, um evaporador e um secador. O evaporador pode empregar vários estágios de evaporação. Exemplos de tipos de evaporadores que podem ser utilizados são evaporadores falling-film, evaporadores rising-film, e evaporadores de circulação forçada. A recompressão mecânica ou térmica por vapor pode ser usada para integração adicional de energia. Vários tipos de secadores como forno giratório e secadores de anel podem ser usados. Após a concentração, os sólidos podem ser recuperados e vendidos como alimentação para gado ou qualquer outro produto apropriado, usados como combustível em um aquecedor, usados como adubo, aplicados a aterros, ou incinerados.
[061] Os termos “esvaziado de sólidos” e “rico em água” quando utilizados para descrever o fluxo remanescente emergindo da segunda seção de separação de membrana indica um fluxo que contem uma concentração mais baixa de sólidos, e um conteúdo maior de água, do que no fluxo que entra na seção, até o ponto em que torna o processo comercial mente vantajoso. Em representações preferidas da invenção, o fluxo esvaziado de sólidos e rico em água da segunda seção de separação de membrana contem sólidos entre cerca de 0,0001% a cerca de 40%, mais preferivelmente entre cerca de 0,0005% e cerca de 30%, e mais preferivelmente ainda entre cerca de 0,001% e cerca de 20%.
[062] O fluxo esvaziado de sólidos (aquoso) pode ser ainda tratado em uma etapa adicional de recuperação e remoção de sólidos. Exemplos são uma etapa adicional de separação de membrana (operada no mesmo modo que a segunda etapa de separação de membrana ou em um modo diferente), uma etapa de tratamento biológico, uma etapa de oxidação química, uma etapa de precipitação química, uma etapa de redução química, uma etapa de
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23/48 coagulação, uma etapa de absorção de carbono, e um trocador iônico. A água pode ser reciclada para outros locais da instalação para reutilização, como água de reposição em um aquecedor ou água de refrigeração. A água também pode ser descartada para uma água de superfície ou um esgoto. Qualquer um dos dois fluxos emergindo da segunda seção de separação de membrana pode ser aquecido ou resfriado por um permutador de calor.
[063] Os pré-tratamentos e pós-tratamentos para as seções de destilação ou de membrana podem ser utilizados individualmente ou em combinações.
[064] A presente invenção possui numerosas aplicações. Qualquer instalação produtiva que gere uma mistura de LBOs, sólidos e água que possa se beneficiar da separação constitui uma aplicação em potencial para a presente invenção. Uma área de tecnologia na qual a invenção é útil é a da produção de biocombustíveis como bioetanol e biobutanol utilizando fermentação de matérias-primas agri(baseado em amido e açúcar), celulósicas e lignocelulósicas, ou matéria-prima industrial baseada em resíduos. O tratamento de algumas matérias-primas em processos como a liquefação, sacarificação, hidrólise acida, hidrólise enzimática, e gaseificação pode ser necessário para a conversão da matéria prima em um intermediário apropriado para fermentação. A fermentação pode ser realizada utilizando-se levedura, bactérias ou um organismo geneticamente modificado. As células utilizadas podem ser mobilizadas ou imobilizadas. O fermentador pode ser operado em um modo de fornada, fed-batch, semi-continuo ou continuo. A fermentação pode ser realizada na fase liquida (fermentação submersa) ou na fase sólida. Uma variedade de projetos para os fermentadores em escala industrial podem ser utilizados. Uma descrição detalhada dos modos de fermentação de interesse industrial e tipos de projetos de fermentadores (bioreator) está incluída em The Biotechnology of Ethanol, Classical and Future Applications, editado por M. Roeher, Parte II, Seções 5 e 6, Wiley VCH, 2001.
[065] Na produção do bioetanol do milho, por exemplo, uma mistura de fluido contendo orgânicos (predominantemente etanol e outras impurezas voláteis como óleos combustíveis, metanol, ácidos orgânicos, aldeídos, cetonas, ésteres, hemiacetais e acetais), sólidos (como gorduras, fibra, proteínas, carboidratos e cinza) água, e dióxido de carbono é tratada nas
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24/48 seções de destilação, desidratação e evaporação da produção de etanol. A seção de destilação consiste de series de colunas de destilação. A seção de desidratação consiste em um sistema de absorção pressure swing baseado em peneira molecular para secagem do LBO (etanol), e a seção de evaporação consiste em series de evaporadores para a concentração dos sólidos. Usualmente, os evaporadores são precedidos por uma centrifuga para a remoção de sólidos suspensos. Em uma instalação existente, o processo da invenção pode ser aplicado pela incorporação da primeira seção de separação de membrana antes do sistema PSA e a segunda seção de separação de membrana antes dos evaporadores. O sistema PSA e os evaporadores podem ser substituídos inteiramente por um sistema incorporando a presente invenção.
FIGURAS [066] Ao mesmo tempo em que os aspectos definindo esta invenção são capazes de implementação em uma variedade de projetos de instalações e diagramas de fluxo, a invenção como um todo será melhor compreendida através de um exame detalhado de representações especificas. Diagramas de fluxo do processo para tais representações são mostrados nas Figuras 2, 3, e 4, e são comparados com um processo do estado da técnica cujo diagrama de fluxo é mostrado na Figura 5.
[067] A FIG. 2 é um desenho esquemático de uma representação da invenção mostrando a seção de destilação 100, a primeira seção de separação (desidratação orgânica) de membrana 200, e a segunda seção de separação (concentração de sólidos) de membrana 300. A seção de destilação 100 contem uma coluna de destilação operada a uma pressão super-atmosférica com refluxo, e a energia para a destilação é fornecida pelo permutador de reaquecimento. A primeira seção de separação de membrana 100 é operada no modo processual de permeação de vapor, e o permeado rico em água da primeira seção de separação de membrana é reciclado para a seção de destilação, a segunda seção de separação de membrana 300 é operada no modo processual de osmose reversa, e o fluxo rico em sólidos da segunda seção de separação de membrana é então tratado por evaporação para uma adicional concentração de sólidos.
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25/48 [068] Uma mistura de fluido 101 emergindo de uma unidade operacional corrente acima é utilizada como alimentação para o sistema, e é pressurizada em uma pressão apropriada em uma bomba de alimentação 102. O fluxo pressurizado 103 é pré-aquecido em um pré-aquecedor 104 e então alimentado para a coluna destiladora/retificadora (destilação) 106 na qual o fluxo de alimentação é dividido em um fluxo superior rico em LBO 107 e o fluxo inferior rico em sólidos 111. A energia para a destilação é fornecida por um permutador de reaquecimento 113.
[069] A coluna destiladora/retificadora 106 é operada acima da pressão atmosférica e com refluxo. Uma fração 108 do fluxo superior da coluna 107 é condensado em um condensador superior 109 e o fluxo liquido condensado 110 é reciclado para a coluna destiladora/retificadora 106 como refluxo para enriquecimento dos LBOs. A fração rica em LBO do fluxo superior da coluna que não é condensada é o fluxo que entra 201 para a primeira seção de separação de membrana 200 onde é aquecido em um superaquecedor 202 para evitar a condensação. O fluxo superaquecido 203 que emerge do superaquecedor 202 é alimentado para uma membrana de desidratação de LBO 204 para secar o LBO. O fluxo superaquecido 203 é separado pela membrana de desidratação 204 em um fluxo retentado rico em LBO substancialmente seco 205 e um fluxo permeado rico em água 206. O fluxo seco rico em LBO 205 é condensado em um condensador de produto 207. O fluxo rico em LBO seco e condensado 208 é refrigerado em um refrigerador de produto 209 e pode ser enviado a uma etapa de tratamento adicional, ou utilizado em qualquer outra parte do processo, ou enviado para remoção ou armazenamento. O lado permeado da membrana de desidratação de LBO 204 é mantido sob vácuo para criar a força motriz para a permeação do vapor de água. O fluxo permeado rico em água 206 é condensado em um condensador de permeado 211. O fluxo liquido rico em água condensado 212 de condensador 211 é pressurizado por uma bomba 216 e reciclado para a coluna destiladora/retificadora 106 no local apropriado para recuperação adicional do LBO. O fluxo não-condensável 213 do condensador 211 é direcionado a um sistema de vácuo 214 e o fluxo de escape 215 pode ser então tratado, inflamado ou escoado.
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26/48 [070] Na seção de destilação 100, uma fração 112 do fluxo inferior rico em sólidos 111 é reciclado para a coluna de destilação após ser vaporizado no permutador de reaquecimento destilador/retificador 113. O remanescente do fluxo inferior rico em sólidos é o fluxo que entra 301 na segunda seção de separação de membrana 300 onde é pressurizado em uma bomba inferior destiladora/retificadora 302 e então refrigerado em um refrigerador inferior 304 até uma temperatura aceitável para a membrana para ser utilizada na unidade de concentração (separação de segunda membrana) de sólidos 306. O fluxo rico em sólidos refrigerado 305 que emerge do refrigerador inferior 304 é alimentado à unidade de concentração (segunda membrana) de sólidos 306 que contem uma membrana apropriada para operação no modo processual de osmose reversa. A membrana RO usada na segunda unidade de separação de membrana 306 divide o fluxo entrante em um fluxo permeado rico em água 308 e um fluxo de sólidos concentrado 307. O fluxo concentrado em sólidos 307 é pré-aquecido em um pré-aquecedor de alimentação evaporador 309 e alimentado a um evaporador de duplo efeito 311. O fluxo inferior 313 do evaporador de duplo efeito 311 é refrigerado em um refrigerador inferior evaporador 319 e o fluxo resultante 320 pode ser adicionalmente tratado, reutilizado em alguma outra parte do processo, descartado, ou enviado para armazenamento. Em sistemas nos quais o fluxo inferior evaporador 313 é ainda concentrado com aplicação de calor, um refrigerador inferior evaporador 319 não é necessário. O fluxo de água evaporado 312 do evaporador de duplo efeito 311 é condensado em um condensador superior evaporador 314 e então refrigerado em um refrigerador evaporador superior 317 após ser misturado ao fluxo permeado 308. O fluxo rico em água refrigerado e combinado 318 pode ser ainda tratado, reutilizado em qualquer outra parte do processo, descartado, ou enviado para armazenamento. Alternativamente, o fluxo permeado rico em água 308 da unidade de membrana 306 e o superior condensado 315 do evaporador de duplo efeito 311 pode ser tratado separadamente em vez de combinado.
[071] A função de aquecimento para o permutador de reaquecimento 113 na seção de destilação 100 e para os vários aquecedores pode ser proporcionada por vapor ou qualquer fonte de calor apropriada de qualquer outra parte do processo, ou por outro meio de aquecimento como óleo quente.
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A função refrigeradora nos condensadores e refrigeradores pode ser proporcionada por água de refrigeração, água resfriada ou liquido. A função refrigeradora é preferivelmente proporcionada por troca de calor com um fluxo apropriado para recuperação de calor.
[072] A FIG. 3 é uma variação no sistema da FIG. 2, na qual o permutador de reaquecimento 113 da seção de destilação 100 da FIG. 2 é eliminado. O aquecimento para fazer funcionar a coluna destiladora/retificadora 106 é então fornecido por um fluxo de energia 401 que é preferivelmente um vapor aberto como um vapor a uma pressão apropriada alimentado diretamente na coluna 106. Isso evita a necessidade de limpeza do permutador de reaquecimento 113 do sistema da FIG. 2. Isso, no entanto, acarreta a mistura do fluxo de energia com os fluidos do processo.
[073] A FIG. 4 é outra variação do sistema da FIG. 2. Nesta variação, a coluna de destilação (destiladora/retificadora) 106 é operada a uma pressão igual ou próxima à pressão atmosférica. O fluxo superior 107 da coluna de destilação é comprimido em um compressor de vapor 402. Como o compressor de vapor 402 irá aquecer o fluxo superior da coluna 107, um refrigerador de descarte é utilizado em vez do superaquecedor 202 do sistema da FIG. 2. Isso permitirá a mesma extensão de recuperação de energia que na representação descrita na FIG. 2. Uma vantagem do sistema da FIG. 4 é que a coluna de destilação 106 sofrerá menos depósito de sujeira do que as colunas de destilação operadas acima da pressão atmosférica já que a pressão mais baixa permitirá a utilização de uma temperatura operacional mais baixa. Os tamanhos das unidades de separação de membrana 204 e 306 e consequentemente os custos associados a essas unidades permanecerão inalterados.
[074] As FIGS. 2, 3 e 4 e os cálculos oferecidos abaixo em referência a essas figuras pretendem ser ilustrativos e não limitar o escopo da invenção de forma alguma.
EXEMPLOS [075] Cálculos foram realizados para ilustrar a eficiência energética dos processos da presente invenção em comparação aos processos convencionais. Um pacote simulador de processo comercial mente disponível, ChemCAD de ChemStations Inc., Houston, Texas, USA, foi utilizado. Modelos
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28/48 matemáticos foram desenvolvidos para simular o desempenho da desidratação molecular e das membranas de separação sólido-líquido. Correlações teóricas, semi-empíricas e empíricas foram usadas para calcular a área de membrana para uma aplicação específica baseada em características de alimentação, separação desejada e condições operacionais. Os modelos matemáticos para separações baseadas em membrana foram integradas ao pacote ChemCAD para simulações dos processos integrados.
[076] As seguintes suposições foram feitas pelos cálculos:
(1) Para cálculos de consumo de energia, apenas as principais cargas de força e vapor foram consideradas (por exemplo: a força requerida para bombas de pressão não foi incluída).
(2) Quedas de pressão em todas as unidades operacionais não foram consideradas.
(3) O Método Termodinâmico NRTL (Non-Random Two-Liquid) foi utilizado para todas as simulações.
(4) As capacidades de calor dos sólidos foram consideradas insignificantes.
EXEMPLO 1
Tratamento do Fluxo de Produto da Instalação de Etanol Baseado em Melaço - Invenção vs Estado da Técnica [077] Esse exemplo ilustra a economia de energia do processo da presente invenção quando aplicado à produção de etanol de melaço de cana de açúcar. A base do projeto para a instalação é mostrada na Tabela I:
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Tabela I. Base de Projeto para Instalação de Etanol
| Produção Anual de Etanol | 60 KLPD (5,6 MMGPY*) |
| Fluxo de Alimentação | |
| (do fermentador) | 55.115 Ib/h |
| Composição: | |
| Etanol | 8 de peso % |
| Água | 82 de peso % |
| Total Sólidos (TS) | 10 de peso % |
| Conteúdo de Etanol | |
| Coluna Inferior | 0,01 peso % (100 ppmp) |
| Conteúdo Água | |
| Produto Etanol | 0,5 de peso % |
| Conteúdo de Água | |
| Sólidos Concentrados | 40 de peso % |
*MMGPY: milhão de galões por ano (353 dias/ano) [078] Para os cálculos neste exemplo, quaisquer orgânicos menores e dióxido de carbono na alimentação não foram levados em consideração. Todos os percentuais são em peso a não ser que seja indicado de outra forma.
Estado da Técnica [079] O processo de destilação multi-estágio mostrado na FIG. 5 é um processo convencional (estado da técnica) para separação de líquidos orgânicos, água, e sólidos emergindo do fermentador em uma instalação de etanol baseada em melaço. O processo inclui uma seção de destilação 500, uma seção de desidratação de orgânicos 600, e uma seção de concentração de sólidos 700. Números de unidade e fluxo não aparecendo na seguinte discussão são identificados nas tabelas seguintes.
[080] Na seção de destilação 500, a mistura 501 do fermentador é alimentada a um destilador de cerveja 506 operando sob condições atmosféricas sem refluxo. O fluxo de alimentação 501 é separado no destilador em um fluxo superior rico em etanol 507 (contendo aproximadamente 50% de etanol e 50% de água) e um fluxo inferior rico em sólidos 508 (contendo aproximadamente 12% de sólidos e 88% de água). O fluxo superior 507 é
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30/48 condensado em um condensador superior destilador de cerveja 512 e então entra na seção de desidratação de orgânicos 600 onde é pressurizado a 90 psig por uma bomba de alimentação destiladora/retificadora 602 e alimentado a uma coluna destiladora/retificadora 604 no local apropriado. A coluna destiladora/retificadora 604 é operada com refluxo para atingir uma concentração azeotrópica de aproximadamente 93% de etanol no seu fluxo superior 605, e uma composição de menos de 100 ppmw de etanol no fluxo inferior 609. Vapor é tipicamente fornecido a um permutador de reaquecimento 611 da coluna destiladora/retificadora 604, e a coluna destiladora/retificadora 604 é operada com a energia de um fluxo de refluxo 612.
[081] O fluxo superior 613 da coluna destiladora/retificadora 602 em concentração azeotrópica é superaquecido para evitar a condensação da alimentação em leitos de peneira molecular, e então enviado ao sistema PSA baseado em peneira molecular 616 para remoção final de água. O sistema PSA 616 tipicamente utiliza dois leitos 616a, 616b de absorvente peneira molecular em modo de fornada cíclica. No ciclo de absorção, a mistura azeotrópica da coluna destiladora/retificadora flui através do primeiro leito 616a e um fluxo de álcool anidro 617 contendo menos de 0,5% de água é produzido. O produto do etanol é condensado no condensador de produto 619 e refrigerado em um refrigerador de produto 621 antes de ser enviado para armazenamento. A energia do fluxo do produto é recuperada em outra parte do processo. Uma fração do produto flui como purga através do segundo leito 616b do sistema PSA, que é em um modo de regeneração. O fluxo de regeneração 618 resultante contem cerca de 60% de etanol. Esse fluxo de álcool regenerado é condensado no condensador de regeneração PSA 623 usando água de refrigeração. O fluxo liquido condensado 624 é reciclado para recuperação do etanol para o local apropriado na coluna destiladora/retificadora 604. O fluxo não-condensável 625 do condensador de regeneração 623 é direcionado a um sistema de vácuo 626 e o fluxo de exaustão 627 é então tratado, inflamado ou escoado.
[082] O fluxo inferior rico em sólidos da coluna de destilação de cerveja 506 entra na seção de concentração de sólidos 700 como um fluxo 701 contendo aproximadamente 12% TS, onde ele é alimentado a um evaporador multi-efeito (tipicamente, quatro efeitos) 702 para concentrar os sólidos até
Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 37/80 /48 aproximadamente 60% para uso como solúveis de melaço condensados (CMS). O CMS é utilizado como um aditivo de alimentação para gado ou como combustível de aquecedor para queimar em um incinerador, ou é convertido em adubo rico em nutrientes para reduzir as necessidades de adubagem da terra. A energia para evaporação é fornecida por vapor e/ou parcialmente por um fluxo de energia de qualquer outra parte do processo. O fluxo inferior 630 da coluna destiladora/retificadora 604 na seção de desidratação de orgânicos 600 e o fluxo condensado 708 do sistema de concentração (evaporador) de sólidos 700 são geralmente reciclados para reutilização no processo. Um tratamento adicional pode ser necessário para purificação da água dependendo da utilização pretendida. O processo convencional como ilustrado na FIG. 5 é integrado por calor e a energia é recuperada entre as seções de destilaçãodesidratação e de evaporação até o ponto em que for possível.
[083] A base do projeto e as especificações para a coluna de destilação de cerveja 506, a coluna destiladora/retificadora 604, o sistema PSA 616, e o evaporador multi-efeito 702 estão listados na Tabela II. Os detalhes de equilíbrio de massa para todos os principais fluxos e condições operacionais estão listados na Tabela III, e os detalhes de energia estão listados na Tabela IV.
TABELA II
Base do Projeto e Especificações para o Sistema do Estado da Técnica
Coluna destiladora de Cerveja (506)
Especificações Projeto
Base do projeto
| Concentração | de | etanol | |
| superior | 50 peso % | ||
| Concentração | de | etanol | |
| inferior | 100 ppmp |
Numero de bandejas (teórico) 15 índice de refluxo Nulo
Pressão operacional Atm
Coluna Destiladora/Retificadora (604)
Base do projeto
Concentração de etanol superior 93 peso %
Especificações Projeto
Numero de bandejas (teórico) 33
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Concentração de etanol inferior 100ppmp índice de refluxo 3,3
Pressão operacional 90 psig
Sistema PSA (616)
Base do projeto
Concentração do etanol
Concentração de regenerado produto
99,5 peso % etanol peso %
Especificações
Projeto*
9,0 ton Massa Adsovente 90 psig
Pressão operacional 1,9 psig
Pressão Regeneração
Evaporador Mu Iti-efeito (702)
| Base do projeto | Especificações Projeto* | ||
| Concentração final sólidos | 60 peso % | Numero Efeitos Pressão operacional | 4 Atm |
‘boletim técnico: “Molecular Sieves for Alcohol Drying”, Robert E. Trent, Gerente técnico,
Zeochem LLC
TABELA III
Equilíbrio de Massa e Condições Operacionais para o Sistema do Estado da Técnica
| No. Fluxo (FIG. 5) | Nome Corrente | Taxa Fluxo (Ib/h) | Temp. (°F) | Pressão (psig) | Composição (peso %) | |||
| Etanol | Áaua | TS | ||||||
| 501 | Mistura de fluido de | |||||||
| alimentação | 55116 | 95 | 0 | 8,0 | 82,0 | 10,0 | ||
| 601 | Destilador | de | ||||||
| cerveja superior | 8839 | 179 | 0 | 49,8 | 50,2 | 0,0 | ||
| 701 | Destilador | de | ||||||
| cerveja inferior | 46276 | 212 | 0 | 0,0 | 88,1 | 11,9 | ||
| 613 | Destilador/retificador |
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| superior | 5217 | 281 | 90,0 | 93,5 | 6,5 | 0,0 | |
| 632 | Destilador/retificador inferior | 4413 | 95 | 90,0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| 622 | Produto | 4426 | 95 | 90,0 | 99,5 | 0,5 | 0,0 |
| 629 | PSA regenerado | 791 | 95 | 100,0 | 60,00 | 40,0 | 0,0 |
| 708 | Evaporador superior | 37097 | 95 | 14,0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| 710 | Evaporador inferior | 9179 | 95 | 14,0 | 0,0 | 40,0 | 60,0 |
TABELA IV
Consumo de Energia para Sistema do Estado da Técnica
| No. | Nome | Pressão | Temp | .....................[MMBTU/h]- | ||
| Função | Função | Recuperação | ||||
| (Fig | Componente | (psig) | (°F) | Aquecimento | Resfriamento | de calor |
5) limite da bateria interna
| 504 | Pré-aquecedor de alimentação | 15 | 95-180 | 4,1 | ||
| 510 | Permutador de reaquecimento do destilador de cerveja | 0 | 212 | 7,4 | ||
| 512 | Condensador do destilador de cerveja | 0 | 182 | -6,0 | 68% | |
| 607 | Condensador destilador/retificador | 90 | 281 | -6,0 | -100% | |
| 611 | Permutador de reaquecimento destilador/retificador | 90 | 331 | 9,0 | ||
| 614 | Superaquecedor de alimentação PSA | 90 | 280-316 | 0,1 | ||
| 619 | Condensador de produto | 90 | 316-281 | -1,5 | -100% | |
| 621 | Refrigerador de Produto | 90 | 281-95 | -0,6 | Nenhum | |
| 623 | Condensador de regeneração PSA | 1,9 psia | 281-95 | -0,6 | Nenhum | |
| 631 | Refrigerador inferior destilador/retificador | 90 | 331-95 | -1,1 | Nenhum | |
| 702 | Evaporador multiEfeito | 14 | 235-248 | 9,5 | ||
| 705 | Condensador superior evaporador | 0 | 212 | -8,7 | Nenhum | |
| 707 | Refrigerador |
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| superior evaporador | 0 | 230-95 | -5,0 | Nenhum | |
| 709 Refrigerador inferior | |||||
| evaporador | 14 | 248-95 | -0,6 | Nenhum | |
| Total | 30,1 | -30,1 | -11,6 |
Função aquecedora liquida 18,5
BTU/galão de etanol 27.800
Ib de vapor/galão de etanol 31,4 (1130 Ib vapor = 1 MMBTU)
Esta invenção [084] As desejadas separações, recuperação e secagem do etanol e concentração de sólidos para uma instalação de etanol combustível-grade baseada em melaço são alcançadas de modo muito mais eficiente através da representação do processo da presente invenção como ilustrado na FIG. 2 do que através do processo convencional tanto em termos de gasto de capital quanto de custos operacionais. A seguinte é uma descrição das condições operacionais para comparação com aquelas da FIG. 5 acima.
[085] Com referencia à FIG. 2, o fluxo de alimentação da mistura de fluido 101 do fermentador é pressurizado a 65 psig pela bomba de alimentação 102, e o fluxo pressurizado 103 é pré-aquecido no pré-aquecedor de alimentação 104 e então alimentado para a coluna destiladora/retificadora (seção de destilação) 106 na qual o fluxo de alimentação é dividido no fluxo superior rico em orgânicos 107 e o fluxo inferior rico em sólidos 111. A energia para a destilação é proporcionada pelo fornecimento de energia do permutador de reaquecimento destilador/retificador 113.
[086] A coluna destiladora/retificadora 106 é operada a 65 psig com refluxo para atingir 88% de orgânicos de baixo ponto de ebulição no fluxo superior 107. Uma fração 108 do fluxo superior é condensada no condensador superior destilador/retificador 109, e o fluxo liquido condensado 110 é reciclado para a coluna destiladora/retificadora 106 como refluxo para o enriquecimento dos orgânicos. A fração do fluxo superior da coluna 107 que não é condensada entra na seção de desidratação (primeira separação de membrana) orgânica 200 como um fluxo entrante 201 que é aquecido no super-aquecedor 202 para evitar a condensação. O fluxo superaquecido 203 que emerge do superaquecedor 202 é alimentado para a unidade de membrana 204, que é um Conjunto de Módulos de Membrana de Permeação por Vapor Baseado em Membrana de Zeólito A, para secar o etanol. Na unidade de membrana 204, o
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35/48 fluxo superaquecido 203 é separado em um fluxo de etanol anidro 205 contendo menos de 0,5% de água e um fluxo permeado rico em água 206 contendo até 2,0% de etanol. O fluxo de etanol anidro 205 é condensado no condensador de produto 207 para produzir um fluxo de etanol anidro condensado 208 que é então refrigerado no refrigerador de produto 209 antes de ser enviado para armazenagem. A energia do fluxo de produto é recuperada em outra parte do processo. O lado permeado da membrana é mantido sob vácuo (0,2-1,2 psia) para criar a força motriz para a permeação do vapor de água. O fluxo permeado rico em água 206 é condensado no primeiro condensador de permeado da unidade de membrana 211. O fluxo liquido rico em água condensado do condensador 211 é pressurizado na bomba de permeação 216 e realimentado à coluna destiladora/retificadora 106 na seção de destilação 100 na localização apropriada para recuperação adicional do etanol. O fluxo não-condensável 213 do condensador 211 é direcionado a um sistema de vácuo 214, e o fluxo de exaustão 215 pode ser ainda tratado, inflamado ou escoado.
[087] Uma fração do fluxo inferior rico em sólidos 111 da coluna destiladora/retificadora 106 é reciclada para a coluna de destilação após ser vaporizada no permutador de reaquecimento destilador/retificador 113. O remanescente do fluxo inferior rico em sólidos é alimentado como o fluxo entrante 301 para a seção de concentração (separação de segunda membrana) de sólidos 300 onde é pressurizado pela bomba inferior destiladora/retificadora 302 a 600 psig e então resfriado no refrigerador inferior destilador/retificador 304 a 45°C, que é uma temperatura aceitável para uma membrana de osmose reversa LFC1 (poliamida reticulada). O fluxo rico em sólidos refrigerado 305 que emerge do refrigerador 304 é alimentado para a unidade de separação de membrana 306 que contem um Conjunto de Módulos de Membrana Disco-Tubo com membrana LFC1. A membrana divide o fluxo inferior da coluna em um fluxo permeado rico em água 308 e um fluxo de sólidos concentrados 307. O fluxo de sólidos concentrado 307 é então préaquecido no pré-aquecedor de alimentação evaporador 309 e alimentado ao evaporador de duplo efeito 311. O fluxo inferior 313 do evaporador 311 é concentrado a 60% TS para produzir solúveis de melaço condensados (CMS), que podem ser utilizados como aditivo alimentar para gado ou combustível de
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36/48 aquecedor, ou ser queimado em um incinerador, ou pode ser usado para fabricar adubo rico em nutrientes. O fluxo de água evaporada 312 do evaporador 311 é condensado no condensador superior evaporador 314 e então misturado ao fluxo permeado 308 e refrigerado no refrigerador a água 317. O fluxo rico em água combinado é geralmente reciclado para reutilização no processo. Um tratamento adicional pode ser necessário para purificação da água dependendo do uso pretendido.
[088] Como foi observado acima, a função de aquecimento nos permutadores de reaquecimento e aquecedores pode ser proporcionada por vapor ou por uma fonte apropriada de calor de alguma outra parte do processo, ou por algum outro meio de aquecimento como óleo quente. A função de refrigeração nos condensadores e refrigeradores pode ser proporcionada por água de refrigeração, água gelada ou liquido. A função de refrigeração é preferivelmente proporcionada por troca de calor com um fluxo apropriado para recuperação de calor. O processo ilustrado na FIG. 2 é integrado por calor e a energia é recuperada entre as seções de desidratação destilação-orgânica (primeira separação de membrana) e concentração de sólidos (segunda separação de membrana) até o ponto em que for possível.
[089] As especificações para a unidade de membrana na seção de desidratação de orgânicos estão listadas na Tabela V, e as especificações para a unidade de membrana na seção de concentração de sólidos estão listadas na Tabela VI. A base do projeto e as especificações para a coluna destiladora/retificadora 106, a unidade de membrana 204 na seção de desidratação de orgânicos, a unidade de membrana 306 na seção de concentração de sólidos, e o evaporador multi-efeito 311 estão listados na Tabela VII. Os detalhes de equilíbrio de massa e condições operacionais para todos os principais fluxos estão listados na Tabela VIII, e os detalhes de energia para todos os principais fluxos estão listados na Tabela IX.
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| TABELAV |
Especificações para Invenção de Primeira Seção de Membrana (Mitsui Engineering & Shipbuilding Brochure intitulada “Zeolite Membrane and Module”)
| Fabricante da Membrana | Mitsui Engineering & Shipbuilding, Japão |
| Fabricante do Módulo | Mitsui Engineering & Shipbuilding, Japão |
| Fluxo | Misto (Combinação de Co-Corrente e ContraCorrente) |
| Material | Inorgânico |
| Camada Seletiva | Filme NaA Zeólito |
| Substrato | Tubo de Cerâmica |
| Morfologia | Compósito: Filme NaA Zeólito revestido em Tubo de Cerâmica (externo) |
Estrutura Física da Membrana e Dimensões Tubo: 12mm OD x 1,51 x 800 L
| Módulo da Membrana | Tubular |
| Pressão Operacional Máxima Temperatura Operacional máxima | 150 psig 300° F |
Fluxo Estimado de Permeação de Água,
| [mol/m2.s.Pa]/[GPU] Seletividade Estimada (água/etanol) | 1,1 x 10-06/3300 2000 TABELA VI |
Especificações para Invenção de Segunda Seção de Membrana (Hidranautics Brochure intitulada “Membrane Element LFC1” e Rochem Separation Systems website http://www.rochemindia.com/distillery.html)
| Fabricante da Membrana | Hydronautics, CA |
| Fabricante do Módulo | Rochem Separation Systems, India |
| Fluxo | Fluxo Cruzado de Canal Aberto |
| Material | Polimérico |
| Camada Seletiva | Poliamida Composta, carregada neutramente |
| Substrato | Polisulfona |
| Morfologia | Compósito |
Estrutura Física da Membrana e Dimensões Folha Plana
| Módulo da Membrana | Disco e Tubo |
| Pressão Operacional Máxima | 600 psig |
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| Temperatura Operacional máxima | 113°F |
| Constante de Membrana Estimado, A | 0,13GFD/psi |
| Coeficiente de Rejeição | 100% (presumido) |
TABELA VII
Base do Projeto e Especificações para o Sistema da Invenção
Coluna Destiladora/Retificadora (106)
| Base do projeto | Especificações Projeto | ||||
| Concentração | de | etanol | Numero de bandejas | ||
| superior | 88 peso % | (teórico) | 32 | ||
| Concentração | de | etanol | índice de refluxo | 2,9 | |
| inferior | 100 ppmp | Pressão operacional | 65 psig |
Membrana de Desidratação de Orgânicos (204)
| Base do projeto | Especificações Projeto | ||
| Fluxo de Permeação de Água, [mol/m2.s.Pa] | 1,1x10'06 | Área Total da Membrana | 91 m2 |
| Seletividade (Água/Etanol) | 2000 | Pressão de Alimentação | 65 psig |
| Concentração do Produto de Etanol | 99,5% peso % | Pressão de Permeado | 0,2-1,2 psia |
Membrana de Concentração Sólida (306)
Base do projeto
Especificações Projeto
Fluxo Médio de Água 19,5 GFD Coeficiente de Rejeição de Sólidos (presumido) 100%
Concentração de Sólidos em Retentado 30 peso %
Área Total da Membrana 4800 ft2 Pressão de Alimentação 600 psig Temperatura de
Alimentação 113°F
Evaporador Multi-efeito (311)
Base do projeto
Especificações Projeto*
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Concentração final 60 peso % sólidos
Numero Efeitos 2
Pressão operacional atm
TABELA VIII
Equilíbrio de Massa e Condições Operacionais para o Sistema da Invenção
| No. Corrente (FIG. 2) | Nome Corrente | Taxa Fluxo (Ib/h) | Temp. (°F) | Pressão (psig) | Composição (peso %) | ||
| Etanol | Água | TS | |||||
| 101 | Mistura de fluido de | ||||||
| alimentação | 55116 | 95 | 0 | 8,0 | 82,0 | 10,0 | |
| 201 | Destilador / | ||||||
| Retificador superior | 4970 | 264 | 65 | 88,8 | 11,2 | 0,0 | |
| 301 | Destilador / | ||||||
| retificador inferior | 50690 | 312 | 65 | 0,0 | 89,1 | 10,9 | |
| 210 | Produto | 4426 | 95 | 65 | 99,5 | 0,5 | 0,0 |
| 217 | Permeado da | 544 | 93 | 70 | 1,6 | 98,4 | 0,0 |
| Primeira Membrana | |||||||
| 307 | Retentato da | 18387 | 113 | 65 | 0,0 | 70,0 | 30,0 |
| Segunda Membrana | |||||||
| 308 | Permeado da | 32302 | 113 | 0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| Segunda Membrana | |||||||
| 315 | Evaporador | 9192 | 95 | 14,0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| Superior | |||||||
| 320 | Evaporador Inferior | 9195 | 95 | 14,0 | 0,0 | 40,0 | 60,0 |
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TABELA IX
Detalhes de Energia para o Sistema da Invenção
Função Aquec./Resf. Calor Recuperável [MMBTU/h][MMBTU/h]
| No. (Fig 2) | Nome Componente | Pressão (psig) | Temp (°F) | Função Aquecimento | Função Resfriamento | Limite Bateria Interna | Limite Bateria Externa |
| 104 | Pré-aquecedor de Alimentação | 65 | 95-281 | 9,1 | |||
| 109 | Condensador Destilador/ Retificador | 65 | 264 | -5,7 | 84% | 16% | |
| 113 | Permutador de Reaquecimento Dest/Retif | 65 | 312 | 9,1 | |||
| 202 | Superaquecedor | 65 | 264-273 | 0,02 | |||
| 207 | Produto | 65 | 273-263 | -1,4 | -100% | ||
| 209 | Refrigerador de Produto | 65 | 263-95 | -0,5 | Nenhum | ||
| 211 | Condensador de Permeado da Primeira | 0,2-1,2 | 243-93 | -0,6 | Nenhum | ||
| Membrana | Psia | ||||||
| 304 | Refrigerador Inferior Dest/Retif. | 65 | 312-113 | -9,1 | -100% | ||
| 309 | Pré-aquecedor de Alimentação Evaporador | 0 | 113-194 | 1,0 | |||
| 311 | Evaporador MultlEfeito | 14 | 212 | 4,8 | |||
| 314 | Evaporador Superior | 0 | 212 | -4,3 | 23% | ||
| 317 | Refrigerador água | 14 | 139-95 | -1,8 | Nenhum | ||
| 319 | Refrigerador Inferior Evaporador | 14 | 248-95 | -0,6 | Nenhum | ||
| Total | 24,0 | -24,0 | -14,9 | -2,3 | |||
| Função aquecedora liquida | 6,8 | ||||||
| BTU/galão de etanol | 10200 | ||||||
| lb de vapor/galão de etanol | 11,5 |
(1130 lb vapor = 1 MMBTU)
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EXEMPLO 2
Outro Uso da Invenção no Tratamento do Fluxo de Produto de Instalação de Etanol baseado em Melaço [090] Este exemplo ilustra a utilização de um projeto de instalação de acordo com a FIG. 3 para o tratamento do mesmo fluxo de produto tratado no Exemplo 1. A base do Projeto e as especificações para a coluna destiladora/retificadora 106, a unidade de membrana 204 na seçãode desidratação de orgânicos, a unidade de membrana 306 na seçãode concentração de sólidos, e o evaporador multi-efeito 311 na seçãode concentração de sólidos estão listados na Tabela X. Os detalhes de equilíbrio de massa e condições operacionais para todos os fluxos principais estão listados na Tabela XI, e os detalhes de energia para todos os fluxos principais estão listados na Tabela XII.
TABELA X
Base do Projeto e Especificações para o Sistema da Invenção
Coluna Destiladora/Retificadora (106)
| Base do projeto | Especificações Projeto | ||
| Concentração de etanol | Numero de bandejas | ||
| superior | 88 peso % | (teórico) | 32 |
| Concentração de etanol | índice de refluxo | 3,1 | |
| inferior | 100 ppmp | Pressão operacional | 65 psig |
Membrana de Desidratação de Orgânicos (204)
| Base do projeto | Especificações Projeto | ||
| Fluxo de Permeação de Água, [mol/m2 s.Pa] | 1,1x10'06 | Área Total da Membrana | 94 m2 |
| Seletividade (Água/Etanol) | 2000 | Pressão de Alimentação | 65 psig |
| Concentração do Produto de Etanol | 99,5% peso % | Pressão de Permeado | 0,2-1,2 psia |
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Especificações Projeto
Membrana de Concentração Sólida (306)
Base do projeto
Fluxo Médio de Água 22 GFD Coeficiente de Rejeição de Sólidos (presumido) 100%
Concentração de Sólidos em Retentado 30 peso %
Área Total da Membrana 5500 ft2 Pressão de Alimentação 600 psig Temperatura de
Alimentação 113°F
| Evaporador Multi-efeito (311) | ||
| Base do projeto | Especificações Projeto* | |
| Concentração | final 60 peso % | Numero Efeitos 2 |
| sólidos | Pressão operacional atm |
TABELA XI
Equilíbrio de Massa e Condições Operacionais para o Sistema da Invenção
| No. Corrente (FIG. 3) | Nome Corrente | Taxa Fluxo (Ib/h) | Temp. (°F) | Pressão (psig) | Composição (peso %) | ||
| Etanol | Áaua | TS | |||||
| 101 | Mistura de fluido de | ||||||
| alimentação | 55116 | 95 | 0 | 8,0 | 82,0 | 10,0 | |
| 201 | Destilador / | ||||||
| Retificador superior | 5054 | 264 | 65 | 87,4 | 12,6 | 0,0 | |
| 301 | Destilador / | ||||||
| Retificador inferior | 60661 | 312 | 65 | 0,0 | 91,0 | 9,0 | |
| 210 | Produto | 4430 | 95 | 65 | 99,5 | 0,5 | 0,0 |
| 217 | Permeado da | 624 | 93 | 70 | 1,5 | 98,5 | 0,0 |
| Primeira Membrana | |||||||
| 307 | Retentato da | 18387 | 113 | 65 | 0,0 | 70,0 | 30,0 |
Segunda Membrana
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| 308 | Permeado da Segunda Membrana | 42274 | 113 | 0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| 315 | Evaporador | 9202 | 230 | 14,0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| Superior | |||||||
| 320 | Evaporador Inferior | 9185 | 95 | 14,0 | 0,0 | 40,0 | 60,0 |
TABELA XII
Consumo de Energia para o Sistema da Invenção
Função Aquec./Resf. Calor Recuperável [MMBTU/h][MMBTU/h]
| No. (Fig 3) | Nome Componente | Pressão (psig) | Temp (°F) | Função Aquecimento | Função Resfriamento | Limite Bateria Interna | Limite Bateria Externa |
| 104 | Pré-aquecedor de Alimentação | 65 | 95-295 | 9,1 | |||
| 109 | Condensador Destilador/ Retificador | 65 | 264 | -6,3 | 76% | 24% | |
| Abertura Energia Corrente | 80 | 324-95 | 11,3 | ||||
| 202 | Superaquecedor | 65 | 264-273 | 0,02 | |||
| 207 | Condensador Produto | 65 | 273-263 | -1,4 | -100% | ||
| 209 | Refrigerador de Produto | 65 | 263-95 | -0,5 | Nenhum | ||
| 211 | Condensador de Permeado da Primeira | 0,2-1,2 | 243-93 | -0,7 | Nenhum | ||
| Membrana | Psia | ||||||
| 304 | Refrigerador Inferior Dest/Retif. | 65 | 312-113 | -111 | 88% | ||
| 309 | Pré-aquecedor de Alimentação Evaporador | 0 | 113-194 | 1,0 | |||
| 311 | Evaporador MultiEfeito | 14 | 212 | 4,8 | |||
| 314 | Condensador Evaporador Superior | 0 | 212 | -4,3 | 24% | ||
| 317 | Refrigerador água | 14 | 134-95 | -2,0 | Nenhum | ||
| 319 | Refrigerador Inferior Evaporador | 14 | 248-95 | -0,6 | Nenhum | ||
| Total | 24,0 | -26,9 | -15,6 | -2,9 |
Função aquecedora liquida8,4
BTU/galão de etanol12600
Ib de vapor/galão de etanol14,2 (1130 Ib vapor = 1 MMBTU)
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EXEMPLO 3
Outro Uso da Invenção no Tratamento do Fluxo de Produto de Instalação de Etanol baseado em Melaço [091] Este exemplo ilustra a utilização de um projeto de instalação de acordo com a FIG. 4 para o tratamento do mesmo fluxo de produto tratado no Exemplo 1. A base do projeto e as especificações para a coluna destiladora/retificadora 106, a unidade de membrana 204 na seçãode desidratação de orgânicos, a unidade de membrana 306 na seçãode concentração de sólidos, e o evaporador multi-efeito 311 na seçãode concentração de sólidos estão listados na Tabela XIII. Os detalhes de equilíbrio de massa e condições operacionais para todos os principais fluxos estão listados na Tabela XIV, e os detalhes de energia para todos os principais fluxos estão listados na Tabela XV.
TABELA XIII
Base do Projeto e Especificações para o Sistema da Invenção
Coluna Destiladora/Retificadora (106)
Base do projeto
Especificações Projeto
Concentração de etanol superior
Concentração de etanol inferior peso %
100 ppmp
Numero de bandejas (teórico) 24 índice de refluxo 2,6
Pressão operacional Atm
Membrana de Desidratação de Orgânicos (204)
| Base do projeto | Especificações Projeto | ||
| Fluxo de Permeação de Água, [mol/m2 s.Pa] | 1,1x10'06 | Área Total da Membrana | 85 m2 |
| Seletividade (Água/Etanol) | 2000 | Pressão de Alimentação | 65 psig |
| Concentração do Produto de Etanol | 99,5% peso % | Pressão de Permeado | 0,2-1,2 psia |
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Especificações Projeto
Membrana de Concentração Sólida (306)
Base do projeto
Fluxo Médio de Água 19,5 GFD Coeficiente de Rejeição de Sólidos (presumido) 100%
Concentração de Sólidos em Retentado 30 peso %
Área Total da Membrana 4800 ft2 Pressão de Alimentação 600 psig Temperatura de
Alimentação 113°F
| Evaporador Multi-efeito (311) | ||
| Base do projeto | Especificações Projeto | |
| Concentração | final 60 peso % | Numero Efeitos 2 |
| sólidos | Pressão operacional atm |
TABELA XIV
Equilíbrio de Massa e Condições Operacionais para o Sistema da Invenção
| No. Corrente (FIG. 4) | Nome Corrente | Taxa Fluxo (Ib/h) | Temp. (°F) | Pressão (psig) | Composição (peso %) | ||
| Etanol | Áaua | TS | |||||
| 101 | Mistura de fluido de | ||||||
| alimentação | 55116 | 95 | 0 | 8,0 | 82,0 | 10,0 | |
| 201 | Destilador / | ||||||
| Retificador superior | 4878 | 366 | 65 | 90,4 | 9,6 | 0,0 | |
| 301 | Destilador / | ||||||
| Retificador inferior | 50689 | 212 | 65 | 0,0 | 89,1 | 10,9 | |
| 210 | Produto | 4426 | 95 | 65 | 99,5 | 0,5 | 0,0 |
| 217 | Permeado da | 453 | 93 | 70 | 1,9 | 98,5 | 0,0 |
| Primeira Membrana | |||||||
| 307 | Retentato da | 18387 | 113 | 65 | 0,0 | 70,0 | 30,0 |
Segunda Membrana
Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 52/80
46/48
| 308 | Permeado da Segunda Membrana | 32302 | 113 | 0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| 315 | Evaporador | 9192 | 95 | 14,0 | 0,0 | 100,0 | 0,0 |
| Superior | |||||||
| 320 | Evaporador Inferior | 9185 | 14,0 | 14,0 | 0,0 | 40,0 | 60,0 |
TABELA XV
Consumo de Energia para o Sistema da Invenção
Função Aquec./Resf. Calor Recuperável [MMBTU/h]______________Limite Bateria Interna
| No. (Fig 4) | Nome Componente | Pressão (psig) | Temp (°F) | Aquecimento | Resfriamento | [MMBTU/h |
| 104 | Pré-aquecedor de Alimentação | 0 | 95-188 | 4,5 | ||
| 402 | Compressor Vapor | 0-65 | 173-366 | 1,4 | ||
| 111 | Condensador Destilador/ Retificador | 65 | 366-173 | -6,2 | 91% | |
| 115 | Refervedor Destilador/ Retificador | 0 | 212 | 8,4 | ||
| 403 | Refrigerador de Descarga Compressor | 65 | 366-272 | -0,2 | Nenhum | |
| 207 | Condensador de Produto | 65 | 273-263 | -1,4 | -100% | |
| 209 | Resfriador Produto | 65 | 263-95 | -0,6 | Nenhum | |
| 211 | Condensador Permeado Primeira | 0,2-1,2 | 243-93 | -0,5 | Nenhum | |
| Membrana | Psia | |||||
| 304 | Refrigerador Inferior Destilador/ Retificador | 65 | 212-113 | -4,5 | -100% | |
| 309 | Pré-aquecedor de Alimentação Evaporador | 0 | 113-194 | 1,0 | ||
| 311 | Evaporador MultiEfeito | 14 | 212-248 | 4,8 | ||
| 314 | Condensador Superior Evaporador | 0 | 212 | -4,3 | 24% | |
| 317 | Refrigerador Água | 14 | 139-95 | -1,8 | Nenhum | |
| 319 | Refrigerador Inferior Evaporador | 14 | 248-95 | -0,6 | Nenhum | |
| Total | 20,1 | -20,1 | -12,6 |
Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 53/80
47/48
Função aquecedora liquida 7,5
BTU/galão de etanol 11.300
Ib de vapor/galão de etanol 12,8 (1130 Ib vapor = 1 MMBTU)
SUMÁRIO [092] A combinação de duas seções de separação de membrana com a seção de coluna de destilação juntamente com a capacidade da primeira seção de separação de membrana de desidratar um fluxo de orgânicos de baixo ponto de ebulição com concentrações de água muito mais altamente significativas do que a concentração azeotrópica combinada com a capacidade da segunda seção de separação de membrana de concentrar os sólidos e reduzir a carga no sistema evaporador inesperadamente resulta em um sistema altamente integrado e eficiente. A implementação desse sistema resultará em economias significativas tanto em gastos de capital quanto em custos operacionais. A economia em gastos de capital advém da não necessidade de uma unidade de muIti-destilação e processo PSA cíclico que requer controle complexo e manutenção frequente. A utilização de um processo de membrana de concentração de sólidos continuo reduz o numero total de efeitos evaporadores.
[093] A economia prevista é mostrada na Tabela XVI, que lista o consumo de energia para cada um dos projetos de instalação representados pelas FIGs. 2, 3 e 4 operadas sob as condições apresentadas nos Exemplos 1, 2 e 3, e os compara com os valores correspondentes para o sistema da FIG. 5 (estado da técnica). Além da economia nos custos de aquecimento, também se alcançará uma economia nos custos totais de força, mão de obra e manutenção.
TABELA XVI. Comparação de Energia
| Estado Arte FIG. 5 | Processo Invenção | |||
| FIG. 2 | FIG. 3 | FIG. 4 | ||
| Função Total de Aquecimento | 30,1 | 24 | 26,9 | 20,1 |
| [MMBTU/h] Calor Recuperável Total | -11,6 | -17,2 | -18,5 | -12,6 |
[MMBTU/h] Função Liquida de
Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 54/80
48/48
| Aquecimento | 18,5 | 6,8 | 8,4 | 7,5 |
| [MMBTU/h] BTU/galão de etanol | 27800 | 10200 | 12600 | 11300 |
| lb de vapor/galão de etanol | 31,4 | 11,5 | 14,2 | 12,8 |
[094] Como os valores na Tabela XVI indicam, a economia de energia é de pelo menos 55%. Além de ser eficiente em relação à energia, econômica e boa para o meio ambiente, a presente invenção oferece muitos aspectos e vantagens. A invenção pode ser usada em instalações green-field e pode ser aplicada a expansões de instalações de modo econômico e de custo efetivo. A invenção também pode ser utilizada em uma ampla gama de indústrias incluindo instalações de bio-combustível baseado em açúcar e amido, bem como aquelas que utilizam resíduos celulósicos, lignocelulósicos e industriais como matéria prima. Também, a invenção é flexível já que pode ser usada para lidar com uma grande variedade de materiais de alimentação e alcançar uma grande variedade de especificações de produtos. Além disso, o equipamento necessário para a prática da invenção é compacto com uma pequena pegada, de fácil instalação, e fácil de controlar, operar e manter. O inicio da atividade e sua interrupção também são rápidos e fáceis. O equipamento do processo é também facilmente expandido devido à sua natureza modular. A presente invenção é assim uma melhora substancial em relação ao atual estado da técnica.
[095] Nas reivindicações em anexo, o termo “um” ou “uma” deve significar “um ou mais”. O termo “compreender” e suas variações como “compreende” e “compreendendo”, quando precedendo o detalhamento de uma etapa, unidade ou seção devem significar que a adição de outras etapas, unidades ou seções é opcional e não está excluída. Todas as patentes, pedidos de patente, e outros materiais de referencia publicados citados nesta especificação são aqui incorporados em sua totalidade a titulo de referencia. Qualquer discrepância entre qualquer material de referencia citado aqui e uma instrução específica desta especificação deve ser resolvida em favor da instrução nesta especificação. Isso inclui qualquer discrepância entre uma definição entendida pela técnica de uma palavra ou frase e uma definição da mesma palavra ou frase explicitamente fornecida nesta especificação.
Claims (50)
- REIVINDICAÇÕES1. Processo para separar uma mistura de alimentação compreendendo (i) de cerca de 1% a cerca de 50% em peso de uma substância orgânica cujo ponto de ebulição normal está entre 18°C e o ponto de ebulição normal da água e que não forma um azeótropo de ebulição máxima com a água, ou cujo ponto de ebulição normal está acima do ponto de ebulição normal da água e que forma um azeótropo de ebulição mínima com a água, (ii) sólidos, e (iii) água, dito processo caracterizado por compreender:(a) destilar a dita mistura de alimentação em uma única coluna de destilação para separar a dita mistura de alimentação em um primeiro fluxo intermediário rico na dita substância orgânica em relação à dita mistura de alimentação e um segundo fluxo intermediário que está esvaziado da dita substância orgânica e rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação à dita mistura de alimentação; sob condições em que o referido primeiro fluxo intermediário contem desde cerca de 50% a cerca de 99,5% em peso da referida substância orgânica, mas abaixo da concentração azeotrópica no caso de mistura azeotróprica;(b) passar pelo menos uma fração substancial do dito primeiro fluxo intermediário através de uma primeira membrana que é seletivamente permeável à água e possui uma razão de fluxo de permeação de água para fluxo da dita substancia orgânica de cerca de 25 ou mais, para separar a dita fração do dito primeiro fluxo intermediário em um primeiro fluxo de produto que é rico na dita substância orgânica em relação ao primeiro fluxo intermediário e um segundo fluxo de produto que é esvaziado da dita substância orgânica e rico em água em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; e (c) passar pelo menos uma fração substancial do dito segundo fluxo intermediário através de uma segunda membrana possuindo um coeficiente de rejeição de sólidos dissolvidos para sólidos selecionados de cerca de 65% a cerca de 99,99% para separar a dita fração em um terceiro fluxo de produto que é rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação ao dito segundo fluxo intermediário e um quarto fluxo de produto que é esvaziado dos ditos sólidos dissolvidos e rico em água em relação ao dito segundo fluxo intermediário.Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 56/80
- 2/112. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita mistura de alimentação ser um fluxo de saída de um membro selecionado do grupo consistindo de um reator, um extrator, um precipitador, e um cristal izador.
- 3. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita substância orgânica ser um membro selecionado do grupo consistindo de álcoois, ácidos orgânicos, ésteres, cetonas, aldeídos, éteres, hemiacetais, acetais, aminos, nitrilos, mercaptanos, hidrocarbonetos alifáticos, hidrocarbonetos aromáticos, e hidrocarbonetos clorados.
- 4. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita substância orgânica ser um álcool C1-C4.
- 5. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita mistura de alimentação ser um fluxo que flui em uma taxa de fluxo de cerca de 37,9 litros por hora a cerca de 37,854 litros por minuto.
- 6. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por os ditos sólidos dissolvidos serem constituídos de cerca de 0,1% a cerca de 40% da dita mistura de alimentação, por peso.
- 7. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) é realizada em uma coluna que é um membro selecionado do grupo consistindo de uma coluna de placa e uma coluna de flotação.
- 8. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) ser realizada em uma coluna de placa compreendendo um membro selecionado do grupo consistindo de bandejas perfuradas, bandeja defletora, bandejas disco-e-anel, bandejas de fluxo duplo, bandeja de cartucho, bandejas com borbulhadores circulares, bandejas com borbulhadores retangulares, e bandejas valvuladas.
- 9. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) ser realizada com uma pressão de cerca de 0,7 KPa até cerca de 1,825 KPa e a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 260°C.
- 10. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) compreender injeção direta de vapor.
- 11. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter a dita mistura de alimentação anteriormente àPetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 57/803/11 etapa (a) a um membro selecionado do grupo consistindo de uma separação por filtração ou por membrana.
- 12. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita substância orgânica ser constituída de cerca de 65% a cerca de 99,99% de peso do dito primeiro fluxo de produto.
- 13. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (b) compreender operar a dita primeira membrana em um modo de pervaporação ou em um modo de permeação de vapor.
- 14. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (b) compreender passar o dito primeiro fluxo intermediário através da dita primeira membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 1.825 KPa e a uma temperatura de cerca de 18°C a cerca de 260°C.
- 15. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita primeira membrana possuir um fluxo de permeação de água de cerca de 50 GPU a cerca de 25.000 GPU.
- 16. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita primeira membrana ser uma membrana orgânica selecionada do grupo consistindo de uma membrana de polímero vítreo e uma membrana de troca iônica.
- 17. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita primeira membrana ser fabricada de um material inorgânico selecionado do grupo consistindo de um zeólito hidrofílico e sílica.
- 18. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita primeira membrana estar na forma de um membro selecionado do grupo consistindo de um módulo de fibra oca, um módulo tubular, um módulo monolítico, um módulo placa-e-quadro um módulo disco-tubo, e um módulo espiral.
- 19. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito primeiro fluxo intermediário anteriormente à etapa (b) a um membro selecionado do grupo consistindo de compressão de vapor e separação de membrana.
- 20. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda passar o dito primeiro fluxo intermediário anteriormente à etapa (b) através de um eliminador de névoa.Petição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 58/804/11
- 21. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito primeiro fluxo de produto a um membro selecionado do grupo consistindo de absorção e separação de membrana.
- 22. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito segundo fluxo de produto a um membro selecionado do grupo consistindo de destilação e separação de membrana.
- 23. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por os ditos sólidos dissolvidos serem constituídos de cerca de 0,2% a cerca de 50% em peso do dito segundo fluxo intermediário.
- 24. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por os ditos sólidos dissolvidos serem constituídos de cerca de 0,5% a cerca de 60% em peso do dito terceiro fluxo de produto.
- 25. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (c) compreender operara dita segunda membrana em um membro selecionado do grupo consistindo de um modo de ultrafiltragem, um modo de nanofiltragem, e um modo de osmose reversa.
- 26. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita fração substancial do dito segundo fluxo intermediário ser de fase-líquida e ser alimentada à dita segunda membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 17.338 KPa e a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 260°C.
- 27. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita segunda membrana ter um índice de fluxo de permeação de água para queda de pressão de transmembrana de cerca de 0.001 GFD/psi a cerca de 10 GFD/psi.
- 28. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita segunda membrana compreender um membro selecionado do grupo consistindo de uma membrana orgânica e uma membrana inorgânica.
- 29. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a dita segunda membrana estar na forma de um membro selecionado do grupo consistindo de um módulo de fibra oca, um módulo tubular, um módulo monolítico, um módulo placa-e-quadro, um módulo disco-tubo, e um módulo espiral.
- 30. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (c) compreender operar a dita segunda membrana em um membro selecionadoPetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 59/805/11 do grupo consistindo de um modo de filtragem de corrente transversal de canal aberto e de um modo de filtragem de corrente transversal de canal espaçador.
- 31. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (c) compreender ainda aumentar a dita separação pelo reforço de cisalhamento da dita membrana através do uso de um membro selecionado do grupo consistindo de hidrodinâmica, rotação da dita primeira membrana, rotação de um dispositivo mecânico ligado à dita primeira membrana, e vibração da superfície da dita primeira membrana.
- 32. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito segundo fluxo intermediário anteriormente à etapa (c) a um membro selecionado do grupo consistindo de tratamento químico, centrifugação, flotação por ar dissolvido, flotação por ar disperso, tratamento biológico, e separação de membrana.
- 33. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito terceiro fluxo de produto a um membro selecionado do grupo consistindo de evaporação, secagem, e separação de membrana.
- 34. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda submeter o dito quarto fluxo de produto a um membro selecionado do grupo consistindo de tratamento biológico, absorção de carbono, e separação de membrana.
- 35. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) ser desenvolvida sem refluxo.
- 36. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (a) ser desenvolvida com refluxo.
- 37. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por compreender ainda o desenvolvimento de separação de fase no dito primeiro fluxo intermediário anteriormente à etapa (b).
- 38. Processo de acordo com a reivindicação 1 caracterizado por a etapa (c) compreender operar a dita segunda membrana em um modo de destilação de membrana.
- 39. Processo para separar uma mistura de alimentação compreendendo (i) de cerca de 1% a cerca de 50% em peso de uma substância orgânica cujo ponto normal de ebulição está entre 18°C e o ponto normal de ebulição daPetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 60/806/11 água e que não forma um azeótropo de ebulição máxima com a água, ou cujo ponto normal de ebulição está acima do ponto normal de ebulição da água e que forma um azeótropo de ebulição mínima com a água e (ii) de cerca de0,1% a cerca de 40% de peso de sólidos dissolvidos com (iii) água como o equilíbrio, o dito processo caracterizado por compreender:(a) destilar a dita mistura de alimentação em uma única coluna de destilação a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 1.136 KPa e uma temperatura de cerca de 27°C a cerca de 232°C para produzir um primeiro fluxo intermediário rico na dita substância orgânica em relação à dita mistura de alimentação e um segundo fluxo intermediário que está esvaziado da dita substância orgânica e rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação à dita mistura de alimentação, sob condições que o dito primeiro fluxo intermediário contem cerca de 50% a cerca de 99,5% em peso da dita substancia orgânica, porém abaixo da concentração azeotrópica no caso de mistura azeotrópica;(b) passar pelo menos uma fração substancial do dito primeiro fluxo intermediário através de uma primeira membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 1.136 KPa e a uma temperatura de cerca de 27°C a cerca de 232°C, em um modo selecionado do grupo consistindo de permeação de vapor e pervaporação, a dita primeira membrana tendo um fluxo de permeação de água de cerca de 50 GPU a cerca de 25.000 GPU e um índice de fluxo de permeação de água para fluxo de permeação da dita substância orgânica de cerca de 25 ou mais para separar o dito primeiro fluxo intermediário em um primeiro fluxo de produto que é rico na dita substância orgânica em relação ao dito primeiro fluxo intermediário e um segundo fluxo de produto que é esvaziado da dita substância orgânica e rico em água em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; e (c) passar o dito segundo fluxo intermediário através de uma segunda membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 17.338 KPa e a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 260°C em um modo selecionado do grupo consistindo de ultrafiltragem, nanofiltragem, e osmose reversa, a dita segunda membrana tendo um índice de fluxo de permeação de água para queda de pressão transmembrana de cerca de 0,001 GFD/psi a cerca de 10 GFD/psi e um coeficiente de rejeição de sólidos dissolvidos para sólidos selecionados de cerca de 65% a cerca de 99,99%, para separar o ditoPetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 61/807/11 segundo fluxo intermediário em um terceiro fluxo de produto que é rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação ao dito segundo fluxo intermediário e um quarto fluxo de produto que é esvaziado dos ditos sólidos dissolvidos e rico em água em relação ao dito segundo fluxo intermediário.
- 40. Processo para separar uma mistura de alimentação contendo (i) de cerca de 1% a cerca de 50% em peso de uma substância orgânica cujo ponto normal de ebulição está entre 18°C e o ponto normal de ebulição da água e que não forma um azeotropo de ebulição máxima com água, ou cujo ponto normal de ebulição está acima do ponto normal de ebulição da água e que forma um azeotropo de ebulição mínima com água e (ii) de cerca de 0,1% a cerca de 40% de peso de sólidos dissolvidos com (iii) água como o equilíbrio, o dito processo caracterizado por compreender:(a) destilar a dita mistura de alimentação em uma única coluna de destilação a uma pressão de cerca de 34 KPa a cerca de 446 KPa e a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 204°C para produzir um primeiro fluxo intermediário rico na dita substância orgânica em relação à dita mistura de alimentação e um segundo fluxo intermediário que é esvaziado da dita substância orgânica e rico nos ditos sólidos em relação à dita mistura de alimentação, sob condições que o dito primeiro fluxo intermediário contem cerca de 50% a cerca de 99,5% em peso da dita substancia orgânica, porém abaixo da concentração azeotrópica no caso de mistura azeotrópica;(b) comprimir o dito primeiro fluxo intermediário a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 1.136 KPa;(c) passar o dito primeiro fluxo intermediário através de uma primeira membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 1.136 KPa a uma temperatura de cerca de 26°C a cerca de 232°C, em modo de permeação de vapor, a dita primeira membrana tendo um fluxo de permeação de água de cerca de 50 GPU a cerca de 25.000 GPU e um índice de fluxo de permeação de água para fluxo de permeação da dita substância orgânica de cerca de 25 ou mais, a dita primeira membrana separando o dito primeiro fluxo intermediário em um primeiro fluxo de produto que é rico na dita substância orgânica em relação ao dito primeiro fluxo intermediário e um segundo fluxo de produto que é esvaziado da dita substância orgânica e rico em água em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; ePetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 62/808/11 (d) passar o dito segundo fluxo intermediário através de uma segunda membrana a uma pressão de cerca de 136 KPa a cerca de 17.338 KPa e a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 260°C em um modo selecionado do grupo consistindo de ultrafiltragem, nanofiltragem, e osmose reversa, a dita segunda membrana tendo um índice de fluxo de permeação de água para queda de pressão transmembrana de cerca de 0,001 GFD/psi a cerca de 10 GFD/psi e um coeficiente de rejeição de sólidos dissolvidos para sólidos selecionados de cerca de 65% a cerca de 99,99%, para separar o dito segundo fluxo intermediário em um terceiro fluxo de produto que é rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação ao dito segundo fluxo intermediário e um quarto fluxo de produto que é esvaziado dos ditos sólidos dissolvidos e rico em água em relação ao dito segundo fluxo intermediário.
- 41. Processo para separar uma mistura de alimentação contendo:(i) de cerca de 1% a cerca de 50% em peso de uma substância orgânica cujo ponto normal de ebulição está entre 18°C e o ponto normal de ebulição da água e que não forma um azeótropo de ebulição máxima com água, ou cujo ponto normal de ebulição está acima do ponto normal de ebulição da água e que forma um azeótropo de ebulição mínima com água; (ii) sólidos ionizados; e, (iii) água, dito processo caracterizado por compreender;(a) destilar a dita mistura de alimentação em uma única coluna de destilação para separar a dita mistura de alimentação em um primeiro fluxo intermediário rico na dita substância orgânica em relação à dita mistura de alimentação e um segundo fluxo de alimentação intermediário que é esvaziado da dita substância orgânica e rico nos ditos sólidos ionizados em relação à dita mistura de alimentação, sob condições que o dito primeiro fluxo intermediário contem cerca de 50% a cerca de 99,5% em peso da dita substancia orgânica, porém abaixo da concentração azeotrópica no caso de mistura azeotrópica;(b) passar pelo menos uma fração substancial do dito primeiro fluxo intermediário através de uma primeira membrana que é seletivamente permeável à água e possui uma razão de fluxo de permeação de água para fluxo da dita substancia orgânica de cerca de 25 ou mais, para separar a dita fração do dito primeiro fluxo intermediário em um primeiro fluxo de produto que é rico na dita substancia orgânica em relação ao dito primeiro fluxo intermediário ePetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 63/809/11 um segundo fluxo de produto que é esvaziado da dita substancia orgânica e rico em água em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; e, (c) passar pelo menos uma fração substancial do dito segundo fluxo intermediário através de uma segunda membrana que opera em um membro selecionado de um grupo consistindo de um modo de eletrodiálise e um modo reverso de eletrodiálise para separar a dita fração em um terceiro fluxo de produto que é rico nos ditos sólidos ionizados em relação ao dito segundo fluxo intermediário; e, um quarto fluxo de produto que é esvaziado dos ditos sólidos ionizados e rico em água em relação ao dito segundo fluxo intermediário.
- 42. Instalação de processamento para realizar os processos das reivindicações 1, 39, 40 ou 41 para separar uma mistura de alimentação compreendendo (i) de cerca de 1% a cerca de 50% em peso de uma substância orgânica cujo ponto normal de ebulição está entre 18°C e o ponto normal de ebulição da água e que não forma um azeótropo de ebulição máxima com água, ou cujo ponto normal de ebulição está acima do ponto normal de ebulição da água e que forma um azeótropo de ebulição mínima com água, (ii) sólidos dissolvidos, e (iii) água, a dita instalação de processamento caracterizado por compreender:(a) uma seção de destilação (100) compreendendo uma única coluna de destilação, onde a dita seção de destilação (100) está preparada para receber a dita mistura de alimentação e para produzir a partir da dita mistura de alimentação um primeiro fluxo intermediário rico na dita substância orgânica em relação à dita mistura de alimentação e um segundo fluxo intermediário que é esvaziado da dita substância orgânica e rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação à dita mistura de alimentação, sob condições que o dito primeiro fluxo intermediário contem cerca de 50% a cerca de 99,5% em peso da dita substancia orgânica, porém abaixo da concentração azeotrópica no caso de mistura azeotrópica;(b) uma primeira seção de separação de membrana (200) preparada para receber o dito primeiro fluxo intermediário, a dita primeira seção de separação de membrana (200) compreendendo uma primeira membrana que é seletivamente permeável à água e possui uma razão de fluxo de permeação dePetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 64/8010/11 água para fluxo da dita substancia orgânica de cerca de 25 ou mais, onde a primeira membrana separa o dito primeiro fluxo intermediário em um primeiro fluxo de produto que é rico na dita substância orgânica em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; e, um segundo fluxo de produto que é esvaziado da dita substância orgânica e rico em água em relação ao dito primeiro fluxo intermediário; e (c) uma segunda seção de separação de membrana (300) preparada para receber o dito segundo fluxo intermediário, a dita segunda seção de separação de membrana (300) compreendendo uma segunda membrana possuindo um coeficiente de rejeição de sólidos dissolvidos para sólidos selecionados de cerca de 65% a cerca de 99,99%, onde a segunda membrana separa o dito segundo fluxo intermediário em um terceiro fluxo de produto que é rico nos ditos sólidos dissolvidos em relação ao dito segundo fluxo intermediário e um quarto fluxo de produto que é esvaziado dos ditos sólidos dissolvidos e rico em água em relação ao dito segundo fluxo intermediário.
- 43. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita seção de destilação (100) compreender uma coluna selecionada de um grupo consistindo de uma coluna de placa e uma coluna de flotação.
- 44. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita primeira membrana ter um fluxo de permeação de água de cerca de 50 GPU a cerca de 25.000 GPU.
- 45. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita primeira membrana ser uma membrana orgânica selecionada do grupo consistindo de uma membrana de polímero vítreo e uma membrana de troca iônica.
- 46. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita primeira membrana ser um material inorgânico selecionado do grupo consistindo de um zeólito hidrofílico e sílica.
- 47. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita primeira membrana estar na forma de um membro selecionado do grupo consistindo de um módulo de fibra oca, um móduloPetição 870180065797, de 30/07/2018, pág. 65/8011 /11 tubular, um módulo monolítico, um módulo placa-e-quadro, um módulo discotubo, e um módulo espiral.
- 48. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita segunda membrana tem um índice de fluxo de permeação de água para queda de pressão transmembrana de cerca de 0,001 GFD/psi a cerca de 10 GFD/psi.
- 49. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita segunda membrana ser um membro selecionado do grupo consistindo de uma membrana orgânica e de uma membrana inorgânica.
- 50. Instalação de processamento de acordo com a reivindicação 42 caracterizado por a dita segunda membrana estar na forma de um membro selecionado do grupo consistindo de um módulo de fibra oca, um módulo tubular, um módulo monolítico, um módulo placa-e-quadro, um módulo discotubo, e um módulo espiral.
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