Parte III Apostila EET334
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Desaguamento Parte III
Com algumas poucas exceções, a maior parte dos processos de concentração mineral usa quantidades substanciais de água e o concentrado final precisa ser separado a partir de uma polpa na qual a concentração de sólidos pode ser baixa. O desaguamento dos rejeitos também é necessário, a fim de permitir uma reciclagem mais eficiente da água no processo, bem como minimizar a demanda por espaço na bacia de decantação, onde o desaguamento final dos rejeitos é normalmente realizado. O desaguamento ou separação sólido-líquido produz um concentrado relativamente seco para transporte. Da mesma maneira que a preparação do minério, o desaguamento também é realizado em diversos estágios. Os métodos de desaguamento podem ser classificados em três grupos: a) espessamento; b) filtração e c) secagem. O desaguamento é, normalmente, uma combinação dos métodos acima. A maior parte da água é inicialmente removida por espessamento, o qual produz uma polpa espessada contendo tipicamente entre 55 e 65% de sólidos em massa. Até 80% da água separada nesse estágio. Filtração da polpa espessada então produz uma torta úmida contendo de 80 a 90% de sólidos, a qual pode necessitar de secagem térmica para produzir um produto final contendo aproximadamente 95% de sólidos em massa.
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Espessamento capítulo 7
Espessamento é a denominação dada às operações de separação de uma polpa diluída pela ação de sedimentação sob a ação da força gravitacional ou centrífuga, objetivando obter um produto com elevada concentração de sólidos e outra fração com o líquido com baixo teor de sólidos. Quando essa operação é realizada com o objetivo de remover uma quantidade relativamente pequena de sólidos em suspensão e produzir um efluente claro é chamado de clarificação. Os equipamentos industriais comerciais utilizados para executar essas operações são denominados espessadores e clarificadores, os quais normalmente operam de forma contínua. A operação de espessamento tem sido largamente utilizada na indústria mineral com os seguintes propósitos (Borges, 1998): • obtenção de polpas com porcentagem de sólidos adequadas às operações unitárias subseqüentes; • recuperação de água de polpa contendo o mineral de interesse ou rejeitos; • preparação de rejeitos para descarte com percentagem de sólidos elevadas; • no processo hidrometalúrgico de lixiviação, para recuperação de sólidos e/ou solução. O espessamento é mais eficiente quando existe uma grande diferença de densidade entre o líquido e os sólidos. Esse é sempre o caso no processamento mineral, onde o fluido empregado é a água. Entretanto, o espessamento nem sempre pode ser aplicado a processos hidrometalúrgicos, uma vez que em alguns casos o líquido pode ser um licor com alto teor, o qual apresenta densidade que se aproxima àquela dos sólidos. Em alguns casos, portanto, a filtração se torna necessária. 7.1. Tipos de espessadores Espessadores gravitacionais são os equipamentos mais usados na separação sólido-líquido na indústria mineral. Ele é um processo relativamente barato, realizado sob condições de cisalhamento muito baixo, oferecendo boas condições para a ação de floculantes para partículas finas. O espessador é usado para aumentar a concentração de sólidos da suspensão por sedimentação, acompanhado pela formação de um líquido clarificado. Na maior parte dos casos a concentração da suspensão é alta e condições de sedimentação retardada predominam. Espessadores podem operar de forma contínua ou em batelada, e consistem de tanques relativamente rasos a partir dos quais o líquido clarificado transborda pelo topo, e a suspensão
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espessada pela base. O clarificador é similar em projeto, mas é menos robusto, lidando com suspensões com concentrações de sólidos muito mais baixas que o espessador. Espessador circular convencional O espessador contínuo consiste de um tanque cilíndrico, com diâmetro que varia de 2 a 200 m e profundidade de 1 a 7 m. A polpa é introduzida pelo centro por meio de um poço de alimentação posicionado a 1 m abaixo da superfície da polpa, de maneira a Figura 7.1. Escoamento em um espessador gravitacional contínuo causar uma perturbação mínima no fluido (Figura 7.1), permitindo que a energia cinética da polpa de alimentação seja adequadamente dissipada. O líquido clarificado transborda até uma calha periférica, enquanto os sólidos que sedimentam ao longo de todo o fundo do tanque são descarregados na forma de uma polpa espessa a partir de um orifício no centro. Dentro do tanque são encontrados um ou mais braços radiais, a partir dos quais são suspensos uma série de lâminas com forma tal que raspe as partículas depositadas no fundo do tanque até o centro do tanque na direção do orifício de descarga do underflow. Na maior parte dos espessadores modernos esses braços se elevam automaticamente se o torque excede um certo valor, prevenindo dano devido à sobrecarga. As lâminas também auxiliam na compactação das partículas sedimentadas e produzem um underflow mais espesso do que pode ser obtido simplesmente por sedimentação. Os sólidos no espessador se deslocam continuamente para baixo, e então na direção da descarga do underflow, enquanto o líquido se desloca para cima e radialmente para cima. Em geral, não existe qualquer região com composição constante no espessador. Os tanques de espessadores são construídos em aço, concreto ou uma combinação de ambos, com o aço sendo o mais econômico para espessadores com diâmetros menores que 25 m. O fundo do tanque é freqüentemente plano, enquanto os mecanismos do braço são inclinados na direção da descarga central. Com essa configuração, os sólidos formam um leito que forma um piso inclinado. Pisos de aço são raramente inclinados para ficarem em conformidade com os braços, devido ao custo. Bases e lados de concreto são mais comuns no caso de espessadores de grande diâmetro. Em muitos casos os sólidos sedimentados, devido ao tamanho de partícula, tendem a não formar um fundo falso. Nesses casos o piso deve ser feito de concreto e de tal maneira a acompanhar a inclinação dos braços. Tanques também podem ser construídos com pisos inclinados e laterais de aço. O método de suporte do mecanismo depende essencialmente do diâmetro
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do tanque. Em espessadores relativamente pequenos, com diâmetros inferiores a aproximadamente 45 m, o mecanismo de acionamento dos braços é sustentado por uma superestrutura que cobre todo o tanque, com os braços sendo afixados ao eixo de acionamento. Esses equipamentos são chamados de espessadores com mecanismo suportado em ponte (bridge thickeners) (Figura 7.2). O underflow é normalmente extraído do apex do cone posicionado no fundo inclinado. Um arranjo comum encontrado em espessadores de grande diâmetro, de até 180 m de diâmetro, é de Figura 7.2. Espessador com mecanismo suportado em ponte sustentar o mecanismo de acionamento em uma coluna central, a qual pode ser construída em aço ou concreto. Na maior parte dos casos, os braços com os rastelos são afixados ao sistema de acionamento que circunda a coluna central. Os sólidos espessados são descarregados através de uma trincheira anular que circunda a coluna central. Um exemplo desse tipo de espessador é mostrado nas Figuras 7.3 e 7.4. Outros tipos de espessadores são os de tração e de cabos. Nesses últimos os braços dos rastelos são puxados por cabos conectados à estrutura de acionamento, a qual é rigidamente conectada ao eixo central a um ponto imediatamente abaixo do nível do líquido. Os rastelos são projetados para se elevarem automáticamente quando o torque que se desenvolve devido ao seu movimento através da polpa espessada aumenta. Isso permite que o braço encontre a sua altura adequada de operação na polpa espessada, onde o torque é balanceado pelo peso dos rastelos. Figura 7.3. Espessador de coluna central
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Figura 7.4. Espessador com 80 m de diâmetro sustentado por coluna central
Em todos espessadores gravitacionais a velocidade do mecanismo dos rastelos é normalmente 8 m/min na periferia, a qual corresponde a 10 revoluções por hora para um espessador de 15 m de diâmetro. O consumo energético é, portanto, muito baixo, de maneira que mesmo um espessador com 60 m de diâmetro requer apenas um motor com potência de 10 kW. Custos de manutenção e reposição de peças de desgaste também são muito baixos. O underflow é normalmente extraído a partir da descarga central por bombeamento, embora em clarificadores o material seja descarregado simplesmente pela ação da pressão hidrostática do tanque. Bombas usadas na descarga do underflow são tipicamente de diafragma. Essas são bombas de ação positiva para pressões e vazões médias, sendo adequadas ao manuseio de fluidos muito viscosos, como é o caso da polpa do underflow. Espessadores tipicamente apresentam capacidade de armazenamento tão elevada que, se o circuito de filtração encontra-se parado para manutenção, o circuito de concentração pode continuar a alimentar material ao espessador. Durante esses períodos o produto espessado (underflow) pode ser reciclado para o poço de alimentação. É importante destacar que em hipótese alguma o underflow pode deixar de ser bombeado, uma vez que isso resultará em rápido entupimento do cone de descarga. Espessador de lamelas O espessador de lamelas emprega um grupo de placas paralelas inclinadas, as quais reduzem a distância de sedimentação, aumentando ao mesmo tempo a área efetiva de espessamento. O espaço de piso requerido pelo espessador de lamelas é apenas 1/5 daquele requerido por espessadores convencionais (Figura 7.5). As lâminas paralelas inclinadas permitem que os sólidos deslizem sob a ação da gravidade até o fundo do tanque. A área efetiva de espessamento é, portanto, a projeção horizontal da área dessas lâminas, ou seja, Aef = n A cos α
(7.1)
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sendo n o número de lâminas, A a área superficial de cada lâmina e α o ângulo formado entre as lâminas e a horizontal. O pacote de lamelas pode ser vibrado de forma contínua ou intermitente. A alimentação é introduzida no espessador através de uma caixa de alimentação a um ponto que determina a relação entre as áreas de clarificação e espessamento (Figura 7.6). A área posicionada abaixo do tubo de entrada da polpa de Figura 7.5. Espessador de lamelas alimentação é para espessamento enquanto a área acima é para clarificação. O líquido de descarga flui para cima e é removido através de caixas especialmente projetadas, de maneira a permitir um fluxo uniformemente distribuído entre as lâminas. Em um espessador convencional, a compressão da polpa é realizada pelo carregamento de sólidos, pela espessura dos sólidos e pelo tempo de retenção. Como o tempo de retenção em um espessador de lamelas é mais curto, vibrações de Figura 7.6 Diagrama que mostra o funcionamento do baixa amplitude são espessador de lamelas aplicadas ao tanque, as quais exercem um papel muito importante na compressão dos sólidos e seu escoamento. Sedimentação centrífuga A separação centrífuga pode ser considerada como uma extensão da separação gravitacional, uma vez que a taxa de sedimentação das partículas aumenta sob a ação da força centrífuga. Ela pode, entretanto, ser usada para
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separar emulsões que são normalmente estáveis em um campo gravitacional. Separações centrífugas podem ser realizadas tanto por meio de hidrociclones quanto centrífugas. A simplicidade e o baixo custo de hidrociclones (capítulo 6) os tornam uma opção bastante atraente, embora eles sofram de restrições relativas às concentrações de sólidos que podem ser atingidas e as proporções relativas de overflow e underflow dentro dos quais a alimentação pode ser dividida. Geralmente a eficiência, mesmo de ciclones de pequenos diâmetros, cai rapidamente a tamanhos muito finos de partículas, de maneira que partículas menores que 10 μm irão invariavelmente ser descarregadas pelo overflow, a menos que elas sejam muito densas. Nesses equipamentos, a floculação não é uma alternativa viável, uma vez que as altas taxas de cisalhamento dentro do ciclone são responsáveis pela quebra dos aglomerados. Dessa maneira, o hidrociclone é inerentemente mais adequado à classificação do que o espessamento. Se comparadas aos hidrociclones, centrífugas são muito mais dispendiosas e complexas, mas têm um maior poder de clarificação e são geralmente mais flexíveis. Concentrações de sólidos muito mais elevadas podem ser atingidas nelas do que em hidrociclones. Embora existam diferentes tipos de centrífugas na indústria, a centrífuga de parafuso é a mais amplamente usada na indústria mineral. O princípio básico de operação do equipamento é ilustrado na Figura 7.7. Ela consiste essencialmente de uma carcaça rotativa horizontal, com formato cilíndrico-cônico, dentro da qual um transportador em parafuso de diâmetro análogo gira na mesma direção, mas a uma freqüência ligeiramente mais alta ou mais baixa. A polpa de alimentação é admitida ao equipamento através de um tubo localizado no eixo central do equipamento. Tão logo deixa o tubo, a polpa de alimentação é imediatamente sujeita à intensa força centrífuga, que faz com que os sólidos sedimentem na superfície interna da carcaça, a uma taxa que depende da velocidade de rotação empregada, a qual normalmente varia entre 1600 e 8500 rpm. Os sólidos separados são transportados pelo parafuso para fora do líquido e descarregados através de orifícios posicionados na parte final da seção cônica. Os sólidos são continuamente desaguados pela ação da força centrífuga à medida que eles procedem desde a zona de líquida até a zona de descarga.
Figura 7.7. Centrífuga de parafuso
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Quando o líquido atinge um nível predeterminado ele transborda através dos orifícios de descarga, localizados na parte cilíndrica da carcaça. O tamanho e a geometria dessas centrífugas variam de acordo com a capacidade desejada e a aplicação. O comprimento da seção cilíndrica essencialmente determina o poder de clarificação do equipamento e, portanto, tende a ser maximizado quando é necessário atingir um produto overflow o mais clarificado possível. O comprimento da seção cônica irá determinar o teor de umidade dos sólidos, de maneira que cones longos e rasos são usados quando um desaguamento máximo é desejado. Centrífugas são fabricadas com diâmetros de carcaça que variam de 15 a 150 cm, com comprimentos que são geralmente o dobro do diâmetro. Capacidades que variam de 0,5 a 50 m3/h de líquido de 0,25 a 100 t/h de sólidos, dependendo da concentração de sólidos da alimentação, a qual pode variar de 0,5 a 70% de sólidos, e do tamanho de partícula, que pode variar desde, aproximadamente, 12 mm até 2 μm, ou até menor. O teor de umidade do produto varia significativamente, tipicamente se situando no intervalo de 5 a 20%. 7.2. Dimensionamento de espessadores gravitacionais Uma vez que o custo de capital é o principal no espessamento, a seleção do tamanho correto de espessador para uma dada aplicação é importante. Os dois propósitos principais do espessador são a produção de um overflow clarificado e de um underflow espessado até a concentração desejada. Para uma dada taxa de alimentação a capacidade de clarificação é determinada pela espessura do espessador, uma vez que a área superficial deve ser grande o suficiente para que a velocidade ascendente do líquido seja a todo o momento menor que a velocidade de sedimentação das partículas mais lentas que se deseja recuperar. O grau de espessamento produzido é controlado pelo tempo de residência das partículas e, conseqüentemente, pela altura do espessador. A concentração de sólidos em um espessador varia desde aquela do líquido clarificado que transborda pelo overflow até aquele da descarga do underflow. Embora a variação na concentração seja contínua, as concentrações às diferentes alturas podem ser agrupadas em quatro zonas, como é mostrado na Figura 7.8.
Figura 7.8. Diagrama do espessador com as diferentes zonas. A – água clarificada; B – polpa com a consistência da alimentação; C – polpa em transição das consistências B e D; D – polpa em compressão
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Essas zonas são essencialmente as mesmas que são observadas em ensaios simples de decantação em provetas. A Figura 7.9 apresenta esquematicamente essas zonas de concentração estabelecidas com o tempo.
Figura 7.9. Ilustração dos diferentes estágios da sedimentação descontínua
Quando materiais sedimentam com uma interface definida entre a suspensão e o líquido clarificado, assim como é o caso da maior parte das polpas floculadas (Figura 7.9b), a área do espessador será determinada pela capacidade do material com uma dada diluição de atingir uma condição tal que a vazão de sólidos que deixa uma dada região do espessador é igual ou maior que a vazão de sólidos que entra nessa região. Atingir essa condição com uma dada diluição depende da taxa de subsidência de massa sendo igual ou maior que a taxa correspondente de líquido deslocado. Um espessador adequadamente dimensionado que contém materiais de diferentes diluições, que variam desde aquela da alimentação até aquela do underflow, apresenta área adequada de tal maneira que a taxa de ascensão do líquido deslocado em qualquer região nunca excede a taxa de subsidência. A operação adequada de um espessador em uma operação de clarificação depende da existência de um overflow efetivamente isento de sólidos. Caso a zona de clarificação for muito rasa, então parte das partículas mais finas serão capazes de escapar pelo overflow. A taxa volumétrica de escoamento do líquido para cima é igual à diferença entre a taxa de alimentação de líquido e a taxa de remoção do underflow. Portanto, a concentração de sólidos requerida no underflow, assim como a taxa de alimentação, determinam as condições na zona de clarificação. Existem pelo menos dois métodos principais de dimensionamento da área de espessadores. Esses métodos utilizam informações sobre as características de sedimentação dos sólidos na suspensão, obtidas a partir de ensaios de espessamento em proveta. Método de Coe & Clevenger O método desenvolvido por Coe & Clevenger é normalmente empregado para determinar a área superficial quando o material sedimenta formando uma interface definida. Se F é a razão líquido-sólidos em massa em uma região qualquer do espessador, D é a razão líquido-sólidos em massa na descarga do espessador e 139
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W é a taxa de alimentação de sólidos (secos) ao espessador, então (F − D )W t/h de líquido se deslocam para cima da descarga até essa região. A velocidade da corrente de líquido é dada por
(F − D )W A ρf
(7.2)
sendo A a área da seção transversal do espessador (m2) e ρf a densidade do fluido (kg/l). Uma vez que a velocidade ascendente do fluido não deve exceder a taxa de sedimentação dos sólidos naquela região, no equilíbrio (F − D )W =R A ρf
(7.3)
sendo R a taxa de sedimentação dos sólidos (m/h). A área requerida do espessador é, portanto, dada por A=
(F − D )W R ρf
(7.4)
A partir de um conjunto completo de valores de R e F a área requerida para diferentes diluições pode ser encontrada calculando a taxa inicial de sedimentação dos sólidos com diluições que vão desde aquela da alimentação até descarga do underflow. A diluição que corresponde ao maior valor de A representa a capacidade mínima de capacidade de manuseio de sólidos e é a diluição crítica. Através do uso desse método a taxa de sedimentação é obtida através de ensaios com provetas graduadas usando diluições que vão desde aquela correspondente à alimentação até a diluição do underflow, a taxa de queda da interface entre a polpa e a solução clarificada é cronometrada. Uma vez que a área requerida seja estabelecida, é necessário aplicar um fator de segurança ao calor calculado. Esse valor deve ser, no mínimo, igual a dois. O método de Coe & Clevenger requer múltiplos ensaios de proveta a diferentes concentrações arbitrárias de polpa até que uma área unitária aceitável possa ser selecionada. É conveniente reescrever a Equação 7.4 em termos das concentrações de sólidos, ao invés das razões líquido-sólidos. A concentração inicial de sólidos na polpa é igual a Co e o ensaio de sedimentação é realizado com o auxílio de uma proveta com altura Ho. Para uma polpa com concentração C (kg/l), o volume ocupado pelos sólidos em 1 litro de polpa é C/ρs, sendo ρs a densidade dos sólidos (em kg/l). Conseqüentemente, ρ −C C Massa de água em 1 kg de polpa = 1 − = s .
ρs
De maneira que, Razão líquido-sólidos (em massa) = =
ρs
ρs − C . ρ sC
Para polpas com concentração de sólidos C (em kg/l) e concentrações do underflow Cu (em kg/l), a diferença em razão líquido-sólidos é 140
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=
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ρs − C ρ sC
⎛ ρ − Cu − ⎜⎜ s ⎝ ρ s Cu
⎞ ⎟⎟ ⎠
1 1 − . C Cu Conseqüentemente os valores de concentração obtidos (C) e das taxas de sedimentação R podem ser substituídos na Equação 7.4, que dá =
⎛1 1 A = ⎜⎜ − ⎝ C Cu
⎞W ⎟⎟ ⎠R
(7.5)
Altura da interface (cm)
Método de Talmage & Fitch Uma versão simplificada do método de Talmage & Fitch é oferecida determinando o ponto na curva de sedimentação no qual os sólidos entram em compressão. Esse ponto corresponde à condição limite de sedimentação e controla a área dos espessador requerida. Na Figura 7.10, C é o ponto de compressão da polpa, que é o ponto de inflexão da curva. Esse ponto pode ser identificado pelo fato que HO corresponde ao valor máximo da derivada segunda da curva de sedimentação. Inicialmente é traçada uma tangente à curva nesse ponto, C intersectando a ordenada no valor H. Uma linha é desenhada paralelamente Hu à abcissa, cortando a ordenada em Hu. Hu corresponde à intersecção na ordenada da tangente a partir de um ponto Cu na curva, onde Cu é a tu concentração de sólidos do underflow Tempo (t) do espessador. A tangente ao ponto C intersecta essa linha a um tempo Figura 7.10. Construção gráfica do método de Talmage & Fitch correspondente a tu. Hu pode ser calculada por
Cu H u = C o H o .
(7.6)
Considerando que o gradiente da curva no ponto tangente C é dado por H − Hu R= , (7.7) tu então A=
W (1/ C − 1/ Cu ) (H − H u ) / t u
(7.8)
Uma vez que C H = C o H o , a Equação 7.5 pode ser reescrita como A=
W [(H / C o H o ) − (H u / Co H o )] (H − H u ) / t u
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A =W
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tu . Co H o
(7.9)
Na maior parte dos casos, o ponto de compressão será menor que a concentração de sólidos do underflow. Em casos em que esse não é o caso, então a construção da tangente descrita acima não é necessária, e tu é o ponto onde a linha do underflow cruza a curva de sedimentação. Em muitos casos, o ponto de compressão na curva é relativamente claro, mas quando esse não é o caso, uma variedade de métodos têm sido sugeridos para a sua determinação. Os métodos de Coe & Clevenger e Talmage & Fitch são os métodos mais amplamente utilizados na indústria minero-metalúrgica para prever a área necessária de espessamento. Ambos métodos têm limitações: o método de Talmage & Fitch depende criticamente da identificação do ponto de compressão, e ambos devem ser usados em conjunto a fatores de segurança empíricos. Geralmente o método de Coe & Clevenger tende a subestimar a área necessária de espessamento enquanto o método de Talmage & Fitch tende a superestima-la. É normalmente melhor superestimar no projeto a fim de compensar para flutuações na taxa de alimentação e aumentos de taxa de produção e, por causa disso, e a sua relativa simplicidade experimental, o método de Talmage & Fitch é freqüentemente preferido, desde que o ponto de compressão seja prontamente identificável. A altura do espessador, por outro lado, é normalmente determinada com base na experiência. Bibliografia
BORGES, J.A., 1998. Separação sólido-líquido, In: Tratamento de Minérios, 2a edição. WILLS, B.A., 1997. Mineral Processing Technology, Butterworth-Heinneman, 6a edição.
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Filtração capítulo 8 A filtração é o processo de separação de sólidos contidos em uma polpa, no qual a fase líquida, denominada filtrado, é forçada a passar através de um meio poroso também chamado meio filtrante, enquanto que a fase sólida, chamada de torta de filtração, forma uma camada sobre a superfície do meio poroso. As condições através das quais a filtração é realizada são diversas e variadas e a escolha do tipo mais apropriado de equipamento irá depender de um grande número de fatores. Independentemente do tipo de equipamento empregado, a torta gradualmente se forma no meio filtrante e a resistência ao escoamento do filtrado aumenta ao longo da operação. Alguns dos fatores que influenciam a taxa de filtração incluem: a) A perda de carga desde a alimentação até o lado interno do meio filtrante. Isso é realizado em filtros de pressão pela aplicação de uma pressão positiva na alimentação e em filtros a vácuo na extremidade do meio, sendo que o lado da alimentação se encontra sob a ação da pressão atmosférica. b) A área da superfície de filtração. c) A viscosidade do filtrado. d) A resistência da torta. e) A resistência do meio filtrante e das camadas iniciais da torta. Em operações de processamento mineral a filtração normalmente segue o espessamento. A polpa espessada pode ser alimentada a agitadores de armazenamento a partir dos quais é retomada a uma taxa uniforme aos filtros. Às vezes, floculantes são adicionados aos agitadores com o objetivo de auxiliar a filtração. As lamas (partículas finas) têm um efeito adverso na filtração, uma vez que tendem a cegar o meio filtrante. A adição de floculantes é capaz de reduzir esse efeito, aumentando os interstícios entre as partículas, tornando mais fácil a filtração. Floculantes de menor peso molecular são os preferidos na filtração, uma vez que os flocos formados pela adição de floculantes de maior peso molecular são relativamente grandes, sendo capaz de arrastar água dentro de sua estrutura, aumentando o teor de umidade da torta. Flocos de menores dimensões são formados com floculantes de menor peso molecular, os quais têm maior resistência ao cisalhamento, e a torta de filtração resultante é uma estrutura uniforme, a qual permite rápido desaguamento e previne perda de partículas finas através do meio filtrante, contaminando o filtrado. Outros aditivos de filtração também usados com o objetivo de reduzir a tensão interfacial do líquido, facilitando o escoamento através do meio filtrante.
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8.1. Meios filtrantes A escolha do meio (também chamado de manta) filtrante é freqüentemente a consideração mais importante na garantia da operação eficiente de um filtro. A sua função é geralmente atuar como um elemento de suporte da torta, enquanto as camadas iniciais da torta são as reais responsáveis pela filtração. O meio filtrante deve ser selecionado essencialmente pela sua capacidade de reter sólidos sem entupir (“cegar”). Ele deve ser mecanicamente resistente, resistente à corrosão, e oferecer resistência ao escoamento tão pequena quanto possível. Materiais relativamente grossos são normalmente usados e um filtrado clarificado não é obtido até que as camadas iniciais da torta são formadas, sendo o filtrado inicialmente turvo reciclado. Meios filtrantes são geralmente fabricados em algodão, lã, linho, juta, nylon, seda, fibra de vidro, carbono poroso, metais, Rayon® e outros materiais sintéticos, além de materiais diversos como borracha porosa. Tecidos de algodão são amplamente os mais comumente usados, essencialmente devido ao seu menor custo inicial e disponibilidade em uma ampla variedade de trançados. Eles podem ser usados para filtrar sólidos tão finos quanto 10 μm. 8.2. Tipos de filtros industriais Filtros usados na indústria mineral podem ser de pressão ou vácuo, os quais podem operar de forma contínua ou em batelada. A sua aplicação depende tipicamente da distribuição de tamanhos de partículas da alimentação, como mostra a Figura 8.1. Filtros a vácuo Filtros a vácuo que operam contínua e descontinuamente encontram-se disponíveis, sendo que apenas os contínuos são normalmente utilizados. Figura 8.1. Aplicabilidade de diferentes tipos de filtros
Filtro de tambor a vácuo Esse é tipo de filtro mais usado na indústria, o qual encontra aplicação tanto quando a lavagem da torta é necessária ou quando não é necessária. O tambor é montado horizontalmente e é parcialmente submerso na calha do filtro, dentro da qual a polpa é introduzida e mantida em suspensão por agitadores. A periferia do tambor é dividida em compartimentos, cada um dos quais apresenta um número de linhas de drenagem, as quais passam através do interior do tambor, terminando em uma extremidade como um anel de orifícios os quais são cobertos por uma válvula rotativa para a qual vácuo é aplicado. O meio filtrante embala a superfície do tambor, a qual gira a baixa velocidade, normalmente no intervalo de 0,1 a 0,3 rpm, mas atingindo 3 rpm para materiais facilmente filtráveis. À medida que o tambor gira, cada compartimento passa através do mesmo ciclo de operações, a duração de cada sendo determinada pela velocidade do tambor, a espessura de submersão do tambor, e o arranjo da válvula. O ciclo normal de operação consiste de filtração, secagem e descarga, mas é possível
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ainda introduzir outras operações no ciclo básico, como a lavagem da torta e a limpeza do meio filtrante. Vários métodos são usados para a descarga dos sólidos do tambor, dependendo do material sendo filtrado. A maneira mais comum faz uso de um sopro de ar reverso, o qual é responsável pela elevação da torta, de maneira que ela pode ser removida com o auxílio de um cortador, sem que ela toque diretamente o Figura 8.2. Filtro de tambor rotativo a vácuo com meio filtrante. Um outro método descarga de correia é a descarga de correia, como é mostrado na Figura 8.2, no qual o próprio meio filtrante deixa o filtro e passa sobre um rolete externo, antes de retornar ao tambor. Isso tem um número de vantagens, uma vez que tortas mais finas podem ser manuseadas, com as maiores taxas de filtração de drenagem normalmente associadas e, conseqüentemente, melhor lavagem e produtos mais secos. Ao mesmo tempo, o meio filtrante pode ser lavado em ambos lados por meio de aspersão de água antes de retornar ao tambor, de maneira a minimizar o entupimento. A lavagem da torta é normalmente realizada por meio de aspersão, a qual cobre uma área limitada no topo do tambor. A capacidade da bomba de vácuo é determinada principalmente pela quantidade de ar que é sugada através da torta durante os períodos de lavagem e secagem quando, na maior parte dos casos, ocorrerá Figura 8.3. Filtros de disco a vácuo um fluxo simultâneo de líquido e ar. Filtro de disco a vácuo O princípio de operação dos filtros de disco (Figura 8.3) é análogo àquele de filtros de tambor. A torta é formada em ambos os lados do disco circular, os quais são conectados ao eixo horizontal do aparelho. O disco gira e ergue a torta acima do nível da polpa na calha, onde a polpa é sugada e seca, sendo removida por um sopro pulsante de ar (Figura 8.4),
Figura 8.4 Descarga da torta em filtro de disco
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com o auxílio de raspadores. Os discos podem ser posicionados ao longo de um eixo espaçados 30 cm uns dos outros, de maneira que uma grande área de filtração pode ser acomodada em uma pequena área da usina. O custo por unidade de área, portanto, é menor do que para filtros de tambor, mas a lavagem da torta é virtualmente impossível e o filtro de disco não é tão facilmente adaptável quanto o filtro de tambor. O ciclo de operação de filtros de tambor e de disco é similar, como mostra a Figura 8.5, consistindo de uma série de etapa descontínuas muito próximas que simulam um processo contínuo.
Figura 8.5. Estágios da operação de filtros de vácuo
Filtro de correia a vácuo O filtro de correia a vácuo (top fed filter) (Figura 8.6) consiste de um deque de borracha perfurado para drenagem do filtrado que sustenta uma correia feita de um material adequado para funcionar como meio filtrante. No início do movimento horizontal a polpa escoa por gravidade para cima da correia. A filtração imediatamente começa, devido parcialmente à gravidade e parcialmente ao vácuo aplicado às caixas de sucção, as quais estão em contato com a parte inferior do deque de drenagem durante o curso do movimento da correia. A torta formada é desaguada, seca pela Figura 8.6 Filtro de correia horizontal sucção de ar através dele, sendo então descarregada à medida que a correia reverte sobre um rolete de pequeno diâmetro. Se necessário, uma ou mais lavagens podem ser incorporadas. A principal desvantagem desse equipamento é o elevado desgaste que a correia sofre como resultado dela ser arrastada em relação às caixas de vácuo 146
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enquanto os últimos encontram-se na etapa de sucção. Isso resulta em uma perda de vácuo e, conseqüentemente, uma drenagem pobre. Filtros de pressão Filtros de pressão são aqueles filtros que operam sob pressão maior que a atmosférica. A pressão de operação é imposta por uma bomba de êmbolo, diafragma, centrífuga ou ainda por controle proveniente de um reator pressurizado. Filtros de pressão essencialmente operam em batelada (exemplo é o filtro prensa). Atualmente, entretanto, diversos fabricantes oferecem filtros que, embora ainda operem em batelada, têm operação rápida, eficiente e segura, devido ao elevado grau de automação do processo. Esses filtros, entretanto, se caracterizam pelo elevado custo, tanto em relação aos filtros de pressão convencionais quanto em relação aos filtros a vácuo. Algumas das vantagens dos filtros de pressão são: a) maior taxa de filtração, resultante do emprego de altas pressões, o que permite realizar operações consideradas difíceis para os outros tipos de filtros; b) elevada área de filtração por unidade de área física ocupada na usina; c) baixos teores de umidade da torta, inferiores àqueles obtidos em filtros a vácuo.
Filtro prensa1 O filtro prensa (Figura 8.7) é o modelo mais simples dos filtros de pressão e o de maior aplicação industrial, principalmente na indústria química e no processamento de minerais industriais. Trata-se de um conjunto alternado de quadros ocos onde a torta é retida durante a operação de filtração e placas maciças que possuem superfícies preparadas, com sulcos ou furos, que permitem a drenagem do filtrado. O meio filtrante, geralmente um tecido, recobre ambas as faces da placa. O conjunto de placas e quadros são apoiados, verticalmente, sobre um par de suportes paralelos finos na estruturas do filtro. Para proceder à operação de filtração, as placas e quadros penduradas no suporte são comprimidos até o ponto de se evitar vazamento entre elas, entre duas meias placas extremas, um fica e outra que se move por meio de um sistema de alavanca, ou engrenagem pinhão ou macaco hidráulico.
Figura 8.7. Filtro prensa industrial 1
Baseado no texto de Borges (1998).
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A descarga do filtrado em um filtro prensa pode ser do tipo fechado, onde o canal por onde passa o filtrado percorre todo o comprimento do filtro (Figura 8.8) até um tubo de descarga na extremidade, ou do tipo aberto, onde o filtrado é drenado através de torneiras individuais localizadas em cada placa, para um reservatório localizado na parte interior do tubo. Após a operação de filtração é comum promover a lavagem da torta retida no próprio filtro a fim de remover a Figura 8.8. Diagrama esquemático do filtro prensa solução agregada à mesma ou solubilizar impurezas sólidas presentes. Na prática, duas técnicas de lavagem são utilizadas: a lavagem simples e a lavagem completa. Na lavagem simples, o líquido de lavagem utiliza o mesmo sistema de alimentação da polpa e descarte do filtrado (Figura 8.9). A lavagem completa é mais eficaz que a anterior, onde o líquido de lavagem é introduzido nas faces de placas alternadas (que mantêm os canais de descarga fechados) permitindo, dessa maneira, que o líquido passe através de toda a espessura da torta e escoando sobre a superfície das outras placas que mantêm os canais de descarga abertos para o escoamento da solução de lavagem que deixa o filtro. Esses filtros ainda permitem a redução adicional da umidade da torta pela passagem de ar comprimido Figura 8.9. Esquema de operação do através da torta. filtro prensa
Filtro de pressão automático Filtros de pressão automáticos (Figura 8.10), atualmente disponíveis, são análogos aos tradicionais filtros-prensa, com a diferença que a automação permite a realização de todo do ciclo de filtração de forma automática permitindo uma operação virtualmente contínua.
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No início do ciclo de filtração a suspensão é bombeada simultaneamente para todas as câmaras do filtro (Figura 8.11a). As tortas são formadas no momento em que o filtrado começa a escoar. À medida que a pressão de bombeamento aumenta, o filtrado é forçado a atravessar a manta. A água a. Bombeamento
b. Prensagem por diafragma I
Figura 8.10. Filtro de pressão automático
de prensagem sob alta pressão enche, automaticamente, os diafragmas de cada câmara, comprimindo a torta para remover uma quantidade adicional de filtrado (Figura 8.11b). A fim de alcançar uma menor contaminação da torta ou uma melhor recuperação do filtrado, o filtro de pressão também pode permitir a lavagem da torta (Figura 8.11c). O líquido de lavagem cobre uniformemente toda superfície superior da torta, no instante em que penetra a câmara do filtro. Os diafragmas são pressurizados (Figura 8.11d), forçando o líquido de lavagem a atravessar uniformemente a torta. Isso produz uma elevada eficiência de lavagem e uma torta de pureza uniforme, com um consumo mínimo de líquido de lavagem. A seguir, o ar comprimido é insuflado através da torta para finalizar o processo de desaguamento (Figura 8.11e). O teor de umidade é minimizado e pode ser precisamente controlado com o ajuste de duração dessa secagem. Depois que o pacote de placas é aberto, a torta do filtro é transportada para fora de cada câmara pelo delocamento do meio (manta) filtrante. A unidade de lavagem integrada lava ambos os lados da manta, o que garante obter resultados consistentes de filtração. Nesse equipamento pressões de até 16 atmosferas são utilizadas.
c. Lavagem da torta
d. Prensagem por diafragma II
e. Secagem da torta
f. Descarga da torta e lavagem da manta
Figura 8.11. Ciclo de operação de filtros de pressão
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8.3. Ensaios de filtração Normalmente não é possível prever o que pode ser obtido na filtração de um produto não previamente testado, de maneira que testes preliminares precisam ser realizados com amostras representativas da polpa antes do projeto da usina de grande porte. Ensaios também são comumente realizados com polpas de usinas já em operação, com o objetivo de avaliar o efeito de mudanças Figura 8.12. Esquema de um ensaio de folha de condições operacionais, auxiliares de filtração, etc. Um esquema de um teste de folha é apresentado na Figura 8.12. O teste de folha, que consiste de uma seção de um meio filtrante industrial, é conectado a um receptáculo de filtrado equipado com um manômetro de vácuo. O receptáculo é conectado a uma bomba de vácuo. Se o filtro industrial a ser projetado é um filtro a vácuo contínuo, então essa operação pode ser simulada no teste. O ciclo é dividido em três seções: formação da torta, secagem e descarga. Às vezes a formação da torta é seguida por um período de lavagem e a torta pode também ser sujeito à compressão durante a secagem. Enquanto sob a ação do vácuo, o teste de folha é submerso para o período de formação da torta na polpa agitada a ser ensaiada. A folha é, então, removida e segura com o tubo do dreno para baixo pelo tempo estabelecido. A torta é, então, removida, pesada e seca. A capacidade diária do filtro pode, então, ser determinada pelo peso seco da torta por unidade de área do teste de folha, multiplicado pelo número diário de ciclos e a área de filtração.
8.4. Princípios da filtração Equações úteis, que descrevem a filtração podem ser derivadas a partir da análise do escoamento de fluidos incompressíveis em meios porosos (Massarani, 1997), e da analogia com o escoamento de fluidos em tubos (Bird et al., 1960). A expressão clássica da hidráulica para a perda de carga em um tubo com uma seção qualquer é dada por (Bird et al., 1960; pg. 188): f ρ u2 ΔP = c f i L Rh 2
(Eq. 4.88)
sendo u i é a velocidade intersticial média do fluido no leito, Rh é o raio hidráulico, L é a espessura do leito e fc o fator de atrito. O raio hidráulico Rh pode ser expresso em termos da fração de vazios no leito e da superfície em contato com o fluido a, de modo que R h = ε / a . A área a é relacionada à área específica das partículas av por a = av (1 − ε ) . Dada a definição de esfericidade (Equação 2.2), a área superficial específica (área por unidade de
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volume) de partículas de formato qualquer é dada por: av =
π dv2 / ψ π 6
d
3 v
=
6
(Eq. 4.89)
dv ψ
de modo que: Rh =
dv ψ ε 6 (1 − ε )
(Eq. 4.90)
sendo dv o tamanho volumétrico das partículas (Equação 2.4). Expressando a velocidade intersticial média em função da velocidade superficial, de modo que u = u i ε , tem-se: ΔP = 3fc
L ρ f u 2 (1 − ε ) dv ψ ε3
(Eq. 4.91)
Uma relação válida para o regime laminar é dada por (Bird et al., 1960): ΔP = 150
L μ u 2 (1 − ε )2 (d v ψ ) 2 ε 3
(Eq. 4.93)
Esta é a Equação de Carman-Kozeny e pode ser derivada a partir da equação de Darcy, para o escoamento incompressível (Massarani, 1997). A Equação 4.93 é bastante útil, pois estabelece uma relação entre a perda de carga e a velocidade superficial do fluido. 8.5. Secagem A secagem dos concentrados previamente à expedição é a última operação realizada em uma usina de processamento mineral. Ela reduz o custo de transporte e normalmente tem o objetivo de reduzir o teor de umidade até aproximadamente 5% em massa. Perdas devido à poeira são freqüentemente problemáticos quando a umidade precisa ser ainda mais reduzida. Secadores térmicos rotativos são freqüentemente empregados. Esses consistem de uma carcaça cilíndrica relativamente longa montada sobre roletes e que gira a velocidades de até 25 rpm. A carcaça é levemente inclinada na direção do produto seco, de maneira que o material se desloca desde a extremidade da alimentação até a descarga sob a ação da gravidade. Gases quentes, ou ar, são introduzidos na extremidade da alimentação no caso do fluxo em paralelo ou na descarga no caso do fluxo em contra-corrente. O método de aquecimento pode tanto ser direto, caso esse em que os gases quentes passam através do material no interior do secador, ou indireto, caso em que o material se encontra na carcaça interna, sendo aquecido externamente pelos gases aquecidos. O tipo que emprega o aquecimento direto é o mais comum na indústria mineral, enquanto o indireto é usado é usado quando o material não pode entrar em contato com os gases quentes da combustão. Secadores de fluxo paralelo (Figura 8.14) são usados na maioria das operações atuais, uma vez que eles são mais eficientes energeticamente e apresentam
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maior capacidade de processamento que aqueles nos quais o fluxo é em contracorrente. Uma vez que o calor é aplicado na extremidade da alimentação, o acúmulo de sólidos úmidos é evitado e, em geral, essa unidades são projetadas para a secagem de materiais até umidades não inferiores a 1%. Uma vez que secadores em contra-corrente aplicam calor na extremidade da descarga, um produto completamente seco pode ser obtido, mas o seu uso com materiais sensíveis ao calor é limitado, uma vez que o material seco entra em contato direto com o meio aquecedor a sua maior temperatura. O produto dos secadores é freqüentemente estocado em pilhas antes de ser carregados em caminhões ou vagões para transporte. Os containeres podem ser fechados, ou a superfície da pilha aspergida com uma solução formadora de uma pele, a fim de eliminar perdas devido a formação de poeira.
Figura 8.14. Diagrama esquemático de um forno de secagem rotativo
Bibliografia
BORGES, J.A., 1998. Separação sólido-líquido, In: Tratamento de Minérios, 2a edição. WILLS, B.A., 1997. Mineral Processing Technology, Butterworth-Heinneman, 6a edição.
152
Com algumas poucas exceções, a maior parte dos processos de concentração mineral usa quantidades substanciais de água e o concentrado final precisa ser separado a partir de uma polpa na qual a concentração de sólidos pode ser baixa. O desaguamento dos rejeitos também é necessário, a fim de permitir uma reciclagem mais eficiente da água no processo, bem como minimizar a demanda por espaço na bacia de decantação, onde o desaguamento final dos rejeitos é normalmente realizado. O desaguamento ou separação sólido-líquido produz um concentrado relativamente seco para transporte. Da mesma maneira que a preparação do minério, o desaguamento também é realizado em diversos estágios. Os métodos de desaguamento podem ser classificados em três grupos: a) espessamento; b) filtração e c) secagem. O desaguamento é, normalmente, uma combinação dos métodos acima. A maior parte da água é inicialmente removida por espessamento, o qual produz uma polpa espessada contendo tipicamente entre 55 e 65% de sólidos em massa. Até 80% da água separada nesse estágio. Filtração da polpa espessada então produz uma torta úmida contendo de 80 a 90% de sólidos, a qual pode necessitar de secagem térmica para produzir um produto final contendo aproximadamente 95% de sólidos em massa.
131
Espessamento capítulo 7
Espessamento é a denominação dada às operações de separação de uma polpa diluída pela ação de sedimentação sob a ação da força gravitacional ou centrífuga, objetivando obter um produto com elevada concentração de sólidos e outra fração com o líquido com baixo teor de sólidos. Quando essa operação é realizada com o objetivo de remover uma quantidade relativamente pequena de sólidos em suspensão e produzir um efluente claro é chamado de clarificação. Os equipamentos industriais comerciais utilizados para executar essas operações são denominados espessadores e clarificadores, os quais normalmente operam de forma contínua. A operação de espessamento tem sido largamente utilizada na indústria mineral com os seguintes propósitos (Borges, 1998): • obtenção de polpas com porcentagem de sólidos adequadas às operações unitárias subseqüentes; • recuperação de água de polpa contendo o mineral de interesse ou rejeitos; • preparação de rejeitos para descarte com percentagem de sólidos elevadas; • no processo hidrometalúrgico de lixiviação, para recuperação de sólidos e/ou solução. O espessamento é mais eficiente quando existe uma grande diferença de densidade entre o líquido e os sólidos. Esse é sempre o caso no processamento mineral, onde o fluido empregado é a água. Entretanto, o espessamento nem sempre pode ser aplicado a processos hidrometalúrgicos, uma vez que em alguns casos o líquido pode ser um licor com alto teor, o qual apresenta densidade que se aproxima àquela dos sólidos. Em alguns casos, portanto, a filtração se torna necessária. 7.1. Tipos de espessadores Espessadores gravitacionais são os equipamentos mais usados na separação sólido-líquido na indústria mineral. Ele é um processo relativamente barato, realizado sob condições de cisalhamento muito baixo, oferecendo boas condições para a ação de floculantes para partículas finas. O espessador é usado para aumentar a concentração de sólidos da suspensão por sedimentação, acompanhado pela formação de um líquido clarificado. Na maior parte dos casos a concentração da suspensão é alta e condições de sedimentação retardada predominam. Espessadores podem operar de forma contínua ou em batelada, e consistem de tanques relativamente rasos a partir dos quais o líquido clarificado transborda pelo topo, e a suspensão
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espessada pela base. O clarificador é similar em projeto, mas é menos robusto, lidando com suspensões com concentrações de sólidos muito mais baixas que o espessador. Espessador circular convencional O espessador contínuo consiste de um tanque cilíndrico, com diâmetro que varia de 2 a 200 m e profundidade de 1 a 7 m. A polpa é introduzida pelo centro por meio de um poço de alimentação posicionado a 1 m abaixo da superfície da polpa, de maneira a Figura 7.1. Escoamento em um espessador gravitacional contínuo causar uma perturbação mínima no fluido (Figura 7.1), permitindo que a energia cinética da polpa de alimentação seja adequadamente dissipada. O líquido clarificado transborda até uma calha periférica, enquanto os sólidos que sedimentam ao longo de todo o fundo do tanque são descarregados na forma de uma polpa espessa a partir de um orifício no centro. Dentro do tanque são encontrados um ou mais braços radiais, a partir dos quais são suspensos uma série de lâminas com forma tal que raspe as partículas depositadas no fundo do tanque até o centro do tanque na direção do orifício de descarga do underflow. Na maior parte dos espessadores modernos esses braços se elevam automaticamente se o torque excede um certo valor, prevenindo dano devido à sobrecarga. As lâminas também auxiliam na compactação das partículas sedimentadas e produzem um underflow mais espesso do que pode ser obtido simplesmente por sedimentação. Os sólidos no espessador se deslocam continuamente para baixo, e então na direção da descarga do underflow, enquanto o líquido se desloca para cima e radialmente para cima. Em geral, não existe qualquer região com composição constante no espessador. Os tanques de espessadores são construídos em aço, concreto ou uma combinação de ambos, com o aço sendo o mais econômico para espessadores com diâmetros menores que 25 m. O fundo do tanque é freqüentemente plano, enquanto os mecanismos do braço são inclinados na direção da descarga central. Com essa configuração, os sólidos formam um leito que forma um piso inclinado. Pisos de aço são raramente inclinados para ficarem em conformidade com os braços, devido ao custo. Bases e lados de concreto são mais comuns no caso de espessadores de grande diâmetro. Em muitos casos os sólidos sedimentados, devido ao tamanho de partícula, tendem a não formar um fundo falso. Nesses casos o piso deve ser feito de concreto e de tal maneira a acompanhar a inclinação dos braços. Tanques também podem ser construídos com pisos inclinados e laterais de aço. O método de suporte do mecanismo depende essencialmente do diâmetro
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do tanque. Em espessadores relativamente pequenos, com diâmetros inferiores a aproximadamente 45 m, o mecanismo de acionamento dos braços é sustentado por uma superestrutura que cobre todo o tanque, com os braços sendo afixados ao eixo de acionamento. Esses equipamentos são chamados de espessadores com mecanismo suportado em ponte (bridge thickeners) (Figura 7.2). O underflow é normalmente extraído do apex do cone posicionado no fundo inclinado. Um arranjo comum encontrado em espessadores de grande diâmetro, de até 180 m de diâmetro, é de Figura 7.2. Espessador com mecanismo suportado em ponte sustentar o mecanismo de acionamento em uma coluna central, a qual pode ser construída em aço ou concreto. Na maior parte dos casos, os braços com os rastelos são afixados ao sistema de acionamento que circunda a coluna central. Os sólidos espessados são descarregados através de uma trincheira anular que circunda a coluna central. Um exemplo desse tipo de espessador é mostrado nas Figuras 7.3 e 7.4. Outros tipos de espessadores são os de tração e de cabos. Nesses últimos os braços dos rastelos são puxados por cabos conectados à estrutura de acionamento, a qual é rigidamente conectada ao eixo central a um ponto imediatamente abaixo do nível do líquido. Os rastelos são projetados para se elevarem automáticamente quando o torque que se desenvolve devido ao seu movimento através da polpa espessada aumenta. Isso permite que o braço encontre a sua altura adequada de operação na polpa espessada, onde o torque é balanceado pelo peso dos rastelos. Figura 7.3. Espessador de coluna central
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Figura 7.4. Espessador com 80 m de diâmetro sustentado por coluna central
Em todos espessadores gravitacionais a velocidade do mecanismo dos rastelos é normalmente 8 m/min na periferia, a qual corresponde a 10 revoluções por hora para um espessador de 15 m de diâmetro. O consumo energético é, portanto, muito baixo, de maneira que mesmo um espessador com 60 m de diâmetro requer apenas um motor com potência de 10 kW. Custos de manutenção e reposição de peças de desgaste também são muito baixos. O underflow é normalmente extraído a partir da descarga central por bombeamento, embora em clarificadores o material seja descarregado simplesmente pela ação da pressão hidrostática do tanque. Bombas usadas na descarga do underflow são tipicamente de diafragma. Essas são bombas de ação positiva para pressões e vazões médias, sendo adequadas ao manuseio de fluidos muito viscosos, como é o caso da polpa do underflow. Espessadores tipicamente apresentam capacidade de armazenamento tão elevada que, se o circuito de filtração encontra-se parado para manutenção, o circuito de concentração pode continuar a alimentar material ao espessador. Durante esses períodos o produto espessado (underflow) pode ser reciclado para o poço de alimentação. É importante destacar que em hipótese alguma o underflow pode deixar de ser bombeado, uma vez que isso resultará em rápido entupimento do cone de descarga. Espessador de lamelas O espessador de lamelas emprega um grupo de placas paralelas inclinadas, as quais reduzem a distância de sedimentação, aumentando ao mesmo tempo a área efetiva de espessamento. O espaço de piso requerido pelo espessador de lamelas é apenas 1/5 daquele requerido por espessadores convencionais (Figura 7.5). As lâminas paralelas inclinadas permitem que os sólidos deslizem sob a ação da gravidade até o fundo do tanque. A área efetiva de espessamento é, portanto, a projeção horizontal da área dessas lâminas, ou seja, Aef = n A cos α
(7.1)
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sendo n o número de lâminas, A a área superficial de cada lâmina e α o ângulo formado entre as lâminas e a horizontal. O pacote de lamelas pode ser vibrado de forma contínua ou intermitente. A alimentação é introduzida no espessador através de uma caixa de alimentação a um ponto que determina a relação entre as áreas de clarificação e espessamento (Figura 7.6). A área posicionada abaixo do tubo de entrada da polpa de Figura 7.5. Espessador de lamelas alimentação é para espessamento enquanto a área acima é para clarificação. O líquido de descarga flui para cima e é removido através de caixas especialmente projetadas, de maneira a permitir um fluxo uniformemente distribuído entre as lâminas. Em um espessador convencional, a compressão da polpa é realizada pelo carregamento de sólidos, pela espessura dos sólidos e pelo tempo de retenção. Como o tempo de retenção em um espessador de lamelas é mais curto, vibrações de Figura 7.6 Diagrama que mostra o funcionamento do baixa amplitude são espessador de lamelas aplicadas ao tanque, as quais exercem um papel muito importante na compressão dos sólidos e seu escoamento. Sedimentação centrífuga A separação centrífuga pode ser considerada como uma extensão da separação gravitacional, uma vez que a taxa de sedimentação das partículas aumenta sob a ação da força centrífuga. Ela pode, entretanto, ser usada para
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separar emulsões que são normalmente estáveis em um campo gravitacional. Separações centrífugas podem ser realizadas tanto por meio de hidrociclones quanto centrífugas. A simplicidade e o baixo custo de hidrociclones (capítulo 6) os tornam uma opção bastante atraente, embora eles sofram de restrições relativas às concentrações de sólidos que podem ser atingidas e as proporções relativas de overflow e underflow dentro dos quais a alimentação pode ser dividida. Geralmente a eficiência, mesmo de ciclones de pequenos diâmetros, cai rapidamente a tamanhos muito finos de partículas, de maneira que partículas menores que 10 μm irão invariavelmente ser descarregadas pelo overflow, a menos que elas sejam muito densas. Nesses equipamentos, a floculação não é uma alternativa viável, uma vez que as altas taxas de cisalhamento dentro do ciclone são responsáveis pela quebra dos aglomerados. Dessa maneira, o hidrociclone é inerentemente mais adequado à classificação do que o espessamento. Se comparadas aos hidrociclones, centrífugas são muito mais dispendiosas e complexas, mas têm um maior poder de clarificação e são geralmente mais flexíveis. Concentrações de sólidos muito mais elevadas podem ser atingidas nelas do que em hidrociclones. Embora existam diferentes tipos de centrífugas na indústria, a centrífuga de parafuso é a mais amplamente usada na indústria mineral. O princípio básico de operação do equipamento é ilustrado na Figura 7.7. Ela consiste essencialmente de uma carcaça rotativa horizontal, com formato cilíndrico-cônico, dentro da qual um transportador em parafuso de diâmetro análogo gira na mesma direção, mas a uma freqüência ligeiramente mais alta ou mais baixa. A polpa de alimentação é admitida ao equipamento através de um tubo localizado no eixo central do equipamento. Tão logo deixa o tubo, a polpa de alimentação é imediatamente sujeita à intensa força centrífuga, que faz com que os sólidos sedimentem na superfície interna da carcaça, a uma taxa que depende da velocidade de rotação empregada, a qual normalmente varia entre 1600 e 8500 rpm. Os sólidos separados são transportados pelo parafuso para fora do líquido e descarregados através de orifícios posicionados na parte final da seção cônica. Os sólidos são continuamente desaguados pela ação da força centrífuga à medida que eles procedem desde a zona de líquida até a zona de descarga.
Figura 7.7. Centrífuga de parafuso
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Quando o líquido atinge um nível predeterminado ele transborda através dos orifícios de descarga, localizados na parte cilíndrica da carcaça. O tamanho e a geometria dessas centrífugas variam de acordo com a capacidade desejada e a aplicação. O comprimento da seção cilíndrica essencialmente determina o poder de clarificação do equipamento e, portanto, tende a ser maximizado quando é necessário atingir um produto overflow o mais clarificado possível. O comprimento da seção cônica irá determinar o teor de umidade dos sólidos, de maneira que cones longos e rasos são usados quando um desaguamento máximo é desejado. Centrífugas são fabricadas com diâmetros de carcaça que variam de 15 a 150 cm, com comprimentos que são geralmente o dobro do diâmetro. Capacidades que variam de 0,5 a 50 m3/h de líquido de 0,25 a 100 t/h de sólidos, dependendo da concentração de sólidos da alimentação, a qual pode variar de 0,5 a 70% de sólidos, e do tamanho de partícula, que pode variar desde, aproximadamente, 12 mm até 2 μm, ou até menor. O teor de umidade do produto varia significativamente, tipicamente se situando no intervalo de 5 a 20%. 7.2. Dimensionamento de espessadores gravitacionais Uma vez que o custo de capital é o principal no espessamento, a seleção do tamanho correto de espessador para uma dada aplicação é importante. Os dois propósitos principais do espessador são a produção de um overflow clarificado e de um underflow espessado até a concentração desejada. Para uma dada taxa de alimentação a capacidade de clarificação é determinada pela espessura do espessador, uma vez que a área superficial deve ser grande o suficiente para que a velocidade ascendente do líquido seja a todo o momento menor que a velocidade de sedimentação das partículas mais lentas que se deseja recuperar. O grau de espessamento produzido é controlado pelo tempo de residência das partículas e, conseqüentemente, pela altura do espessador. A concentração de sólidos em um espessador varia desde aquela do líquido clarificado que transborda pelo overflow até aquele da descarga do underflow. Embora a variação na concentração seja contínua, as concentrações às diferentes alturas podem ser agrupadas em quatro zonas, como é mostrado na Figura 7.8.
Figura 7.8. Diagrama do espessador com as diferentes zonas. A – água clarificada; B – polpa com a consistência da alimentação; C – polpa em transição das consistências B e D; D – polpa em compressão
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Essas zonas são essencialmente as mesmas que são observadas em ensaios simples de decantação em provetas. A Figura 7.9 apresenta esquematicamente essas zonas de concentração estabelecidas com o tempo.
Figura 7.9. Ilustração dos diferentes estágios da sedimentação descontínua
Quando materiais sedimentam com uma interface definida entre a suspensão e o líquido clarificado, assim como é o caso da maior parte das polpas floculadas (Figura 7.9b), a área do espessador será determinada pela capacidade do material com uma dada diluição de atingir uma condição tal que a vazão de sólidos que deixa uma dada região do espessador é igual ou maior que a vazão de sólidos que entra nessa região. Atingir essa condição com uma dada diluição depende da taxa de subsidência de massa sendo igual ou maior que a taxa correspondente de líquido deslocado. Um espessador adequadamente dimensionado que contém materiais de diferentes diluições, que variam desde aquela da alimentação até aquela do underflow, apresenta área adequada de tal maneira que a taxa de ascensão do líquido deslocado em qualquer região nunca excede a taxa de subsidência. A operação adequada de um espessador em uma operação de clarificação depende da existência de um overflow efetivamente isento de sólidos. Caso a zona de clarificação for muito rasa, então parte das partículas mais finas serão capazes de escapar pelo overflow. A taxa volumétrica de escoamento do líquido para cima é igual à diferença entre a taxa de alimentação de líquido e a taxa de remoção do underflow. Portanto, a concentração de sólidos requerida no underflow, assim como a taxa de alimentação, determinam as condições na zona de clarificação. Existem pelo menos dois métodos principais de dimensionamento da área de espessadores. Esses métodos utilizam informações sobre as características de sedimentação dos sólidos na suspensão, obtidas a partir de ensaios de espessamento em proveta. Método de Coe & Clevenger O método desenvolvido por Coe & Clevenger é normalmente empregado para determinar a área superficial quando o material sedimenta formando uma interface definida. Se F é a razão líquido-sólidos em massa em uma região qualquer do espessador, D é a razão líquido-sólidos em massa na descarga do espessador e 139
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W é a taxa de alimentação de sólidos (secos) ao espessador, então (F − D )W t/h de líquido se deslocam para cima da descarga até essa região. A velocidade da corrente de líquido é dada por
(F − D )W A ρf
(7.2)
sendo A a área da seção transversal do espessador (m2) e ρf a densidade do fluido (kg/l). Uma vez que a velocidade ascendente do fluido não deve exceder a taxa de sedimentação dos sólidos naquela região, no equilíbrio (F − D )W =R A ρf
(7.3)
sendo R a taxa de sedimentação dos sólidos (m/h). A área requerida do espessador é, portanto, dada por A=
(F − D )W R ρf
(7.4)
A partir de um conjunto completo de valores de R e F a área requerida para diferentes diluições pode ser encontrada calculando a taxa inicial de sedimentação dos sólidos com diluições que vão desde aquela da alimentação até descarga do underflow. A diluição que corresponde ao maior valor de A representa a capacidade mínima de capacidade de manuseio de sólidos e é a diluição crítica. Através do uso desse método a taxa de sedimentação é obtida através de ensaios com provetas graduadas usando diluições que vão desde aquela correspondente à alimentação até a diluição do underflow, a taxa de queda da interface entre a polpa e a solução clarificada é cronometrada. Uma vez que a área requerida seja estabelecida, é necessário aplicar um fator de segurança ao calor calculado. Esse valor deve ser, no mínimo, igual a dois. O método de Coe & Clevenger requer múltiplos ensaios de proveta a diferentes concentrações arbitrárias de polpa até que uma área unitária aceitável possa ser selecionada. É conveniente reescrever a Equação 7.4 em termos das concentrações de sólidos, ao invés das razões líquido-sólidos. A concentração inicial de sólidos na polpa é igual a Co e o ensaio de sedimentação é realizado com o auxílio de uma proveta com altura Ho. Para uma polpa com concentração C (kg/l), o volume ocupado pelos sólidos em 1 litro de polpa é C/ρs, sendo ρs a densidade dos sólidos (em kg/l). Conseqüentemente, ρ −C C Massa de água em 1 kg de polpa = 1 − = s .
ρs
De maneira que, Razão líquido-sólidos (em massa) = =
ρs
ρs − C . ρ sC
Para polpas com concentração de sólidos C (em kg/l) e concentrações do underflow Cu (em kg/l), a diferença em razão líquido-sólidos é 140
Espessamento
=
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ρs − C ρ sC
⎛ ρ − Cu − ⎜⎜ s ⎝ ρ s Cu
⎞ ⎟⎟ ⎠
1 1 − . C Cu Conseqüentemente os valores de concentração obtidos (C) e das taxas de sedimentação R podem ser substituídos na Equação 7.4, que dá =
⎛1 1 A = ⎜⎜ − ⎝ C Cu
⎞W ⎟⎟ ⎠R
(7.5)
Altura da interface (cm)
Método de Talmage & Fitch Uma versão simplificada do método de Talmage & Fitch é oferecida determinando o ponto na curva de sedimentação no qual os sólidos entram em compressão. Esse ponto corresponde à condição limite de sedimentação e controla a área dos espessador requerida. Na Figura 7.10, C é o ponto de compressão da polpa, que é o ponto de inflexão da curva. Esse ponto pode ser identificado pelo fato que HO corresponde ao valor máximo da derivada segunda da curva de sedimentação. Inicialmente é traçada uma tangente à curva nesse ponto, C intersectando a ordenada no valor H. Uma linha é desenhada paralelamente Hu à abcissa, cortando a ordenada em Hu. Hu corresponde à intersecção na ordenada da tangente a partir de um ponto Cu na curva, onde Cu é a tu concentração de sólidos do underflow Tempo (t) do espessador. A tangente ao ponto C intersecta essa linha a um tempo Figura 7.10. Construção gráfica do método de Talmage & Fitch correspondente a tu. Hu pode ser calculada por
Cu H u = C o H o .
(7.6)
Considerando que o gradiente da curva no ponto tangente C é dado por H − Hu R= , (7.7) tu então A=
W (1/ C − 1/ Cu ) (H − H u ) / t u
(7.8)
Uma vez que C H = C o H o , a Equação 7.5 pode ser reescrita como A=
W [(H / C o H o ) − (H u / Co H o )] (H − H u ) / t u
141
Espessamento
A =W
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tu . Co H o
(7.9)
Na maior parte dos casos, o ponto de compressão será menor que a concentração de sólidos do underflow. Em casos em que esse não é o caso, então a construção da tangente descrita acima não é necessária, e tu é o ponto onde a linha do underflow cruza a curva de sedimentação. Em muitos casos, o ponto de compressão na curva é relativamente claro, mas quando esse não é o caso, uma variedade de métodos têm sido sugeridos para a sua determinação. Os métodos de Coe & Clevenger e Talmage & Fitch são os métodos mais amplamente utilizados na indústria minero-metalúrgica para prever a área necessária de espessamento. Ambos métodos têm limitações: o método de Talmage & Fitch depende criticamente da identificação do ponto de compressão, e ambos devem ser usados em conjunto a fatores de segurança empíricos. Geralmente o método de Coe & Clevenger tende a subestimar a área necessária de espessamento enquanto o método de Talmage & Fitch tende a superestima-la. É normalmente melhor superestimar no projeto a fim de compensar para flutuações na taxa de alimentação e aumentos de taxa de produção e, por causa disso, e a sua relativa simplicidade experimental, o método de Talmage & Fitch é freqüentemente preferido, desde que o ponto de compressão seja prontamente identificável. A altura do espessador, por outro lado, é normalmente determinada com base na experiência. Bibliografia
BORGES, J.A., 1998. Separação sólido-líquido, In: Tratamento de Minérios, 2a edição. WILLS, B.A., 1997. Mineral Processing Technology, Butterworth-Heinneman, 6a edição.
142
Filtração capítulo 8 A filtração é o processo de separação de sólidos contidos em uma polpa, no qual a fase líquida, denominada filtrado, é forçada a passar através de um meio poroso também chamado meio filtrante, enquanto que a fase sólida, chamada de torta de filtração, forma uma camada sobre a superfície do meio poroso. As condições através das quais a filtração é realizada são diversas e variadas e a escolha do tipo mais apropriado de equipamento irá depender de um grande número de fatores. Independentemente do tipo de equipamento empregado, a torta gradualmente se forma no meio filtrante e a resistência ao escoamento do filtrado aumenta ao longo da operação. Alguns dos fatores que influenciam a taxa de filtração incluem: a) A perda de carga desde a alimentação até o lado interno do meio filtrante. Isso é realizado em filtros de pressão pela aplicação de uma pressão positiva na alimentação e em filtros a vácuo na extremidade do meio, sendo que o lado da alimentação se encontra sob a ação da pressão atmosférica. b) A área da superfície de filtração. c) A viscosidade do filtrado. d) A resistência da torta. e) A resistência do meio filtrante e das camadas iniciais da torta. Em operações de processamento mineral a filtração normalmente segue o espessamento. A polpa espessada pode ser alimentada a agitadores de armazenamento a partir dos quais é retomada a uma taxa uniforme aos filtros. Às vezes, floculantes são adicionados aos agitadores com o objetivo de auxiliar a filtração. As lamas (partículas finas) têm um efeito adverso na filtração, uma vez que tendem a cegar o meio filtrante. A adição de floculantes é capaz de reduzir esse efeito, aumentando os interstícios entre as partículas, tornando mais fácil a filtração. Floculantes de menor peso molecular são os preferidos na filtração, uma vez que os flocos formados pela adição de floculantes de maior peso molecular são relativamente grandes, sendo capaz de arrastar água dentro de sua estrutura, aumentando o teor de umidade da torta. Flocos de menores dimensões são formados com floculantes de menor peso molecular, os quais têm maior resistência ao cisalhamento, e a torta de filtração resultante é uma estrutura uniforme, a qual permite rápido desaguamento e previne perda de partículas finas através do meio filtrante, contaminando o filtrado. Outros aditivos de filtração também usados com o objetivo de reduzir a tensão interfacial do líquido, facilitando o escoamento através do meio filtrante.
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8.1. Meios filtrantes A escolha do meio (também chamado de manta) filtrante é freqüentemente a consideração mais importante na garantia da operação eficiente de um filtro. A sua função é geralmente atuar como um elemento de suporte da torta, enquanto as camadas iniciais da torta são as reais responsáveis pela filtração. O meio filtrante deve ser selecionado essencialmente pela sua capacidade de reter sólidos sem entupir (“cegar”). Ele deve ser mecanicamente resistente, resistente à corrosão, e oferecer resistência ao escoamento tão pequena quanto possível. Materiais relativamente grossos são normalmente usados e um filtrado clarificado não é obtido até que as camadas iniciais da torta são formadas, sendo o filtrado inicialmente turvo reciclado. Meios filtrantes são geralmente fabricados em algodão, lã, linho, juta, nylon, seda, fibra de vidro, carbono poroso, metais, Rayon® e outros materiais sintéticos, além de materiais diversos como borracha porosa. Tecidos de algodão são amplamente os mais comumente usados, essencialmente devido ao seu menor custo inicial e disponibilidade em uma ampla variedade de trançados. Eles podem ser usados para filtrar sólidos tão finos quanto 10 μm. 8.2. Tipos de filtros industriais Filtros usados na indústria mineral podem ser de pressão ou vácuo, os quais podem operar de forma contínua ou em batelada. A sua aplicação depende tipicamente da distribuição de tamanhos de partículas da alimentação, como mostra a Figura 8.1. Filtros a vácuo Filtros a vácuo que operam contínua e descontinuamente encontram-se disponíveis, sendo que apenas os contínuos são normalmente utilizados. Figura 8.1. Aplicabilidade de diferentes tipos de filtros
Filtro de tambor a vácuo Esse é tipo de filtro mais usado na indústria, o qual encontra aplicação tanto quando a lavagem da torta é necessária ou quando não é necessária. O tambor é montado horizontalmente e é parcialmente submerso na calha do filtro, dentro da qual a polpa é introduzida e mantida em suspensão por agitadores. A periferia do tambor é dividida em compartimentos, cada um dos quais apresenta um número de linhas de drenagem, as quais passam através do interior do tambor, terminando em uma extremidade como um anel de orifícios os quais são cobertos por uma válvula rotativa para a qual vácuo é aplicado. O meio filtrante embala a superfície do tambor, a qual gira a baixa velocidade, normalmente no intervalo de 0,1 a 0,3 rpm, mas atingindo 3 rpm para materiais facilmente filtráveis. À medida que o tambor gira, cada compartimento passa através do mesmo ciclo de operações, a duração de cada sendo determinada pela velocidade do tambor, a espessura de submersão do tambor, e o arranjo da válvula. O ciclo normal de operação consiste de filtração, secagem e descarga, mas é possível
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ainda introduzir outras operações no ciclo básico, como a lavagem da torta e a limpeza do meio filtrante. Vários métodos são usados para a descarga dos sólidos do tambor, dependendo do material sendo filtrado. A maneira mais comum faz uso de um sopro de ar reverso, o qual é responsável pela elevação da torta, de maneira que ela pode ser removida com o auxílio de um cortador, sem que ela toque diretamente o Figura 8.2. Filtro de tambor rotativo a vácuo com meio filtrante. Um outro método descarga de correia é a descarga de correia, como é mostrado na Figura 8.2, no qual o próprio meio filtrante deixa o filtro e passa sobre um rolete externo, antes de retornar ao tambor. Isso tem um número de vantagens, uma vez que tortas mais finas podem ser manuseadas, com as maiores taxas de filtração de drenagem normalmente associadas e, conseqüentemente, melhor lavagem e produtos mais secos. Ao mesmo tempo, o meio filtrante pode ser lavado em ambos lados por meio de aspersão de água antes de retornar ao tambor, de maneira a minimizar o entupimento. A lavagem da torta é normalmente realizada por meio de aspersão, a qual cobre uma área limitada no topo do tambor. A capacidade da bomba de vácuo é determinada principalmente pela quantidade de ar que é sugada através da torta durante os períodos de lavagem e secagem quando, na maior parte dos casos, ocorrerá Figura 8.3. Filtros de disco a vácuo um fluxo simultâneo de líquido e ar. Filtro de disco a vácuo O princípio de operação dos filtros de disco (Figura 8.3) é análogo àquele de filtros de tambor. A torta é formada em ambos os lados do disco circular, os quais são conectados ao eixo horizontal do aparelho. O disco gira e ergue a torta acima do nível da polpa na calha, onde a polpa é sugada e seca, sendo removida por um sopro pulsante de ar (Figura 8.4),
Figura 8.4 Descarga da torta em filtro de disco
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com o auxílio de raspadores. Os discos podem ser posicionados ao longo de um eixo espaçados 30 cm uns dos outros, de maneira que uma grande área de filtração pode ser acomodada em uma pequena área da usina. O custo por unidade de área, portanto, é menor do que para filtros de tambor, mas a lavagem da torta é virtualmente impossível e o filtro de disco não é tão facilmente adaptável quanto o filtro de tambor. O ciclo de operação de filtros de tambor e de disco é similar, como mostra a Figura 8.5, consistindo de uma série de etapa descontínuas muito próximas que simulam um processo contínuo.
Figura 8.5. Estágios da operação de filtros de vácuo
Filtro de correia a vácuo O filtro de correia a vácuo (top fed filter) (Figura 8.6) consiste de um deque de borracha perfurado para drenagem do filtrado que sustenta uma correia feita de um material adequado para funcionar como meio filtrante. No início do movimento horizontal a polpa escoa por gravidade para cima da correia. A filtração imediatamente começa, devido parcialmente à gravidade e parcialmente ao vácuo aplicado às caixas de sucção, as quais estão em contato com a parte inferior do deque de drenagem durante o curso do movimento da correia. A torta formada é desaguada, seca pela Figura 8.6 Filtro de correia horizontal sucção de ar através dele, sendo então descarregada à medida que a correia reverte sobre um rolete de pequeno diâmetro. Se necessário, uma ou mais lavagens podem ser incorporadas. A principal desvantagem desse equipamento é o elevado desgaste que a correia sofre como resultado dela ser arrastada em relação às caixas de vácuo 146
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enquanto os últimos encontram-se na etapa de sucção. Isso resulta em uma perda de vácuo e, conseqüentemente, uma drenagem pobre. Filtros de pressão Filtros de pressão são aqueles filtros que operam sob pressão maior que a atmosférica. A pressão de operação é imposta por uma bomba de êmbolo, diafragma, centrífuga ou ainda por controle proveniente de um reator pressurizado. Filtros de pressão essencialmente operam em batelada (exemplo é o filtro prensa). Atualmente, entretanto, diversos fabricantes oferecem filtros que, embora ainda operem em batelada, têm operação rápida, eficiente e segura, devido ao elevado grau de automação do processo. Esses filtros, entretanto, se caracterizam pelo elevado custo, tanto em relação aos filtros de pressão convencionais quanto em relação aos filtros a vácuo. Algumas das vantagens dos filtros de pressão são: a) maior taxa de filtração, resultante do emprego de altas pressões, o que permite realizar operações consideradas difíceis para os outros tipos de filtros; b) elevada área de filtração por unidade de área física ocupada na usina; c) baixos teores de umidade da torta, inferiores àqueles obtidos em filtros a vácuo.
Filtro prensa1 O filtro prensa (Figura 8.7) é o modelo mais simples dos filtros de pressão e o de maior aplicação industrial, principalmente na indústria química e no processamento de minerais industriais. Trata-se de um conjunto alternado de quadros ocos onde a torta é retida durante a operação de filtração e placas maciças que possuem superfícies preparadas, com sulcos ou furos, que permitem a drenagem do filtrado. O meio filtrante, geralmente um tecido, recobre ambas as faces da placa. O conjunto de placas e quadros são apoiados, verticalmente, sobre um par de suportes paralelos finos na estruturas do filtro. Para proceder à operação de filtração, as placas e quadros penduradas no suporte são comprimidos até o ponto de se evitar vazamento entre elas, entre duas meias placas extremas, um fica e outra que se move por meio de um sistema de alavanca, ou engrenagem pinhão ou macaco hidráulico.
Figura 8.7. Filtro prensa industrial 1
Baseado no texto de Borges (1998).
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A descarga do filtrado em um filtro prensa pode ser do tipo fechado, onde o canal por onde passa o filtrado percorre todo o comprimento do filtro (Figura 8.8) até um tubo de descarga na extremidade, ou do tipo aberto, onde o filtrado é drenado através de torneiras individuais localizadas em cada placa, para um reservatório localizado na parte interior do tubo. Após a operação de filtração é comum promover a lavagem da torta retida no próprio filtro a fim de remover a Figura 8.8. Diagrama esquemático do filtro prensa solução agregada à mesma ou solubilizar impurezas sólidas presentes. Na prática, duas técnicas de lavagem são utilizadas: a lavagem simples e a lavagem completa. Na lavagem simples, o líquido de lavagem utiliza o mesmo sistema de alimentação da polpa e descarte do filtrado (Figura 8.9). A lavagem completa é mais eficaz que a anterior, onde o líquido de lavagem é introduzido nas faces de placas alternadas (que mantêm os canais de descarga fechados) permitindo, dessa maneira, que o líquido passe através de toda a espessura da torta e escoando sobre a superfície das outras placas que mantêm os canais de descarga abertos para o escoamento da solução de lavagem que deixa o filtro. Esses filtros ainda permitem a redução adicional da umidade da torta pela passagem de ar comprimido Figura 8.9. Esquema de operação do através da torta. filtro prensa
Filtro de pressão automático Filtros de pressão automáticos (Figura 8.10), atualmente disponíveis, são análogos aos tradicionais filtros-prensa, com a diferença que a automação permite a realização de todo do ciclo de filtração de forma automática permitindo uma operação virtualmente contínua.
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No início do ciclo de filtração a suspensão é bombeada simultaneamente para todas as câmaras do filtro (Figura 8.11a). As tortas são formadas no momento em que o filtrado começa a escoar. À medida que a pressão de bombeamento aumenta, o filtrado é forçado a atravessar a manta. A água a. Bombeamento
b. Prensagem por diafragma I
Figura 8.10. Filtro de pressão automático
de prensagem sob alta pressão enche, automaticamente, os diafragmas de cada câmara, comprimindo a torta para remover uma quantidade adicional de filtrado (Figura 8.11b). A fim de alcançar uma menor contaminação da torta ou uma melhor recuperação do filtrado, o filtro de pressão também pode permitir a lavagem da torta (Figura 8.11c). O líquido de lavagem cobre uniformemente toda superfície superior da torta, no instante em que penetra a câmara do filtro. Os diafragmas são pressurizados (Figura 8.11d), forçando o líquido de lavagem a atravessar uniformemente a torta. Isso produz uma elevada eficiência de lavagem e uma torta de pureza uniforme, com um consumo mínimo de líquido de lavagem. A seguir, o ar comprimido é insuflado através da torta para finalizar o processo de desaguamento (Figura 8.11e). O teor de umidade é minimizado e pode ser precisamente controlado com o ajuste de duração dessa secagem. Depois que o pacote de placas é aberto, a torta do filtro é transportada para fora de cada câmara pelo delocamento do meio (manta) filtrante. A unidade de lavagem integrada lava ambos os lados da manta, o que garante obter resultados consistentes de filtração. Nesse equipamento pressões de até 16 atmosferas são utilizadas.
c. Lavagem da torta
d. Prensagem por diafragma II
e. Secagem da torta
f. Descarga da torta e lavagem da manta
Figura 8.11. Ciclo de operação de filtros de pressão
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8.3. Ensaios de filtração Normalmente não é possível prever o que pode ser obtido na filtração de um produto não previamente testado, de maneira que testes preliminares precisam ser realizados com amostras representativas da polpa antes do projeto da usina de grande porte. Ensaios também são comumente realizados com polpas de usinas já em operação, com o objetivo de avaliar o efeito de mudanças Figura 8.12. Esquema de um ensaio de folha de condições operacionais, auxiliares de filtração, etc. Um esquema de um teste de folha é apresentado na Figura 8.12. O teste de folha, que consiste de uma seção de um meio filtrante industrial, é conectado a um receptáculo de filtrado equipado com um manômetro de vácuo. O receptáculo é conectado a uma bomba de vácuo. Se o filtro industrial a ser projetado é um filtro a vácuo contínuo, então essa operação pode ser simulada no teste. O ciclo é dividido em três seções: formação da torta, secagem e descarga. Às vezes a formação da torta é seguida por um período de lavagem e a torta pode também ser sujeito à compressão durante a secagem. Enquanto sob a ação do vácuo, o teste de folha é submerso para o período de formação da torta na polpa agitada a ser ensaiada. A folha é, então, removida e segura com o tubo do dreno para baixo pelo tempo estabelecido. A torta é, então, removida, pesada e seca. A capacidade diária do filtro pode, então, ser determinada pelo peso seco da torta por unidade de área do teste de folha, multiplicado pelo número diário de ciclos e a área de filtração.
8.4. Princípios da filtração Equações úteis, que descrevem a filtração podem ser derivadas a partir da análise do escoamento de fluidos incompressíveis em meios porosos (Massarani, 1997), e da analogia com o escoamento de fluidos em tubos (Bird et al., 1960). A expressão clássica da hidráulica para a perda de carga em um tubo com uma seção qualquer é dada por (Bird et al., 1960; pg. 188): f ρ u2 ΔP = c f i L Rh 2
(Eq. 4.88)
sendo u i é a velocidade intersticial média do fluido no leito, Rh é o raio hidráulico, L é a espessura do leito e fc o fator de atrito. O raio hidráulico Rh pode ser expresso em termos da fração de vazios no leito e da superfície em contato com o fluido a, de modo que R h = ε / a . A área a é relacionada à área específica das partículas av por a = av (1 − ε ) . Dada a definição de esfericidade (Equação 2.2), a área superficial específica (área por unidade de
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volume) de partículas de formato qualquer é dada por: av =
π dv2 / ψ π 6
d
3 v
=
6
(Eq. 4.89)
dv ψ
de modo que: Rh =
dv ψ ε 6 (1 − ε )
(Eq. 4.90)
sendo dv o tamanho volumétrico das partículas (Equação 2.4). Expressando a velocidade intersticial média em função da velocidade superficial, de modo que u = u i ε , tem-se: ΔP = 3fc
L ρ f u 2 (1 − ε ) dv ψ ε3
(Eq. 4.91)
Uma relação válida para o regime laminar é dada por (Bird et al., 1960): ΔP = 150
L μ u 2 (1 − ε )2 (d v ψ ) 2 ε 3
(Eq. 4.93)
Esta é a Equação de Carman-Kozeny e pode ser derivada a partir da equação de Darcy, para o escoamento incompressível (Massarani, 1997). A Equação 4.93 é bastante útil, pois estabelece uma relação entre a perda de carga e a velocidade superficial do fluido. 8.5. Secagem A secagem dos concentrados previamente à expedição é a última operação realizada em uma usina de processamento mineral. Ela reduz o custo de transporte e normalmente tem o objetivo de reduzir o teor de umidade até aproximadamente 5% em massa. Perdas devido à poeira são freqüentemente problemáticos quando a umidade precisa ser ainda mais reduzida. Secadores térmicos rotativos são freqüentemente empregados. Esses consistem de uma carcaça cilíndrica relativamente longa montada sobre roletes e que gira a velocidades de até 25 rpm. A carcaça é levemente inclinada na direção do produto seco, de maneira que o material se desloca desde a extremidade da alimentação até a descarga sob a ação da gravidade. Gases quentes, ou ar, são introduzidos na extremidade da alimentação no caso do fluxo em paralelo ou na descarga no caso do fluxo em contra-corrente. O método de aquecimento pode tanto ser direto, caso esse em que os gases quentes passam através do material no interior do secador, ou indireto, caso em que o material se encontra na carcaça interna, sendo aquecido externamente pelos gases aquecidos. O tipo que emprega o aquecimento direto é o mais comum na indústria mineral, enquanto o indireto é usado é usado quando o material não pode entrar em contato com os gases quentes da combustão. Secadores de fluxo paralelo (Figura 8.14) são usados na maioria das operações atuais, uma vez que eles são mais eficientes energeticamente e apresentam
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maior capacidade de processamento que aqueles nos quais o fluxo é em contracorrente. Uma vez que o calor é aplicado na extremidade da alimentação, o acúmulo de sólidos úmidos é evitado e, em geral, essa unidades são projetadas para a secagem de materiais até umidades não inferiores a 1%. Uma vez que secadores em contra-corrente aplicam calor na extremidade da descarga, um produto completamente seco pode ser obtido, mas o seu uso com materiais sensíveis ao calor é limitado, uma vez que o material seco entra em contato direto com o meio aquecedor a sua maior temperatura. O produto dos secadores é freqüentemente estocado em pilhas antes de ser carregados em caminhões ou vagões para transporte. Os containeres podem ser fechados, ou a superfície da pilha aspergida com uma solução formadora de uma pele, a fim de eliminar perdas devido a formação de poeira.
Figura 8.14. Diagrama esquemático de um forno de secagem rotativo
Bibliografia
BORGES, J.A., 1998. Separação sólido-líquido, In: Tratamento de Minérios, 2a edição. WILLS, B.A., 1997. Mineral Processing Technology, Butterworth-Heinneman, 6a edição.
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