ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE Andrés Bernardo Villamil Castellanos Dissertação de Mestrado apresentada ao Programa de Pós-graduação em Engenharia Mecânica, COPPE, da Universidade Federal do Rio de Janeiro, como parte dos requisitos necessários à obtenção do título de Mestre em Engenharia Mecânica. Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz Albino José Kalab Leiroz Rio de Janeiro Agosto de 2012
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ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
Dissertação de Mestrado apresentada ao
Programa de Pós-graduação em Engenharia
Mecânica, COPPE, da Universidade Federal do
Rio de Janeiro, como parte dos requisitos
necessários à obtenção do título de Mestre em
Engenharia Mecânica.
Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Rio de Janeiro
Agosto de 2012
ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
DISSERTAÇÃO SUBMETIDA AO CORPO DOCENTE DO INSTITUTO ALBERTO
LUIZ COIMBRA DE PÓS-GRADUAÇÃO E PESQUISA DE ENGENHARIA
(COPPE) DA UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO DE JANEIRO COMO PARTE
DOS REQUISITOS NECESSÁRIOS PARA A OBTENÇÃO DO GRAU DE MESTRE
EM CIÊNCIAS EM ENGENHARIA MECÂNICA.
Examinada por:
________________________________________________
Prof. Manuel Ernani de Carvalho Cruz, Ph.D.
________________________________________________
Prof. Albino José Kalab Leiroz, Ph.D.
________________________________________________
Prof. Mauricio Bezerra de Souza Junior, D.Sc.
________________________________________________
Profa. Gisele Maria Ribeiro Vieira, D.Sc.
RIO DE JANEIRO, RJ - BRASIL
AGOSTO DE 2012
iii
Villamil Castellanos, Andrés Bernardo
Análise Unidimensional Detalhada da Gaseificação de
Bagaço de Cana em Reator de Leito Fluidizado
Borbulhante/ Andrés Bernardo Villamil Castellanos. – Rio
de Janeiro: UFRJ/COPPE, 2012.
xxii, 143 p.: il.; 29,7 cm.
Orientador: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Dissertação (mestrado) – UFRJ/ COPPE/ Programa de
Engenharia Mecânica, 2012.
Referências Bibliográficas: p. 132-139.
1. Simulação unidimensional permanente. 2.
Gaseificação bagaço de cana. 3. Reatores leito fluidizado.
4. Modelos de fluidização I. Cruz, Manuel Ernani de
Carvalho et al. II. Universidade Federal do Rio de Janeiro,
COPPE, Programa de Engenharia Mecânica. III. Título.
iv
Resumo da Dissertação apresentada à COPPE/UFRJ como parte dos requisitos
necessários para a obtenção do grau de Mestre em Ciências (M.Sc.)
ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
Agosto/2012
Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Programa: Engenharia Mecânica
No presente trabalho é analisado em detalhe o processo de gaseificação de bagaço
de cana de açúcar em um reator de leito fluidizado borbulhante de escala laboratorial. A
análise é desenvolvida utilizando o código computacional CeSFaMB™ que permite a
simulação de diferentes processos em reatores de leito móvel e de leito fluidizado. A
modelagem do processo implementada no CeSFaMB™ considera condições
unidimensionais e de regime permanente no reator e está baseada em correlações
semiempíricas usadas para descrever a fluidodinâmica do leito do reator. Os resultados
obtidos são utilizados para avaliar a composição e o poder calorífico do gás de síntese
quando bagaço de cana de açúcar é gaseificado com diferentes razões estequiométricas
e agentes gaseificadores. Os resultados mostram e quantificam um aumento da
eficiência de gaseificação e do poder calorífico do gás de síntese para baixas razões
estequiométricas e eventuais problemas operacionais para baixas taxas de alimentação
de biomassa. Os efeitos da utilização de ar enriquecido com oxigênio e vapor d´água
como agentes gaseificadores são também analisados, indicando um aumento da
eficiência de gaseificação e da concentração de hidrogênio no gás de síntese,
respectivamente.
v
Abstract of Dissertation presented to COPPE/UFRJ as a partial fulfillment of the
requirements for the degree of Master of Science (M.Sc.)
DETAILED ONE-DIMENSIONAL ANALYSIS OF SUGARCANE BAGASSE
GASIFICATION IN BUBBLING FLUIDIZED BED REACTOR
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
August/2012
Advisors: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Department: Mechanical Engineering
The detailed analysis of the sugar cane bagasse gasification process in a
laboratory scale bubbling fluidized bed reactor is discussed in the present work. The
analysis is conducted using the commercial code CeSFaMB™ developed for the
simulation of different processes in fixed and fluidized bed reactors. The implemented
modeling in the CeSFaMB™ code considers that one-dimensional and steady-state
conditions prevail in the reactor and is based on semi-empiric correlations used to
describe the flow dynamics within the reactor bed. Simulations are performed to
evaluate the syngas composition and heating value when sugar cane bagasse is gasified
with different stoichiometric ratios and gasification agents. Results show and quantify
an increase of gasification efficiency and syngas heating value for low stoichiometric
ratios and eventual reactor operational issues for low biomass feeding rates. The effects
of using oxygen-enriched air and steam as the gasification agent are also analyzed,
indicating an increase of gasification efficiency and syngas hydrogen concentration,
respectively.
vi
DEDICATÓRIA
Para Alejita, Ángel y Alicia…mi familia que nace.
Pidiendo la sabiduria y la paciencia para este camino que
emprendemos.
vii
AGRADECIMENTOS
Agradeço à minha família por todos seus conselhos, a sua amizade e amor
incondicional, pelo apoio constante e por ter-me ensinado as coisas verdadeiramente
valiosas da vida.
Aos Professores Manuel e Albino pelo acompanhamento e orientação durante o
desenvolvimento deste trabalho.
À área de Processos de Conversão de Biomassa da PETROBRAS,
especialmente a Cristina e Haikal, pela sua colaboração ao fornecer os dados
necessários para o desenvolvimento do presente trabalho.
Ao meu colega Jean Pinho pela sua ajuda e amizade. Pelas tardes de chimarrão
e café falando sobre os inúmeros problemas do trabalho e sobre a vida.
Aos meus amigos brasileiros, africanos, alemães, latinoamericanos e,
especialmente, à comunidade colombiana no Rio de Janeiro, que não poderiam ser
nomeados neste espaço tão breve, mas que levarei no meu corazão por sempre, pois
fizeram de minha experiência no Brasil algo, simplesmente, maravilhoso. Obrigado e
Com a quantidade teórica de ar é calculado o parâmetro conhecido como razão
estequiométrica, que é a porcentagem de ar usada durante o processo de
gaseificação em relação ao valor estequiométrico, tal que
AB = ��7�7�����7��`a. (88)
Como citado, a razão estequiométrica varia entre 20% e 35% para processos de
gaseificação.
6.2 Reações químicas
As reações químicas que acontecem durante o processo de gaseificação podem
ser homogêneas ou heterogêneas, e a sua modelagem requer a descrição da
estequiometria e da taxa de reação. Com a estequiometria e a taxa de reação é
possível calcular os termos fonte incluídos nas equações de conservação explicadas
no Cap. 5, através da equação
Aa���,� = 3� Ç h�)>ßà) (89)
em que Aa���,� é a taxa de geração ou consumo da espécie química i devida a todas as
reações j onde essa espécie esteja envolvida. O subscrito tipo faz referência ao tipo de
reação, homogênea ou heterogênea. O coeficiente estequiométrico h�) é positivo se a
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espécie química i está sendo gerada, ou negativo se a espécie química i está sendo
consumida. Finalmente, >ßà é a taxa da reação j em base molar.
Em BASU (2010), são descritas, em forma simplificada, as principais reações
químicas que acontecem durante o processo de gaseificação. Ditas reações são
mostradas na Tab. 2 no Cap. 2, e são reproduzidas, com a mesma numeração usada
anteriormente, na Tab. 6 para facilitar o desenvolvimento do presente capítulo. A
seguir, é explicada a modelagem proposta para cada um dos tipos de reações
químicas envolvidas no processo de gaseificação, usando uma representação mais
detalhada da estequiometria das reações heterogêneas e utilizando uma numeração
específica para cada espécie química. A numeração usada para cada espécie
química, assim como uma descrição de todas as reações consideradas no modelo, é
encontrada em SOUZA-SANTOS (2010).
Tabela 6. Representação simplificada das principais reações químicas envolvidas
no processo de gaseificação.
Estequiometria Nome da reação Número da
reação
Reações homogêneas
CO+12O2⇄CO2 Oxidação de monóxido de
carbono (R.3)
H2+12O2⇄H2O Oxidação de hidrogênio (R.4)
CH4+2O2⇄CO2+2H2O Oxidação de metano (R.5)
CO+H2O⇄CO2+H2 Reação “Water-gas shift” (R.6)
Reações heterogêneas
Gaseificação de carbonizado
C+CO2⇄2CO Reação de Boudouard (R.7)
C+H2O⇄CO+H2 Gaseificação com vapor (R.8)
C+2H2⇄CH4 Hidro-gaseificação (R.9)
Combustão do carbonizado
C+O2⟶CO2
Combustão completa do
carbonizado (R.10)
C+12O2⟶CO Combustão parcial do
carbonizado (R.11)
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6.2.1 Reações químicas homogêneas
A estequiometria das principais reações químicas homogêneas envolvidas no
processo de gaseificação é mostrada na Tab. 6. No entanto, em termos gerais, uma
reação química é uma combinação complexa de muitas reações elementares, cuja
sequência de ocorrência é conhecida como mecanismo de cadeia e envolve várias
espécies químicas estáveis e instáveis. Um estudo mais aprofundado sobre os
conceitos básicos em reações químicas é encontrado em TURNS (2000).
A taxa de reação define a velocidade na qual uma reação química é
desenvolvida. Uma forma simplificada de calcular a taxa de reação em base molar
para uma reação química j é através da equação
>ßà = $ßáááâ ã [4]�ä�,å"��Éæ
"��− $ßçááá ã [Z]ä¸,å
���Éæ
��� (90)
onde, [4] e [Z] representam as concentrações molares de reagentes m e produtos n
na reação química j. Os expoentes h",) e h�,) correspondem com os coeficientes
estequiométricos da reação j. O sinal negativo no primeiro expoente indica que a
espécie química m está sendo consumida e o sinal positivo no segundo expoente
indica que a espécie química n está sendo gerada. Finalmente, as constantes $ßáááâ e $ßçááá são os coeficientes cinéticos da reação j nas duas direções.
No entanto, considerando que as reações químicas se desenvolvem pelo
mecanismo da cadeia, muitas delas não podem ser descritas mediante o modelo
simplificado mostrado na Eq. (90). Um exemplo dessa situação se encontra na reação
de oxidação do monóxido de carbono, (R.3), cuja taxa de reação é calculada como
>̃� = $�[� ]�[ �]F,� [!� ]F, (91)
A concentração molar de H�O afeta a taxa da reação (R.3) mesmo, que essa
espécie química não esteja presente na estequiometria da reação pois o H�O atua
como catalisador durante a reação (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E
LECKNER, 2010).
Os coeficientes cinéticos $), geralmente, podem ser calculados de acordo com a
equação clássica de Arrhenius (TURNS, 2000; SOUZA-SANTOS, 2004). No caso da
reação em questão, o coeficiente cinético é calculado por (SOUZA-SANTOS, 2004).
56
$� = 1,3 ∗ 10�«WJN ¹− 34740� º (92)
As Eqs. (93)-(98) mostram as fórmulas usadas para o cálculo das taxas de
reação e dos coeficientes cinéticos das reações (R.4), (R.5) e (R.6).
>̃� = $����, [!�]�, [ �]� (93)
$� = 5,159 ∗ 10��WJN ¹− 3430� º (94)
>̃ = $ ���[�!�]�[ �]� (95)
$ = 3,552 ∗ 10��WJN ¹− 15700� º (96)
>̃� = $� ´[� ][!� ] − [� �][!�]è� µ (97)
$� = 2,78 ∗ 10�WJN ¹− 1510� º (98)
Na Eq. (97), è� representa a constante de equilíbrio da reação. GOMEZ-BAREA
E LECKNER (2010) citam o trabalho desenvolvido por Yoon H. no ano 1978 e
apresentam, para o cálculo dessa constante de equilíbrio, a fórmula
è� = 0,029WJN ¹4094� º (99)
6.2.2 Reações heterogêneas
As reações de gaseificação e combustão do carbonizado, apresentadas na Tab.
6, são exemplos de reações heterogêneas que acontecem durante o processo de
gaseificação. Nesse tipo de reação, a resistência à transferência de massa é maior,
quando comparada com aquela das reações homogêneas. Existem diferentes
modelos de partícula que permitem calcular, de forma aproximada, a taxa de uma
reação heterogênea. Alguns trabalhos desenvolvidos nessa área são encontrados em
MANTRI et al. (1976), GOKARN E DORAISWAMY (1971) e DORAISWAMY (1984).
Uma revisão dos principais modelos de partícula para analisar reações heterogêneas
é feita em GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010). A Fig. 16 mostra os principais
modelos de partícula propostos.
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Figura 16. Modelos de partícula: (a) Modelo da conversão uniforme, (b) Modelo de
encolhimento de partícula sem reagir, (c) Modelo de encolhimento do núcleo sem
reagir, (d) Modelo progressivo com encolhimento de partícula, (e) Modelo
progressivo com encolhimento de núcleo (adaptada de GÓMEZ-BAREA E
LECKNER, 2010).
Os modelos (b) e (c) são considerados como os modelos de partícula clássicos,
sendo os modelos (d) e (e) extensões usadas para partículas porosas. SOUZA-
SANTOS (2004) apresenta o desenvolvimento matemático para calcular a taxa de
reação para os modelos (b) e (c).
A Fig. 17 mostra os modelos de partícula desenvolvidos em SOUZA-SANTOS
(2004). No modelo do núcleo não exposto, Fig. 17 (a), para que o gás possa reagir
com o núcleo da partícula, a resistência que impõem as camadas de gás e de cinza
que rodeiam o núcleo deve ser superada. No modelo de núcleo exposto, Fig. 17 (b),
58
somente a resistência imposta pela camada de gás que rodeia o núcleo deve ser
superada.
Figura 17. Modelos de Partícula: (a) Modelo do núcleo não exposto; (b) Modelo do
núcleo exposto (adaptada de SOUZA-SANTOS, 2004).
Para cada um dos modelos de partícula, o cálculo da taxa de reação se dá
segundo
>̃) = 2��,Ð[T]é − [T]�ê∑ Hë,����� (100)
onde, o numerador representa o potencial de reação dado pela diferença de
concentrações molares da espécie química i dentro da partícula, [T]�ê, e ao redor da
partícula, [T]é. O diâmetro ��,Ð corresponde com o diâmetro inicial calculado a partir da
distribuição de tamanhos de partícula, como explicado no Cap. 4. As resistências à
transferência de massa para o modelo de núcleo não exposto, Hë,�, são devidas às
resistências impostas pela camada de gás ao redor da partícula, pela camada de
cinzas ou material inerte ao redor da partícula e pelo núcleo reativo da partícula. As
fórmulas para calcular cada uma dessas resistências são, respectivamente,
59
Hë,� = 15:;�,ì (101)
Hë,� = 1 − MM�,6 (102)
Hë,� = 1M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (103)
Para diferenciar as resistências à transferência de massa do modelo de núcleo
não exposto daquelas do modelo exposto, o subscrito U é substituído pelo subscrito X.
É claro que para o modelo de núcleo exposto, onde não há presença de camada de
cinzas ou material inerte ao redor do núcleo, a resistência HÕ,� é igual a zero. A
resistência imposta pelo núcleo é calculada como mostrado na Eq. (104).
HÕ,� = M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (104)
As difusividades �,ì, �,6 e �,Å correspondem, respectivamente, à difusividade
da espécie química i no gás em torno da partícula, à difusividade da espécie química i
na camada de cinza ou material inerte que em torno do núcleo, e à difusividade da
espécie química i no núcleo reativo da partícula. O parâmetro Φ é conhecido como
coeficiente de Thiele e é calculado pela expressão
Φ = >6 ¨$)�[T]é − [T]�ê��,Å ª�/� (105)
Como visto na Eq. (105), o coeficiente de Thiele é o quociente entre os efeitos
cinéticos e os efeitos difusivos na reação química heterogênea. As constantes
cinéticas $) serão explicadas para cada uma das etapas do processo de gaseificação,
nas seguintes seções.
6.3 Secagem
Como já mencionado, algumas das transformações ocorridas durante o processo
de gaseificação são devidas, exclusivamente, a condições de pressão e temperatura.
60
A secagem é um exemplo de esse tipo de transformações. No entanto, uma
abordagem apropriada é modelar a secagem usando a mesma formulação utilizada
para reações heterogêneas, considerando uma taxa de secagem e adotando o modelo
do núcleo não exposto. A taxa de secagem é calculada por
>̃_ = 2��,Ð[!� ]`�a − [!� ]é∑ H_,����� (106)
onde, o subscrito d faz referência ao processo de secagem, (drying). Os valores das
resistências à transferência são
H_,� = Hë,� (107)
H_,� = Hë,� (108)
H_,� = 0 (109)
O valor da resistência H_,� é zero devido a não ter reação química durante o
processo, o que faz com que o coeficiente de Thiele seja zero.
6.4 Pirólise
O modelo de pirólise proposto em SOUZA-SANTOS (2004) calcula, para uma
ampla faixa de combustíveis sólidos, a estequiometria e a cinética química das
reações envolvidas. Inicialmente, será explicada a forma de calcular a estequiometria
do processo, referenciando os trabalhos desenvolvidos para determinar a distribuição
e quantidade dos produtos da pirólise. Ao final, será descrita a cinética química
utilizada para o processo.
6.4.1 Devolatilização
Como explicado em NEVES et al. (2011), o processo de pirólise se desenvolve
em duas etapas, conhecidas como pirólise primária e pirólise secundária. Durante a
pirólise primária, os voláteis contidos na partícula sólida são liberados devido às altas
temperaturas atingidas. Portanto, a pirólise primária é um processo de transformação
sem reações químicas, parecido com a secagem. Dito processo, chamado de
61
devolatilização por alguns autores (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E
Bed Equipment), segundo a sua designação comercial atual (conhecido anteriormente
como CSFB), começou a ser desenvolvido no ano de 1987 como um programa de
simulação de processos de combustão e gaseificação em leitos fluidizados (SOUZA-
SANTOS, 1987). A estrutura básica do programa reside nas correlações
semiempíricas e nos balanços de massa e energia descritos nos Caps. 4 e 5, e na
cinética química para reações homogêneas e heterogêneas, descrita no Cap. 6.
O modelo original desenvolvido em 1987 tem sido modificado significativamente
com a introdução de novas correlações para modelar com maior precisão os
fenômenos físicos e químicos que acontecem dentro do equipamento. SOUZA-
SANTOS (2007) descreve detalhadamente aqueles componentes do modelo que
foram modificadas desde a versão original. Alguns trabalhos que foram desenvolvidos
utilizando o CeSFaMB™ se encontram em VAN DEN ENDEN E LORA (2004),
SOUZA-SANTOS (2007, 2009), BASTOS-NETTO et al.(2011), SOUZA-SANTOS E
CHAVEZ (2012) e MOUTSOGLOU (2012).
No trabalho desenvolvido por VAN DEN ENDEN E LORA (2004), o CeSFaMB™
foi utilizado para projetar um gaseificador de biomassa de leito fluidizado ajustando
alguns parâmetros como o fator de ar, a posição do ponto de alimentação da
biomassa e a altura do leito a fim de obter valores máximo de eficiência e de poder
calorífico do gás de síntese. SOUZA-SANTOS (2007) apresenta as melhorias
introduzidas na nova versão do programa a partir da comparação entre simulações e
um estudo experimental desenvolvido no equipamento operado pelo Instituto de
Tecnologia do Gás (IGT) em Chicago, Illinois. Já em SOUZA-SANTOS (2009) se
mostram os resultados das simulações da planta de gaseificação da Universidade de
California, quanto operada com amêndoa e noz como combustíveis sólidos. BASTOS-
NETTO et al. (2011) apresentam o projeto conceitual de um sistema de gaseificação
para obter gás de síntese partindo de bagaço de cana de açúcar como combustível
sólido e ar como agente gaseificador. MOUTSOGLOU (2012) desenvolveu um estudo
utilizando dois tipos de pasto diferentes a fim de avaliar as características do gás de
síntese quando variada a razão estequiométrica. Finalmente, SOUZA-SANTOS E
CHAVEZ (2012) simularam um processo em uma caldeira de leito fluidizado utilizando
bagaço de cana de açúcar.
67
Uma explicação completa do funcionamento do programa requer a descrição
detalhada dos dados de entrada, do procedimento de solução do modelo e dos
resultados gerados, como será exposto a seguir.
7.1 Dados de entrada
Os dados de entrada requeridos pelo CeSFaMB™ para simular um caso de
gaseificação em leitos fluidizados borbulhantes podem ser classificados em três
categorias, parâmetros de convergência numérica, dados de entrada geométricos e
físicos do reator e caracterização de gases e sólidos. A seguir é feita uma breve
descrição dos dados de entrada mais importantes para a simulação de gaseificadores
de leito fluidizado. Uma descrição detalhada de todos os dados de entrada do
CeSFaMB™ é feita em SOUZA-SANTOS (2012).
7.1.1 Parâmetros de convergência numérica
São os dados utilizados pelo programa para alimentar o algoritmo de solução do
sistema. Os parâmetros mais importantes definem o intervalo de busca da solução, o
desvio máximo permitido na solução, a tolerância máxima permitida para a integração
numérica, a forma de determinar a região de devolatilização no leito, o método de
integração das equações diferenciais e o método para solução das equações
diferenciais não lineares. A Fig. 18 mostra a interface para inserir os parâmetros de
convergência numérica dentro do arquivo de entrada do CeSFaMB™.
68
Figura 18. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir parâmetros de
convergência numérica (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,
Versão 53.4).
• Porcentagem mínima de conversão de carbono fixo no leito (CCMINP):
define a porcentagem mínima de carbono fixo contida na partícula sólida
que é convertida em gases durante o processo de gaseificação. O
combustível sólido alimentado dentro do reator é constituído por umidade,
voláteis, carbono fixo e cinzas. O carbono está presente na fração de
voláteis e na fração de carbono fixo. As frações de cada um desses
constituintes no combustível sólido são determinadas através da análise
imediata, já explicada.
• Porcentagem máxima de conversão de carbono fixo no leito (CCMAXP):
define a porcentagem máxima de carbono fixo contida na partícula sólida
que é convertida em gases durante o processo de gaseificação no leito do
reator.
• Máximo desvio permitido para a convergência de conversão de carbono fixo
no leito (CCDEVP): define o valor de desvio máximo permitido entre o valor
de conversão de carbono fixo suposto e o valor de conversão de carbono
fixo calculado pelo programa. O usuário deve procurar o menor valor
possível para esse parâmetro com o objetivo de conseguir melhores
resultados na simulação. No entanto, é importante ter em conta que valores
69
muito baixos podem levar a um aumento da demanda computacional sem
melhorar significativamente a precisão dos resultados.
• Critério de convergência para a integração numérica dos balanços de
massa e energia (TOLMB): controla a convergência da integração
numérica. Se o valor de TOLMB diminui, então, o valor do erro acumulado
durante a integração numérica diminui também. Porém, se o valor diminui o
tempo computacional aumenta. Portanto, igual ao caso do parâmetro
CCDEVP, é preciso buscar o valor mínimo para obter bons resultados sem
aumentar significativamente os tempos computacionais necessários.
• Fator de convergência ICONV(2): define a forma como é determinada a
região onde acontece a pirólise do combustível sólido dentro do reator.
CeSFaMB™ permite utilizar dois possíveis métodos para determinar dita
região. O primeiro está baseado na faixa de temperaturas usual na qual
acontece a pirólise, geralmente, entre 600 e 1200 K. O segundo método
considera a taxa das reações e a taxa de circulação de partículas no leito;
se a taxa das reações é muito maior que a taxa de circulação de partículas,
então a pirólise acontece perto do ponto de alimentação do combustível
sólido.
• Fator de convergência ICONV(5): permite selecionar o método de
integração das equações diferenciais. CeSFaMB™ utiliza a biblioteca
DIVPAG de Fortran para solucionar o sistema de equações diferenciais que
modela os balanços de massa e energia. Essa biblioteca permite escolher
entre dois métodos, o método de Adams-Moulton ou o método de Gear.
• Fator de convergência ICONV(6): Esse parâmetro permite selecionar
diferentes métodos para solucionar o sistema de equações diferenciais
dependendo do seu grau de rigidez.
7.1.2 Dados de entrada geométricos e físicos do equ ipamento
Esses dados correspondem às dimensões e propriedades físicas do
equipamento a ser simulado. Portanto, é importante ter um conhecimento amplo do
equipamento que permita que os dados introduzidos no programa correspondam à
realidade. Em SOUZA-SANTOS (2012) são mostrados valores típicos que podem ser
usados nas simulações para alguns parâmetros caso não se tenham os dados reais. A
Fig. 19 mostra as principais dimensões a serem consideradas para definir a geometria
de um equipamento de leito fluidizado.
70
Figura 19. Dimensões básicas equipamentos de leito fluidizado (adaptada de
SOUZA-SANTOS, 2012).
Como visto na Fig. 19, as dimensões do reator são definidas para o distribuidor,
o leito e o freeboard. Junto com as dimensões mostradas, devem ser definidas as
características físicas do equipamento que dependem do material especificado para
cada uma das partes deste. A Tab. 9 mostra a descrição dos principais dados
geométricos e físicos de entrada de acordo com a designação dada para cada um em
SOUZA-SANTOS (2012).
71
Tabela 9. Descrição dos principais dados geométricos e físicos do equipamento.
Parte do
reator Dado de entrada
Nome do
parâmetro no
CeSFaMB
Unidades
Todo o
equipamento
Diâmetro interno do
equipamento DIAME(i) (m)
Posição z relativa ao diâmetro
interno ZPOSE(i) (m)
Leito
Altura dinâmica do leito ZD (m)
Espessura do casco e do
isolamento no leito XISD(i) (m)
Condutividade térmica do
casco e do isolamento no leito AKISD(i) (W/m-K)
Emissividade da superfície
externa do leito EPSD --
Freeboard
Altura da saída principal de
gás no freeboard ZF (m)
Espessura do casco e do
isolamento no freeboard XISF(i) (m)
Condutividade térmica do
casco e do isolamento no
freeboard
AKISF(i) (W/m-K)
Emissividade da superfície
externa do freeboard EPSF --
Distribuidor
Porosidade da placa
distribuidora EPPP --
Diâmetro médio dos poros na
placa DPOR (m)
Espessura do distribuidor XISDI(i) (m)
Condutividade térmica do
distribuidor AKISDI(i) (W/m-K)
72
Na Tab. 9, DIAME(i) é um arranjo que descreve os diâmetros internos do
equipamento em diferentes posições e ZPOSE(i) é o arranjo de posições respectivas
para cada um dos diâmetros. Esses dois arranjos permitem modelar equipamentos
com diferentes formas, por exemplo, cilíndricas ou cônicas.
A altura dinâmica do leito ZD é a altura do leito expandido durante a operação.
Para calcular as perdas de calor por condução entre o leito e o ambiente, devem ser
definidas as espessuras das paredes do leito, como mostrado na Fig. 19. Essas
espessuras são definidas no arranjo XISD(i) e para cada material dever ser definida a
respectiva condutividade térmica no arranjo AKISD(i). As perdas de calor por radiação
são calculadas definindo a emissividade da superfície externa EPSD.
A posição de saída principal do gás, ZF, é um dos parâmetros mais importantes
na descrição geométrica do equipamento. O espaço do freeboard é definido como
sendo igual a ZF-ZD e ali são analisados os processos de arrasto e elutriação. Os
demais parâmetros para o freeboard são os mesmos que aqueles definidos no leito
para calcular as perdas de calor por condução e radiação.
Os dados de entrada definidos para o distribuidor são utilizados pelo programa
para calcular as perdas de pressão do gás quando passa através dele e para a
definição das condições de contorno de temperatura na base do leito para os sólidos.
Os dados referenciados na Tab. 9 correspondem a um distribuidor tipo placa porosa,
que é o tipo de distribuidor que tem o equipamento simulado neste trabalho.
7.1.3 Caracterização de gases e sólidos
Como explicado anteriormente, durante o processo de gaseificação uma
corrente de gás que entra através do distribuidor, ou em um ponto intermediário como
mostrado na Fig. 19, reage com os sólidos que se encontram no leito. O gás que
compões essa corrente é chamado de agente gaseificador. Dentro do reator podem se
encontrar três diferentes tipos de sólidos, designados pelo índice m: m=1: combustível
sólido; m=2: partículas absorventes; m=3: partículas inertes. O programa CeSFaMB™
permite caracterizar os gases e os sólidos que são alimentados dentro do
equipamento.
No caso dos gases, o usuário deve definir a vazão mássica, a temperatura, a
pressão de entrada e a composição. CeSFaMB™ permite ao usuário definir casos em
que vapor de água e gás são alimentados no reator ao mesmo tempo. A composição
do gás pode ser definida em fração molar ou fração mássica de 22 gases diferentes. A
73
Fig. 20 mostra a interface do programa onde são inseridos os dados de caracterização
dos gases.
Figura 20. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização dos gases (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,
Versão 53.4).
No caso dos sólidos tipo 1 (combustível sólido), os dados de entrada mais
importantes correspondem ao poder calorífico superior, a vazão mássica de entrada, a
temperatura de entrada, a posição z do ponto de alimentação dentro do reator, a
análise imediata, a análise elementar, as massas específicas total, aparente e real, a
esfericidade e a distribuição de tamanho de partícula. Na Fig. 21 é mostrada a
interface gráfica do programa aonde são introduzidos os dados de caracterização dos
sólidos.
74
Figura 21. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização do combustível sólido (tomada da interface gráfica do programa
CeSFaMB™, Versão 53.4).
75
Como visto na Fig. 21, CeSFaMB™ permite definir processos nos quais até
cinco combustíveis sólidos são alimentados dentro do reator. No espaço utilizado para
inserir a distribuição de tamanho de partícula é introduzida a distribuição estatística de
tamanhos feita em laboratório, como explicado em SOUZA-SANTOS (2004). No caso
de partículas sólidas absorventes e inertes, são definidos os mesmos parâmetros que
para o combustível sólido.
7.2 Procedimento de solução do modelo
Os dados de entrada explicados na seção anterior são utilizados para solucionar
o sistema de equações que modela o processo. O procedimento de solução
implementado no CeSFaMB™ executa os passos a seguir.
• Leitura dos dados de entrada numéricos, geométricos e físicos do
equipamento e de caracterização dos gases e sólidos.
• Para a primeira iteração feita pelo programa, o valor da porcentagem
mínima de carbono fixo (CCMINP), explicado anteriormente, é utilizado
para calcular porcentagens de conversão de outros componentes no
combustível sólido.
• Com os valores de conversão de componentes no combustível sólido é
calculada a distribuição do tamanho de partículas em regime permanente
utilizando o modelo de reação heterogênea e de arrasto.
• Partindo dos dados de entrada e do cálculo da distribuição de tamanho de
partículas em regime permanente, são estabelecidas as condições de
contorno em z=0 para os gases e os sólidos, utilizadas para resolver os
balanços de massa e energia.
• O sistema não linear de equações diferenciais é resolvido para o leito, ou
seja, desde z=0 até z=z�.
• Depois de resolver os balanços de massa e energia no leito, se calcula o
valor de conversão de carbono fixo no combustível sólido e se compara
com o valor dado em CCMINP. Se o valor calculado for maior, então o
programa passa para a segunda iteração. Se o valor for menor, o programa
para e pede introduzir um novo valor para CCMINP.
• Os seis passos anteriores são repetidos utilizando o valor de CCMAXP para
calcular a distribuição de tamanho de partículas no leito. Se o valor de
conversão de carbono fixo calculado for menor que o valor de CCMAXP,
então o programa assume um novo valor intermediário de conversão de
76
carbono fixo e começa uma nova iteração. Se o valor calculado for maior, o
programa para e pede introduzir um novo valor para CCMAXP.
• O processo anterior é repetido até que o valor de desvio entre a conversão
calculada e a suposta é menor que o valor dado para o parâmetro
CCDEVP.
• Os valores de temperatura, fluxos e composições no topo do leito (z=z�)
são utilizados como condições de contorno para resolver os balanços
diferenciais de massa e energia no freeboard.
• Os resultados finais são impressos.
7.3 Simulação de caso experimental
O CeSFaMB™ produz vários resultados relacionados com o processo de
gasificação e o desempenho do equipamento. Uma análise aprofundada dos
resultados produzidos pelo programa é dada em SOUZA-SANTOS (2012). A seguir
são mostrados alguns dos resultados obtidos em uma simulação de um processo de
gaseificação em reator de leito fluidizado. Encontrar um estudo experimental que
possa ser simulado no CeSFaMB™ não resulta simples, devido à quantidade de
dados de entrada requeridos pelo programa. Geralmente, esses dados não são
apresentados pelos autores nas suas publicações.
O estudo experimental desenvolvido em CAMPOY (2009) foi simulado no
CeSFaMB™ a fim de certificar o correto uso e a precisão do programa. No estudo, é
simulado o processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante e
atmosférico que forma parte da planta piloto de gaseificação da Universidade de
Sevilha em Espanha. As características do equipamento, tanto geométricas quanto
físicas, são encontradas em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-BAREA et al. (2005). No
estudo, foram utilizados vários tipos de biomassa, entre elas, polpa de azeitona com
uma distribuição de tamanho de partícula como encontrada em GÓMEZ-BAREA et al.
(2005). Diferentes misturas de gases foram usadas como agente gaseificador. No
presente trabalho, são simulados três casos com razões estequiométricas de ar
diferentes, mostradas em CAMPOY (2009), e são comparadas as concentrações
molares em base seca de H2, CO, CO2 e CH4 obtidas nos testes de laboratório com
aquelas obtidas nas simulações. Também, é comparada a temperatura média do leito
para cada um dos casos. Os dados referentes ao material do leito e as condições
operacionais durante os testes são encontrados em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-
BAREA et al. (2005).
77
Na Tab. 10 são mostradas as concentrações molares obtidas nos testes e nas
simulações, para cada uma das espécies químicas descritas anteriormente e para
cada razão estequiométrica considerada.
Tabela 10. Concentrações molares obtidas nos testes VS concentrações molares
obtidas nas simulações (RE=19%, RE=26% e RE=35%)
Razão estequiométrica [%]
Espécie
química 19 27 35
Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação
H2 13,2 20,82 12,6 13,21 8,7 9,18
CO 18,2 20,56 17,6 15,6 15,8 12,30
CO2 14,2 13,22 14,9 14,43 15,1 15,45
CH4 6,0 5,28 5,2 4,3 5,1 3,28
Como visto na tabela, os resultados das simulações conseguem acompanhar o
comportamento geral medido nos testes de laboratório. No entanto, a concentração de
H2 obtida na simulação, para uma razão estequiométrica de 19%, difere daquela
obtida nos testes em 7,62%. Essa diferença representa um erro relativo de 57%, o
qual não permite confiar nesse valor de concentração obtido na simulação. Segundo
SOUZA-SANTOS (2012) diferenças na concentração de uma espécie química
específica são devidas a que as características do combustível sólido gaseificado são
diferentes àquelas dos combustíveis incluídos na base de dados do programa. No
entanto, o programa permite ajustar os parâmetros cinéticos das reações químicas
envolvidas no processo com aqueles obtidos experimentalmente para o combustível, a
fim de aproximar melhor as características do combustível sólido na simulação. O
referido ajuste não foi feito devido ao fato de não contar com os valores dos
parâmetros cinéticos da polpa de azeitona usada no trabalho de CAMPOY (2009).
Independentemente à diferença na concentração de H2 entre a simulação e os
testes para a razão estequiométrica de 19%, a Tab. 10 mostra que os resultados
dados pelo CeSFaMB™ ajustam razoavelmente com os valores reais e, portanto,
permitem desenvolver estudos e análises de processos de gaseificação, tanto
qualitativos quanto quantitativos, para definir possíveis condições operacionais a fim
de predizer a composição do gás de síntese do processo.
As Figs. 22, 23 e 24 mostram os perfis de temperatura no leito do reator
entregados pelo CeSFaMB™ para cada uma das razões estequiométricas simuladas.
78
Figura 22. Perfis de temperatura no leito para RE=19% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
Figura 23. Perfis de temperatura no leito para RE=27% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
79
Figura 24. Perfis de temperatura no leito para RE=35% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
Como visto nas figuras, na medida em que a razão estequiométrica aumenta, a
temperatura média do leito aumenta também. A Tab. 11 mostra os valores em graus
célsius das temperaturas obtidas nos testes comparadas com aqueles valores obtidos
nas simulações.
Tabela 11. Temperatura média do leito para as diferentes razões estequiométricas
[ºC].
Razão estequiométrica [%]
19 27 35
Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação
780 775 805 880 812 970
Igual que no caso das concentrações molares, o comportamento da temperatura
média do leito obtido nas simulações se ajusta com aquele dos testes. Para valores
baixos RE, o valor da temperatura média do leito na simulação se aproxima mais
àquele obtido nos testes. Como explicado em SOUZA-SANTOS (2004), o valor de
temperatura medido pelos termopares colocados no equipamento durante os testes de
80
laboratório depende da fase que esteja em contato com o termopar em um instante de
tempo determinado. Assim, por exemplo, o termopar indicará valores maiores de
temperatura se uma bolha de gás está em contato com um termopar perto do
distribuidor. O valor de temperatura será diferente no caso em que uma partícula entre
em contato com o termopar. Portanto, a temperatura média calculada no laboratório
corresponde com uma média estatística. Já no caso do CeSFaMB™, o valor de
temperatura média para cada fase corresponde àquele calculado para cada ponto ao
longo do reator e, portanto, existem diferenças entre os valores reais e os obtidos nas
simulações.
81
8 PARÂMETROS DO PROCESSO
Para simular o processo de gaseificação é necessário conhecer detalhadamente
todos os parâmetros relacionados com a convergência numérica, o equipamento, o
combustível sólido utilizado, o material do leito, o agente gaseificador e as condições
ambientais nas quais é desenvolvido. A seguir é feita uma descrição desses
parâmetros.
8.1 Parâmetros relacionados com a convergência numé rica
Na Seç. 7.1 foram explicados alguns dos principais parâmetros de entrada
relacionados com a convergência numérica do método usado pelo CeSFaMB™ para
resolver o sistema de equações que modela o processo de gaseificação. Os
parâmetros mostrados em dita seção demonstraram ser os que têm maior
sensibilidade em relação à convergência durante a simulação.
A seguir é feita uma breve descrição da forma como cada um dos parâmetros de
convergência foi definido durante as simulações desenvolvidas.
8.1.1 Porcentagem mínima e porcentagem máxima de co nversão de carbono
fixo (CCMINP e CCMAXP)
A porcentagem mínima e a porcentagem máxima de conversão do carbono fixo
contido no combustível sólido no leito do equipamento são usadas pelo programa nas
duas primeiras iterações da simulação. Os valores dados para cada um desses
parâmetros definem um intervalo de busca para a solução do sistema, como explicado
na Seç. 7.2. Portanto, o critério principal para a definição dos valores iniciais de
CCMINP e CCMAXP é selecionar o comprimento do intervalo de busca. A ideia é que
esse comprimento seja o menor possível para, assim, obter uma solução mais rápida
do sistema, como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).
A metodologia utilizada para definir os valores dos parâmetros consistiu em
encontrar, por teste e erro, o maior valor possível de CCMINP para que o desvio entre
a conversão de carbono fixo assumida e a calculada na primeira iteração for positivo e
o menor valor possível de CCMAXP para que o desvio entre a conversão de carbono
fixo assumida e a calculada na segunda iteração for negativo. No entanto, para
algumas simulações desenvolvidas, o intervalo de busca precisou ser redefinido já que
82
a convergência não foi atingida. No Anexo 1 são mostrados os valores de CCMINP e
CCMAXP utilizados durante as simulações.
8.1.2 Máximo desvio permitido na conversão de carbo no fixo (CCDEVP)
O valor do máximo desvio permitido, entre a porcentagem de conversão de
carbono fixo assumida e a calculada, foi definido, em geral, como sendo igual a 1.0,
como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012). No entanto para algumas
simulações nas quais a rigidez do sistema de equações diferenciais tornou-se alta foi
necessário aumentar o valor de CCDEVP até 2.0, que continua estando dentro da
faixa de valores recomendados em SOUZA-SANTOS (2012), mas, como adverte o
autor, afeta a precisão na solução do sistema. No Anexo 1 são mostrados também os
valores definidos para CCDEVP em cada simulação.
8.1.3 Tolerância de integração usada nos balanços d e massa e energia
(TOLMB)
O valor da tolerância máxima permitida para a integração numérica desenvolvida
em cada iteração durante a solução dos balanços de massa e energia deve ser o
menor possível para dar precisão nos resultados obtidos, mas, quanto menor seja dito
valor, o tempo computacional será maior. Portanto, o valor recomendado por SOUZA-
SANTOS (2012) foi o utilizado na maioria das simulações. No entanto, em alguns
casos foi necessário aumentar dito valor devido ao sistema se tornar muito rígido e
não ser atingida a solução.
Adicionalmente, algumas simulações foram feitas para valores menores ao
recomendado pelo autor sem encontrar melhoras significativas nos resultados. O
Anexo 1 contém os valores usados para TOLMB nas simulações.
8.1.4 Fator de convergência ICONV(2)
Como explicado na Seç. 7.1, este parâmetro define a forma como o CeSFaMB™
calcula a região onde a pirólise acontece. Durante a realização das simulações foi
verificado que existe uma maior instabilidade na solução do sistema quando utilizado o
valor padrão sugerido para este parâmetro em SOUZA-SANTOS (2012). Dito valor
padrão define que a região de pirólise coincide com aquela onde existem temperaturas
entre 600 e 1200 K. No entanto, e como dito também em SOUZA-SANTOS (2012),
quando selecionada a outra opção definida no programa, a região de pirólise é
83
calculada considerando a taxa de circulação de partículas no leito, explicada na Seç.
4.2.5, e a taxa das reações de pirólise, explicadas na Seç. 6.4 e, dito cálculo, produz
melhores resultados quando comparados com a opção padrão.
Alem disso, as simulações desenvolvidas usando a segunda opção mostraram
estabilidade e maior rapidez, permitindo definir a convergência do sistema em termos
dos parâmetros CCDEVP e TOLMB. Portanto, o valor de ICONV(2) para todas as
simulações realizadas é igual a 1.
8.1.5 Fator de convergência ICONV(5)
O método selecionado para a solução das equações diferenciais é o método de
Gear, que é o padrão usado pelo CeSFaMB™. Como explicado em SOUZA-SANTOS
(2012), esse método permite obter soluções mais rápidas. WANG E WEN (2006)
ressaltam que o método de Gear permite uma maior precisão e eficiência na solução
de equações diferenciais, especialmente no caso de equações rígidas, como as
encontradas no modelo matemático explicado no Cap. 5, quando comparado com
outros métodos de solução como, por exemplo, o método de Adams-Moulton.
8.1.6 Fator de convergência ICONV(6)
A biblioteca usada pelo programa para solucionar o sistema de equações do
modelo é a DIVPAG de FORTRAN. Como visto em IMSL (2010), o fator de
convergência ICONV(6) permite definir o método de linearização utilizado para
resolver o sistema não linear de equações. SOUZA-SANTOS (2012) recomenda para
sistemas de equações rígidos, como o usado para modelar o processo, utilizar valores
de 1 ou 2 para ICONV(6). Em todas as simulações desenvolvidas foi usado o valor de
2, correspondente a um sistema de linearização tipo corda no qual o Jacobiano é
substituído por uma matriz diagonal baseada em uma derivada direcional.
8.2 Equipamento
O equipamento simulado no presente trabalho corresponde a um gaseificador de
leito fluidizado borbulhante que forma parte de uma planta piloto em escala de
laboratório desenvolvida pela empresa espanhola PID Eng&Tech. Uma descrição de
cada um dos componentes da planta piloto é mostrada na Tab. 12. A Fig. 25 mostra os
diagramas de tubulação e instrumentação da planta piloto incluídos no manual do
usuário do equipamento pela empresa, PID Eng&Tech (2012).
84
Tabela 12. Descrição da planta piloto.
Componente Descrição
Reator de
leito fluidizado
borbulhante
• Temperatura homogênea de operação acima dos 900ºC.
• A perda de pressão através do leito é medida para calcular a
velocidade mínima de fluidização.
• Sistema de remoção de partículas do leito para coletar
carbonizado e cinzas durante a operação
• Resistências elétricas para aquecimento uniforme do leito e
do freeboard. Atingem até 1000 ºC.
Sistema de
alimentação
de agentes
gaseificadores
• As correntes de agente gaseificador são preaquecidas acima
de 600 ºC.
• A água é fornecida mediante uma bomba de deslocamento
positivo e é vaporizada acima de 600 ºC.
Sistema de
alimentação
de sólidos
• Sistema contínuo e não flutuante de alimentação formado por
um recipiente com 10 litros de capacidade e dois fusos de
alimentação.
• Uma corrente de nitrogênio passa continuamente através do
fuso de alimentação para melhorar a movimentação dos
sólidos.
Ciclones
• Dois ciclones são conectados em série e aquecidos acima de
450 ºC, permitindo remover as partículas sólidas da corrente
de gás de saída.
Sistema para
tratamento do
gás produzido
• Um trocador de calor é usado para resfriar os gases quentes
que saem do gaseificador e separar o alcatrão e a água.
• O gás que sai do trocador de calor passa por um filtro para
garantir uma melhor limpeza.
Sistema de
controle
• As variáveis do processo são controladas com PID’s
independentes.
• Um controlador lógico programável controla os alarmes da
planta em caso de alguma falha.
• Um software faz a monitoração do processo, a aquisição de
dados e o registro e automação dos experimentos.
85
Figura 25. Diagrama de tubulação e instrumentação da planta piloto (adaptada de
PID Eng&Tech, 2012).
8.2.1 Reator de leito fluidizado borbulhante
A Fig. 26 mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
piloto. Como visto na figura, o leito e o
inoxidável 310 e SCH 10.
Figura 26. Desenho do reator de
O reator tem uma altura total igual
leito e o freeboard. Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.
86
Reator de leito fluidizado borbulhante
mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
sto na figura, o leito e o freeboard são fabricados com tubos de aço
Desenho do reator de leito fluidizado borbulhante (adaptada do desenho
entregado pela PID Eng&Tech)
O reator tem uma altura total igual a 1515 mm e está dividido em duas zonas, o
Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.
mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
são fabricados com tubos de aço
daptada do desenho
1515 mm e está dividido em duas zonas, o
Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor. O
87
distribuidor é formado por um cilindro com altura de 185 mm preenchido com material
poroso de aço inoxidável. Na parte superior desse cilindro há uma malha de 150
microns através da qual o gás entra no leito do reator, como mostrado na Fig. 27.
Como explicado na Tab. 9 no Cap. 7, um dos dados necessários para definir o
distribuidor de gás é a porosidade do distribuidor. Como esse dado não é conhecido,
adota-se o valor padrão de 0,30 recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).
Figura 27. Distribuidor de gás (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).
Um sistema de aquecimento externo para realizar processos de gaseificação
usando vapor de água como agente gaseificador integra do equipamento. O sistema
consiste de duas resistências elétricas. Segundo PID Eng&Tech (2012), uma
resistência é usada para aquecer o leito e a outra aquece o freeboard. A primeira tem
um comprimento igual a 782 mm e potência de 4800 W, enquanto a segunda tem um
comprimento igual a 477 mm e potência de 4200 W. A Fig. 28 mostra o sistema de
aquecimento descrito.
88
Figura 28. Sistema de aquecimento externo (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).
8.2.2 Sistema de alimentação dos agentes gaseificad ores
Existem dois sistemas independentes para a alimentação de vapor de água e
gases (oxigênio, nitrogênio e ar) dentro do reator. O sistema de alimentação de vapor
de água é mostrado na Fig. 29. Como pode ser observado na figura, uma bomba
introduz água líquida dentro de um evaporador e o vapor produzido é alimentado
dentro do reator como agente gaseificador.
Figura 29. Sistema de alimentação de vapor de água (tomada de PID Eng&Tech,
2012).
89
O sistema de alimentação de gases é mostrado na Fig. 30. Esse sistema permite
introduzir dentro do reator ar, oxigênio ou nitrogênio de forma independente. O
nitrogênio é suprido ao reator em casos de emergência para interromper as reações e,
assim, diminuir a temperatura dentro do equipamento. Os gases são introduzidos
dentro de um pré-aquecedor onde atingem uma temperatura entre 350 ºC e 400 ºC
antes de entrar no reator.
Figura 30. Sistema de alimentação de gases (ar, oxigênio e nitrogênio) (tomada de
PID Eng&Tech, 2012).
90
8.2.3 Sistema de alimentação de sólidos
Como reportado em PID Eng&Tech (2012), a planta piloto foi projetada para
desenvolver pesquisas em gaseificação de bagaço de cana usando ar, oxigênio, vapor
de água ou misturas dessas três substâncias como agentes gaseificadores a pressão
atmosférica.
Como descrito na Tab. 12, o sistema de alimentação dos sólidos dentro do reator
funciona com um fuso que pode ser calibrado para entregar diferentes vazões
mássicas de sólido, dependendo da sua velocidade de rotação. Na Fig. 31 é mostrado
o gráfico de calibração do fuso de alimentação do bagaço de cana. Extrapolando o
gráfico mostrado na Fig. 31, a taxa de alimentação máxima de bagaço de cana dentro
do reator é igual a 1 kg/h.
Figura 31. Gráfico de calibração do fuso de alimentação de biomassa (adaptada de
PID Eng&Tech, 2012)
8.3 Caracterização dos sólidos e condições ambienta is
Dentro do reator são alimentados dois tipos de sólidos; o bagaço de cana, a ser
gaseificado, e o material inerte, que constitui o leito. Para caracterizar os sólidos é
necessário conhecer a distribuição de tamanho de partícula, a forma das partículas, a
esfericidade, a massa específica e, no caso do bagaço de cana, a análise elementar, a
análise imediata e o poder calorífico superior.
A análise elementar, a análise imediata e o poder calorífico do bagaço de cana
utilizado no processo de gaseificação são mostrados na Tab. 13. Na Tab. 14 é
mostrada a distribuição de tamanhos de partículas do bagaço de cana alimentado
91
dentro do reator. Com essa distribuição de tamanhos é calculado o tamanho médio
inicial da partícula, como explicado na Seç. 4.1.3. O leito está formado por material
inerte que tem uma distribuição de tamanho de partícula como mostrada na Tab. 15.
Alguns dados necessários para a caracterização das partículas sólidas não são
conhecidos. Portanto, foram adotados valores encontrados nos exemplos do programa
CeSFaMB™ descritos em SOUZA-SANTOS (2012). Esses valores serão mostrados
na Seç. 9.1. Finalmente, as condições ambientais assumidas durante o processo de
gaseificação são mostradas na Tab. 16.
Tabela 13. Características do bagaço de cana.
Análise imediata
Componente %
Umidade 4,26
Volatéis 77,99
Carbono fixo 11,03
Cinzas 6,72
Análise elementar
Elemento %
Carbono 47,63
Hidrogênio 6,16
Nitrogênio 0,42
Oxigênio 38,46
Enxofre 0,31
Cinzas 7,02
Poder calorífico superior [MJ/kg]
HHV 16,73
Tabela 14. Distribuição de tamanho de partícula para o bagaço de cana
Número de malha Fração mássica retida
10 0,005
18 0,005
35 0,830
60 2,100
120 43,170
230 31,000
400 22,890
92
Tabela 15. Distribuição de tamanho de partícula para o material do leito
Tamanho de abertura da peneira
[mm] Fração mássica retida
0,000 0,01
0,045 9,93
0,120 16,14
0,175 12,05
0,250 19,59
0,3625 15,98
0,463 6,40
0,550 7,03
0,725 9,73
0,850 3,14
Tabela 16. Condições ambientais assumidas.
Parâmetro Valor
Temperatura média do ar no
ambiente [K] 308
Velocidade do vento [m/s] 2
93
9 REALIZAÇÃO DAS SIMULAÇÕES NO
CeSFaMB™
Como visto no Cap. 7, os dados de entrada necessários para desenvolver uma
simulação do processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante
são classificados como sendo parâmetros de convergência numérica, dados
geométricos e físicos do equipamento e dados de caracterização dos gases e dos
sólidos alimentados dentro do reator.
No Cap. 8, foram descritos os parâmetros de convergência, as características
necessárias para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento, e
também as características do bagaço de cana e do material inerte que compõe o leito.
A análise a ser desenvolvida está dividida em duas etapas. Inicialmente, será
analisado o processo de gaseificação considerando diferentes vazões mássicas de
alimentação de bagaço de cana entrando no reator para razões estequiométricas de
25%, 30% e 35%, que estão dentro da faixa recomendada em SOUZA-SANTOS
(2004). A seguir, será avaliado o processo de gaseificação usando misturas de
diferentes gases (ar, oxigênio e/ou vapor de água) como agente gaseificador para
determinar a influência deste parâmetro no processo. Para essa segunda etapa da
análise, será mantida uma vazão de alimentação constante de bagaço de cana
entrando no reator.
9.1 Modelagem no CeSFaMB™
Para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento é utilizado o
esquema mostrado na Fig. 26 para determinar os dados a serem inseridos na interface
do programa. As Tabs. 17 e 18 mostram os valores correspondentes àqueles dados.
Tabela 17. Diâmetros internos e a sua correspondente posição em z.
DIAME(i) [m] 0,0828 0,0828 0,1345 0,1345
ZPOSE(i) [m] 0 0,585 0,897 1,052
94
Tabela 18. Parâmetros geométricos e físicos do equipamento
Nome do parâmetro no CeSFaMB ™ Valor Unidades
ZD 0,585 m
XISD(i) 0.003048 m
AKISD(i) 18,7 W/m-K
EPSD 0,9 --
ZF 1,052 m
XISF(i) 0,003404 m
AKISF(i) 18,7 W/m-K
EPSF 0,9 --
EPPP 0,3 --
DPOR 1,5D-04 m
XISDI(i) 0,185 m
AKISDI(i) 18,7 W/m-K
Como dito na Seç. 8.3, alguns valores para a caracterização do bagaço de cana
e do material inerte do leito não são conhecidos e foram tomados valores típicos
incluídos no programa CeSFaMB™. A Tab. 19 mostra os valores adotados para os
parâmetros desconhecidos das partículas sólidas de bagaço de cana e material inerte.
Tabela 19. Valores tomados do CeSFaMB™ para o bagaço de cana e o material
inerte.
Bagaço de cana Material Inerte
Forma da partícula [ -] Esférica Esférica
Esfericidade [ -] 0,7 0,98
Massa específica total [kg/m^3] 200 2000
Massa específica aparente
[kg/m^3] 720 3563
Massa específica real [kg/m^3] 1394 3564
9.2 Estudo 1: Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de
bagaço de cana
A primeira parte do estudo busca analisar a qualidade do gás obtido no processo
de gaseificação quando utilizadas diferentes vazões mássicas de combustível sólido
95
entrando no reator e, para cada uma dessas vazões, diferentes razões
estequiométricas de ar, semelhante com o estudo realizado por MOUTSOGLOU
(2012).
O gráfico de calibração do fuso de alimentação de bagaço de cana é mostrado
na Fig. 31. Para diferentes taxas de alimentação de bagaço de cana são calculadas as
vazões mássicas de ar que correspondem a razões estequiométricas de 25%, 30% e
35%. Os resultados são mostrados na Tab. 20.
Tabela 20. Vazões mássicas de ar e de bagaço de cana usadas nas simulações
[kg/s].
Razão estequiométrica [%]
Caso de estudo Entrada de
biomassa [g/h] 25 30 35
1.1 1000 0.000395 0.000474 0.000553
1.2 800 0.000316 0.000379 0.000442
1.3 600 0.000237 0.000284 0.000332
1.4 400 0.000158 0.000190 0.000221
9.3 Estudo 2: Diferentes agentes gaseificadores
O segundo estudo a ser desenvolvido consiste em alimentar misturas de ar,
oxigênio e vapor de água no reator com o objetivo de avaliar a variação nas
propriedades do gás de síntese produzido durante o processo. Estudos similares
foram desenvolvidos de forma experimental por CAMPOY et al. (2008) e CAMPOY et
al. (2009), nos quais os autores avaliaram o comportamento nas propriedades do gás
de síntese e na eficiência do equipamento para diferentes misturas de ar, oxigênio e
vapor de água.
Como explicado no Cap. 2, quando o processo de gaseificação é desenvolvido
utilizando vapor de água como agente gaseificador, existem diferentes opções para
prover a energia necessária para o processo. Uma das opções é utilizar um sistema
de aquecimento externo, como o descrito na Seç. 8.2.1. Outra opção é introduzir
misturas de ar e/ou oxigênio com vapor de água, para gerar reações exotérmicas que
forneçam o calor necessário para o processo de gaseificação se desenvolver.
Como visto na Seç. 8.2.2, a bomba do sistema de alimentação de água da planta
piloto pode entregar uma vazão volumétrica de até 50 ml/min. Em condições padrão,
essa vazão volumétrica corresponde aproximadamente a 8.3*10-4 kg/s.
96
Para o desenvolvimento do estudo do efeito de diferentes agentes
gaseificadores, for considerada uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h e
uma razão estequiométrica, RE, de 25%.
9.3.1 Caso 2.1: Ar enriquecido com oxigênio
Como explicado no Cap. 2, o nitrogênio contido no ar dilui no gás de síntese
produzido durante a gaseificação e reduz seu poder calorífico. Em termos
volumétricos, a fração de oxigênio no ar corresponde a 21%. Para este primeiro caso,
pretende-se aproveitar a facilidade da planta piloto em admitir oxigênio puro como
agente gaseificador e, assim, aumentar a sua fração volumétrica acima do valor de
21% a fim de diminuir a quantidade de ar entrando no reator e avaliar as propriedades
do gás de síntese. O parâmetro utilizado para definir a porcentagem de oxigênio
contido no agente gaseificador é chamado de OP. Na Tab. 21 são mostradas as
vazões mássicas de agente gaseificador correspondentes a valores de OP de 30%,
35% e 40%.
Tabela 21. Vazões mássicas de agente gaseificador para os diferentes valores de
percentagem de O2.
OP [%] Vazão mássica [kg/s]
30 2,800 E-04
35 2,416 E-04
40 2,129 E-04
9.3.2 Caso 2.2: Mistura de ar enriquecido com oxigê nio e vapor de água
O segundo caso a ser considerado no estudo 2 busca avaliar as características
do gás de síntese quando vapor de água é adicionado ao agente gaseificador. Espera-
se que a quantidade de hidrogênio no gás de síntese seja maior, se comparada com
aquele obtido quando ar é usado como agente gaseificador. Como dito em CAMPOY
et al. (2009) o processo usando misturas de ar enriquecido com oxigênio e vapor de
água como agente gaseificador se torna mais economicamente viável que o processo
usando oxigênio puro e vapor de água, pois uma parcela do oxigênio requerido pelo
processo de gaseificação passa a ser fornecido pelo ar.
Para este caso é definida a razão entre a quantidade de vapor de água fornecida
ao processo e a quantidade de biomassa que é alimentada, denominada SBR ou
Steam to Biomass Ratio. Os valores de SBR usados no presente trabalho são 22%,
97
36%, 43% e 63%, como recomendado em CAMPOY et al. (2009). O valor de OP
correspondente é fixado em 40%. Na Tab. 22 são mostradas as vazões mássicas de
vapor de água para valor de SBR.
Tabela 22. Razão entre vazões mássicas de vapor de água e de biomassa (SBR) e
vazão mássica de água
SBR [%] Vazão mássica [kg/s]
22 6,111 E-05
36 1,000 E-04
43 1,190 E-04
63 1,750 E-05
98
10 RESULTADOS E ANÁLISE
Neste capítulo serão apresentados os resultados obtidos para cada um dos
Estudos descritos no Cap. 9. A análise dos resultados estará baseada na composição
do gás de síntese produzido durante o processo, no poder calorífico do gás de síntese
em condições padrão de pressão e temperatura, na eficiência do equipamento
considerando condições padrão de pressão e temperatura, no perfil de temperatura no
leito e nas taxas de reação das principais reações químicas envolvidas no processo.
No Anexo 2, são mostrados em tabelas todos os resultados dos Estudos 1 e 2.
10.1 Estudo 1 – Diferentes razões estequiométricas e vazões máss icas de
bagaço de cana
Os resultados de cada um dos Casos do Estudo 1 são apresentados e
analisados para cada uma das vazões mássicas de bagaço de cana que alimentam o
reator.
10.1.1 Caso 1.1
Para avaliar a composição do gás de síntese que produzido no reator são
mostradas as frações molares das principais espécies químicas que o compõem. A
Fig. 32 apresenta diferentes frações molares para cada uma das razões
estequiométricas simuladas com uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h.
Figura 32. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
99
Como visto na Fig. 32, para razões estequiométricas menores o gás de síntese
possui uma maior quantidade de espécies químicas combustíveis, neste casso H2, CO
e CH4, o que permite supor que o seu poder calorífico é maior quanto menor seja a
razão estequiométrica. O comportamento descrito está de acordo com o conceito
básico do processo de gaseificação, explicado no Cap. 2. Quando comparadas as
concentrações para RE = 25% e 35%, o incremento no H2, CO e CH4 é igual a 41,2%,
32,2% e 1323%, respectivamente.
O poder calorífico inferior do gás produzido para cada uma das razões
estequiométricas e a eficiência do equipamento devem ser analisadas nas mesmas
condições de pressão, temperatura e composição, para serem parâmetros de
comparação válidos entre os gases de síntese produzidos para cada uma das razões
estequiométricas simuladas. A Fig. 33 mostra o poder calorífico e a eficiência do
equipamento, obtidos nas simulações, considerando o gás de síntese como sendo
seco, livre de alcatrão e para condições de pressão e temperatura de 1 atm e 298 K,
respectivamente.
Figura 33. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana.
Tomando como base os resultados obtidos para uma razão estequiométrica de
25%, pode-se quantificar a diminuição percentual na eficiência do equipamento e no
poder calorífico do gás de síntese para as razões estequiométricas de 30% e 35%,
como mostrado na Tab.23.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
100
Tabela 23. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (1000 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 5,1 -- 73,3 --
30 4,1 18,5 65,6 10,5
35 3,4 33,9 57,6 21,4
Os perfis de temperatura no leito fornecidos pelo programa para cada simulação
são mostrados nas Figs. 34-36 para RE de 25%, 30% e 35%, respectivamente. Como
visto nas figuras, a temperatura média do leito aumenta na medida em que a razão de
ar aumenta. Esse comportamento permite explicar qualitativamente a diminuição na
fração molar de espécies gasosas combustíveis no gás de síntese produzido, já que
uma maior quantidade de oxidante dentro do equipamento promove um aumento nas
reações de oxidação (R.3), (R.4) e (R.5), explicadas na Seç. 6.2.1.
Figura 34. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
101
Figura 35. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
Figura 36. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
102
Como já referenciado, nas bolhas somente acontecem reações homogêneas e a
temperatura atingida nelas na região perto da entrada do bagaço de cada no reator é o
resultado do aumento nas reações de oxidação de hidrogênio e monóxido de carbono
que são liberados na pirólise e, como mencionado no Cap. 4, geram novas bolhas com
abundante quantidade de espécies químicas combustíveis. Nos perfis de temperatura
também pode ser visto que a temperatura dos sólidos do leito e do gás da emulsão
mantém-se constante, o que pode ser devido às altas taxas de circulação no leito que
permitem uma homogeneização da temperatura.
Uma análise das taxas das reações (R.3), (R.4) e (R.5) corrobora o mostrado no
comportamento dos perfis de temperatura e no comportamento das frações molares
das espécies químicas. As Figs. 37-39 apresentam o comportamento das taxas de
reação mencionadas na emulsão com relação à posição z no leito do reator.
Figura 37. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h).
0,00E+00
1,00E-03
2,00E-03
3,00E-03
4,00E-03
5,00E-03
6,00E-03
7,00E-03
8,00E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
103
Figura 38. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (1000 g/h).
Figura 39. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (1000 g/h).
Como visto nas Figs. 37-39, o oxigênio é consumido mais rapidamente na
medida em que a razão estequiométrica aumenta. Portanto, as taxas das reações de
oxidação são muito maiores para razões estequiométricas de 30% e 35%, se
comparadas àquelas atingidas com a razão estequiométrica de 25%, o que explica a
0,00E+00
2,00E-03
4,00E-03
6,00E-03
8,00E-03
1,00E-02
1,20E-02
1,40E-02
1,60E-02
1,80E-02
2,00E-02
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 4̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
3,50E-03
4,00E-03
4,50E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 5̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
104
diminuição na quantidade de H2, CO e CH4 no gás de síntese e o incremento na
temperatura média do leito em função do aumento da razão estequiométrica. A menor
concentração de oxigênio para razões estequiométricas menores resulta, não somente
em taxas de reação de oxidação menores, mas também em uma maior extensão da
reação ao longo do leito. Uma avaliação quantitativa do aumento da taxa de reação
com o aumento da razão estequiométrica nas reações de oxidação descritas pode ser
obtida se calculada a média da taxa de reação para cada razão estequiométrica, como
mostrado na Tab. 24.
Tabela 24. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (1000
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 3,896 E-08 1,4975 E-06 1,2196 E-06
(R.4) 5,332 E-10 1,5500 E-09 8,067 E-09
(R.5) 6,564E-07 3,9500 E-06 1,668 E-05
Nas seguintes seções é repetida a mesma análise para os outros casos
mostrados na Tab. 20.
10.1.2 Caso 1.2
Para uma vazão mássica de 800 g/h de bagaço de cana entrando no reator,
foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.
Na Fig. 40 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
Figura 40. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
105
A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada
uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 41.
Figura 41. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 25 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
Tabela 25. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (800 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 5,0 -- 72,1 --
30 4,1 16,5 66,2 8,1
35 3,4 31,3 59,2 17,9
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 42-44, respectivamente.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
106
Figura 42. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 800 g/h de bagaço de
cana.
Figura 43. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 800 g/h de bagaço de
cana.
107
Figura 44. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 800 g/h de bagaço de
cana.
O comportamento mostrado nos perfis de temperatura é similar àquele mostrado
no Caso 1.1 e pode ser explicado com a mesma análise. Os resultados comparativos
das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs. 45-47.
Figura 45. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (800 g/h).
0,00E+00
2,00E-04
4,00E-04
6,00E-04
8,00E-04
1,00E-03
1,20E-03
1,40E-03
1,60E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
108
Figura 46. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (800 g/h).
Figura 47. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (800 g/h).
As taxas de reação seguem, também, o mesmo comportamento do Caso 1.1. O
oxigênio é consumido totalmente em z = 0,31 m quando a razão estequiométrica é
igual a 35%, em z = 0,41 quando a razão estequiométrica é igual a 30% e em z = 1,0
0,00E+00
1,00E-03
2,00E-03
3,00E-03
4,00E-03
5,00E-03
6,00E-03
7,00E-03
8,00E-03
9,00E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 5̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
109
quando a razão estequiométrica é igual a 25%. O comportamento das taxas da reação
de oxidação de hidrogênio mostrados na Fig. 46 permite concluir que, para uma razão
estequiométrica igual a 25%, a concentração de hidrogênio aumenta na região entre z
= 0,6 m e z = 1,0 m, o que pode ser devido ao processo de pirólise, aumentando,
portanto, o valor da taxa de reação. Na Tab. 26 se mostra a média calculada para
cada uma das taxas de reação apresentadas nas Figs. 45-47.
Tabela 26. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (800
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,890 E-09 9,201 E-08 5,300 E-07
(R.4) 2,140 E-10 1,078 E-09 5,216 E-09
(R.5) 4,331E-07 2,378 E-06 1,115 E-05
10.1.3 Caso 1.3
Para uma vazão mássica de 600 g/h de bagaço de cana sendo admitida no
reator, foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e
35%. Na Fig. 48 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
Figura 48. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana.
A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada
uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 49.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
110
Figura 49. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 27 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
Tabela 27. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (600 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 4,7 -- 68,4 --
30 4,2 11,1 66,6 2,6
35 3,4 26,3 60,0 12,3
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 50-52, respectivamente.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
111
Figura 50. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 600 g/h de bagaço de
cana.
Figura 51. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 600 g/h de bagaço de
cana.
112
Figura 52. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 600 g/h de bagaço de
cana.
Como esperado, a temperatura média do leito aumenta em função do
incremento da razão estequiométrica. No entanto, o valor máximo de temperatura
atingido nas bolhas é menor àquele obtido nos Casos 1.1 e 1.2. Tal comportamento
pode ser o resultado de uma menor quantidade de voláteis produzidos durante a
pirólise como consequência da diminuição da vazão mássica de bagaço de cana
entrando no reator.
Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e
(R.5), são mostrados nas Figs.53-55.
113
Figura 53. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (600 g/h).
Figura 54. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (600 g/h).
0,00E+00
5,00E-05
1,00E-04
1,50E-04
2,00E-04
2,50E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
114
Figura 55. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (600 g/h).
Na Tab. 28 é apresentada a média calculada para cada uma das taxas de
reação apresentadas nas Figs. 45-47.
Tabela 28. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (600
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,321 E-09 2,987 E-08 9,020 E-08
(R.4) 1,292 E-09 5,334 E-10 1,119 E-09
(R.5) 1,231 E-07 9,143 E-07 2,929 E-06
10.1.4 Caso 1.4
Para uma vazão mássica de 400 g/h de bagaço de cana entrando no reator,
foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.
Na Fig. 56 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
0,00E+00
1,00E-04
2,00E-04
3,00E-04
4,00E-04
5,00E-04
6,00E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 5̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
115
Figura 56. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana.
A eficiência do equipamento e o poder calorífico inferior do gás de síntese, para
cada uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 57.
Figura 57. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 29 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
30,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
116
Tabela 29. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (400 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 4,9 -- 71,4 --
30 4,0 16,7 65,4 8,3
35 3,4 29,5 60,4 15,4
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs.58-60, respectivamente.
Figura 58. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 400 g/h de bagaço de
cana.
117
Figura 59. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 400 g/h de bagaço de
cana.
Figura 60. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 400 g/h de bagaço de
cana.
118
A temperatura média do leito diminui significativamente se comparada com os
resultados obtidos nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3. Uma análise deste resultado é mostrada
na seguinte seção. Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação,
(R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs.61-63.
Figura 61. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% de RE (400 g/h).
Figura 62. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (400 g/h).
0,00E+00
2,00E-06
4,00E-06
6,00E-06
8,00E-06
1,00E-05
1,20E-05
1,40E-05
1,60E-05
1,80E-05
2,00E-05
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
2,00E-04
4,00E-04
6,00E-04
8,00E-04
1,00E-03
1,20E-03
1,40E-03
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
119
Figura 63. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (400 g/h).
O comportamento das taxas de reação de oxidação para 400 g/h de bagaço de
cana entrando no reator apresenta algumas características especiais que devem ser
analisadas. Seguindo a tendência mostrada nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3, a extensão das
reações ao longo do leito do reator é maior para uma vazão mássica de bagaço de
cana menor. No entanto, o cosumo do oxigênio não apresenta o mesmo
comportamento que nos casos anteriores. Esse fenômeno pode ser explicado devido à
região de pirólise se encontrar mais espalhada ao longo do leito do reator e não perto
do ponto de alimentação. Na Tab. 30 se mostra a média calculada para cada uma das
taxas de reação apresentadas nas Figs.61-63.
Tabela 30. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (400
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,182 E-10 3,506 E-09 6,773 E-07
(R.4) 2,215 E-07 2,922 E-09 1,102 E-04
(R.5) 2,063 E-07 9,143 E-07 4,132 E-06
0,00E+00
2,00E-05
4,00E-05
6,00E-05
8,00E-05
1,00E-04
1,20E-04
1,40E-04
1,60E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 5̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
120
10.1.5 Comparação entre os casos
Em geral, para uma mesma razão estequiométrica, o poder calorífico inferior do
gás de síntese e a eficiência do equipamento permanecem constantes para todas as
vazões mássicas de bagaço de cana, como mostrado nas Figs. 64 e 65.
Figura 64. Poder calorífico inferior em função das vazões mássicas de bagaço de
cana
Figura 65. Eficiência do equipamento em função das vazões mássicas de bagaço
de cana
No entanto, apesar desses parâmetros permanecerem aproximadamente
constantes quando variada a vazão mássica de bagaço de cana, as frações molares
de H2 e CO apresentam um comportamento variável. No caso do hidrogênio, a fração
2
3
4
5
6
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
LHV
[M
J/k
g]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
50
55
60
65
70
75
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
η[%
]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
121
molar, em geral, aumenta quando diminuída a vazão mássica de bagaço de cana, já
para o caso do monóxido de carbono a sua fração molar diminui para vazões
mássicas de bagaço de cana menores. A Fig. 66 mostra a variação da razão das
frações molares de hidrogênio e monóxido de carbono em função da vazão mássica
de bagaço de cana.
Figura 66. Variação da razão H2/CO em função da vazão mássica de bagaço de
cana.
Finalmente, o comportamento da temperatura média do leito em função da
vazão mássica de bagaço de cana é mostrado na Fig. 67.
Figura 67. Temperatura média do leito em função da vazão mássica de bagaço de
cana.
Como visto na Fig. 67, a temperatura média do leito aumenta quando a vazão
mássica de bagaço de cana é maior. Assim, por exemplo, no caso de RE=25% e uma
vazão mássica de 400 g/h, a temperatura média do leito é igual a 800 K, ou 527 ºC,
1,0
1,2
1,4
1,6
400 500 600 700 800 900 1000 1100
[H2
]/[C
O]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
750
800
850
900
950
1000
1050
1100
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
T a
v,B
[K]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
122
devido à pouca quantidade de oxidante e à baixa taxa de alimentação de bagaço de
cana dentro do reator, o que ocasiona que as reações exotérmicas diminuam
liberando, portanto, uma menor quantidade de calor durante o processo. Esse baixo
valor de temperatura pode ocasionar condições de funcionamento do gaseificador
indesejáveis, uma vez que alguns processos de transformação, como a pirólise são
afetados e podem não ser completados. Essa explicação é corroborada pelos
resultados obtidos para as taxas de reação, já explicados, onde foi visto que para
vazões mássicas menores de bagaço de cada o valor das taxas de reação é menor e
a extensão das reações ao longo do leito é maior. Pode-se concluir que vazões
mássicas menores ocasionam que a região de pirólise se afaste do ponto de
alimentação do bagaço de cana e se espalhe pelo leito do reator. Com 400 g/h e RE =
25%, a pirólise não é completada no leito. O CeSFaMB™ adverte dessa situação
através da seguinte mensagem mostrada nos resultados da simulação para esse caso
MESSAGE NUMBER: 703 ATTENTION: DEVOLATILIZATION COULD NOT BE COMPLETED IN THE BED. PROBABLY, IT WILL BE COMPLETED IN THE FREEBOARD. OTHERWISE, TRY TO INCREASE THE RESIDENCE TIME OF CARBONACEOUS FUEL IN THE BED. AS A SUGGESTION, INCREASE THE BED HEIGHT AND/OR DECREASE THE CARBONACEOUS FEEDING RATE.
Figura 68. Mensagem de advertência mostrada pelo CeSFaMB™ para RE = 25% e
400 g/h de bagaço de cana.
Diminuir a taxa de alimentação do bagaço de cana traz maiores instabilidades,
levando, inclusive, a que o programa não consiga resolver o sistema e a simulação
seja interrompida. Portanto, embora o poder calorífico inferior e a eficiência do
equipamento sejam semelhantes em todos os casos, é recomendável operar o
equipamento com valores altos de vazão mássica de bagaço de cana. Baseado nas
simulações, esse valor no deve ser menor a 600 g/h a fim de garantir boas condições
operacionais durante o processo.
Os resultados do Estudo 1 ajustam com aqueles obtidos em MOUTSOGLOU
(2012).
123
10.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores
A seguir são mostrados os resultados das simulações feitas para cada um dos
casos descritos na Seç. 9.3. No final desta seção serão comparados os resultados
obtidos no estudo para os casos 2.1 e 2.2.
10.2.1 Caso 2.1
Na Fig. 69 são mostradas as frações molares das principais espécies químicas
presentes no gás de síntese produzido durante o processo de gaseificação com ar
enriquecido como oxigênio a 30%, 35% e 40%. Na Fig. 69 ainda são mostradas as
frações molares para um valor de OP de 21%, que corresponde ao ar normal e que
foram mostrados na Seç. 10.1.1.
Figura 69. Frações molares das principais espécies químicas para OP=21%,
OP=30%, OP=35% e OP=40%.
O comportamento geral mostra que as frações molares aumentam
proporcionalmente com o aumento do parâmetro OP. As frações de duas importantes
espécies químicas, o hidrogênio e o monóxido de carbono, têm um incremento de
28,7% e 33,4%, respectivamente, quando comparados os resultados de OP=21% e
OP=40%.
Para avaliar a melhora no processo e na qualidade do gás de síntese são
mostrados, o poder calorífico e a eficiência do equipamento, na Fig. 70.
0
5
10
15
20
25
30
21 26 31 36 41
[i]
[%]
OP [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
124
Figura 70. Poder calorífico e eficiência do equipamento para OP = 21%, OP =
30%, OP = 35% e OP = 40%.
O aumento da eficiência do equipamento e do poder calorífico do gás de síntese,
se comparados os resultados de OP=21%, e 40%, é de 2,41% e 43,3%,
respectivamente.
As Figs. 71-73 mostram os perfis de temperatura no leito para todos os valores
de OP enriquecidos considerados. Em geral, e considerando RE= 25% para todas as
simulações, os resultados mostram que a temperatura média mantém-se constante
para todos os casos.
Figura 71. Perfis de temperatura no leito para OP=30% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
0
10
20
30
40
50
60
70
80
21 23 25 27 29 31 33 35 37 39
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
OP [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
125
Figura 72. Perfis de temperatura no leito para OP=35% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
Figura 73. Perfis de temperatura no leito para OP=40% e 1000 g/h de bagaço de
cana..
A Tab. 31 mostra os valores da temperatura média no leito, incluído o valor para
OP=21% que corresponde ao ar. Os resultados mostram que há um pequeno
126
incremento na temperatura do leito na medida em que o parâmetro OP aumenta,
devido a um incremento nas reações de oxidação, evidenciado no aumento de
espécies químicas tais como o CO2 e o H2O e ocasionado pela maior concentração de
reagente no agente gaseificador.
Tabela 31. Temperatura média do leito em relação a OP.
OP [%] Temperatura média [K]
21 939,68
30 967,10
35 977,69
40 985,20
Para este caso é possível concluir que aumentando a concentração de oxigênio
no ar consegue-se uma melhora significativa na qualidade do gás de síntese e nas
características operacionais do equipamento. Sua utilização, entretanto, deve ser
avaliada diante de outros fatores relacionados ao funcionamento do gaseificador, tais
como disponibilidade de O2 e custo de operação.
10.2.2 Caso 2.2
As frações molares de H2, H2O, CO, CO2 e CH4 são mostradas na Fig. 74 para
os valores de SBR mostrados na Seç. 9.3.2. O valor de OP usado em todas as
simulações é 40%.
Figura 74. Frações molares das principais espécies químicas para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.
0
5
10
15
20
25
30
35
22 42 62
[i]
[%]
SBR [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
127
Um gráfico comparativo da taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), é
mostrado na Fig. 75 para diferentes razões de vazão mássica de vapor de água e de
biomassa (SBR). No gráfico, pode-se observar que a ordem de grandeza da taxa de
reação para todos os valores de SBR é semelhante. Portanto, o aumento da
concentração de água e a diminuição do monóxido de carbono e do hidrogênio no gás
de síntese não podem ser explicados somente partindo do comportamento dessa
reação. Portanto, conclui-se que valores altos de SBR ocasionam que uma parte do
vapor de água injetado abandone o equipamento diluído com o gás de síntese
diminuindo eficiência do processo, pois o seu poder calorífico inferior diminui.
No entanto, a concentração de hidrogênio no gás de síntese, nos casos com
injeção de vapor de água, é maior que no caso em que somente ar é usado como
agente gaseificador, como esperado. Por exemplo, existe um incremento de 34,01%
na concentração de hidrogênio se comparados os resultados para o processo
desenvolvido com ar e o processo com OP=40% e SBR=22%. Para esse mesmo
caso, a concentração de hidrogênio aumenta em 4,10% se comparada com o caso em
que ar enriquecido com oxigênio com um valor de OP=40% é usado. Em geral, a
concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta, mas esse aumento é menor
na medida em que SBR aumenta e, por exemplo, para SBR=63, a concentração de
hidrogênio é menor que no caso em que OP=40%.
Figura 75. Taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), para os diferentes
valores de SBR.
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
3,50E-03
0,00 0,10 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70
r 6̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
SBR 22
SBR 36
SBR 43
SBR 63
128
Como visto na Fig. 75, a reação de deslocamento da água possui taxas elevadas
ao longo de um comprimento maior do equipamento na medida em que o valor de
SBR aumenta. Para o caso em que SBR=63% a taxa de reação é alta se comparada
com a dos outros valores de SBR. É possível concluir que quando o valor de SBR
aumenta, a taxa de reação se incrementa ocasionando que a reação de deslocamento
da água continue desenvolvendo-se acima do leito, em z = 0.6 m, o que explica a
diminuição de CO no gás de síntese.
Na Fig. 76 é mostrada a eficiência e o poder calorífico do gás de síntese para
todos os valores de SBR.
Figura 76. Poder calorífico e eficiência do equipamento para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.
O poder calorífico do gás de síntese é menor se comparado com aquele obtido
no processo com ar enriquecido com OP=40%. Quando comparado com o processo
usando somente ar como agente gaseificador, a eficiência do equipamento é menor,
mas o poder calorífico do gás é maior quando vapor é adicionado ao agente
gaseificador.
Pode-se concluir que quando vapor de água é misturado no agente gaseificador,
a concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta para valores de SBR entre
21% e 43%. Embora o gás tenha um poder calorífico menor que o obtido quando a
mistura de ar e oxigênio com OP=40% é usada, uma maior concentração de
hidrogênio faz com que o gás de síntese seja mais limpo quando usado como
combustível.
0
10
20
30
40
50
60
70
80
22 27 32 37 42 47 52 57 62
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
SBR [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
129
11 CONCLUSÕES E SUGESTÕES No presente capítulo são mostradas as conclusões extraídas da análise da
revisão e dos resultados obtidos nos estudos desenvolvidos no trabalho. Também são
feitas algumas sugestões para futuros trabalhos.
A gaseificação é um processo que permite aproveitar melhor a energia contida
em combustíveis sólidos, se comparada com processos como a combustão. O gás
gerado pode ser armazenado, transportado e utilizado em aplicações como, por
exemplo, motores e turbinas. O processo vem sendo estudado com o objetivo de
controlar as variáveis envolvidas e definir e otimizar as características do gás de
síntese. No entanto, muitos dos estudos desenvolvidos foram feitos em equipamentos
de escala laboratorial, o que faz com que ainda seja difícil o escalonamento para
equipamentos industriais.
Os modelos matemáticos permitem capturar o comportamento do processo de
gaseificação, ajudando a projetar equipamentos e otimizar as condições operacionais
dos processos. Porém, ainda é necessário desenvolver trabalhos experimentais que
permitam melhorar as hipóteses e as correlações envolvidas nos modelos
matemáticos.
Embora os modelos de fluidização estejam baseados em correlações
semiempíricas obtidas experimentalmente nas últimas cinco décadas e que permitem
uma grande simplificação na modelagem do processo de gaseificação, essas
correlações foram conseguidas em condições experimentais específicas que podem
ser diferentes daquelas que se têm dentro de um reator determinado. Portanto, é
importante ressaltar que a aplicação dessas correlações afeta o grau de precisão dos
modelos de fluidização.
De todos os tipos de modelos de devolatilização desenvolvidos até hoje,
somente os modelos estruturais permitem determinar a distribuição e quantidade das
espécies químicas produzidas durante essa etapa do processo de gaseificação. No
entanto, é necessário avançar mais no desenvolvimento e implementação de modelos
estruturais para biomassa.
Apesar das simplificações introduzidas no modelo matemático dos balanços de
massa, espécies e energia, o nível de acoplamento e não linearidade do sistema de
equações diferenciais faz com que a sua solução seja complexa e dependa da
adequada definição das condições de contorno dos gases e dos sólidos, assim como
das características do equipamento. Portanto, é importante conhecer com a maior
precisão possível os dados de entrada do processo.
130
O programa CeSFaMB™ permite simular rapidamente, entre outros, processos
de gaseificação em reatores de leito fluidizado. O tempo médio transcorrido para o
desenvolvimento de uma simulação é de 30 minutos. Os dados de entrada
necessários pedidos pelo programa incluem parâmetros de convergência numérica,
características do equipamento e características dos gases e sólidos envolvidos no
processo. No entanto, nem sempre são conhecidos todos os dados pedidos pelo
programa relacionados com o equipamento, os gases e os sólidos e, portanto, devem
adotar-se valores encontrados na literatura ou em exemplos do programa que tenham
condições similares àquelas do processo a ser simulado. Este procedimento pode
afetar a qualidade dos resultados obtidos nas simulações.
A convergência da solução dos balanços de massa, espécies e energia no
equipamento depende da correta definição dos dados de entrada relacionados com a
convergência numérica. Alguns valores desses parâmetros definidos como padrão no
programa permitem, para alguns casos, uma convergência mais rápida, mas afetam a
precisão nos resultados e, inclusive, podem gerar instabilidade numérica, impedindo a
convergência do sistema. Portanto, é recomendável definir os valores para os
parâmetros de convergência que permitam uma maior estabilidade na solução do
sistema e melhorem a precisão dos resultados, mesmo que não sejam os valores
padrão recomendados no programa.
Em um processo de gaseificação usando ar como agente gaseificador, o poder
calorífico do gás de síntese e a eficiência do equipamento aumentam na medida em
que a razão estequiométrica diminui. Esses aumentos são devidos a uma maior
concentração de gases combustíveis, como hidrogênio e monóxido de carbono, no
gás produzido, já que as taxas das reações de oxidação decrescem quando a razão
estequiométrica diminui.
A temperatura média do leito aumenta quando a razão estequiométrica aumenta.
Quando a vazão mássica de bagaço de cana alimentada dentro do reator
diminui, a temperatura média do leito cai. Vazões mássicas baixas fazem com que a
temperatura do leito não seja suficiente para sustentar os fenômenos de
transformação do processo de gaseificação como, por exemplo, a pirólise. Portanto, é
recomendável operar o equipamento com taxas de alimentação de bagaço de cana
altas o suficiente para evitar problemas operacionais. Segundo os resultados obtidos a
vazão mássica de bagaço de cana mínima recomendável é igual a 600 g/h.
Para uma mesma razão estequiométrica e diferentes vazões mássicas de
bagaço de cana, o gás de síntese produzido tem um poder calorífico semelhante. A
eficiência do equipamento para cada caso também permanece, aproximadamente,
131
constante. No entanto, a razão entre o hidrogênio e o monóxido de carbono diminui na
medida em que a vazão mássica de bagaço de cana aumenta.
Quando ar enriquecido com oxigênio é usado como agente gaseificador,
aumentam a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás produzido sem um
aumento significativo na temperatura média do leito. O aumento desses parâmetros é
maior na medida em que a quantidade de oxigênio no agente gaseificador aumenta.
Esse comportamento é esperado já que usando ar enriquecido com oxigênio, a
quantidade de ar necessária para atingir uma razão estequiométrica é menor e,
portanto, a concentração de nitrogênio no gás de síntese diminui.
Adicionando pequenas quantidades de vapor de água na mistura ar-oxigênio é
possível aumentar a concentração de hidrogênio no gás de síntese produzido,
diminuindo um pouco a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de
síntese, se comparado com os resultados para misturas ar-oxigênio. O aumento da
concentração de hidrogênio é devido à reação de deslocamento da água. No entanto,
quando a concentração de vapor de água no agente gaseificador aumenta
significativamente, uma parte deste sai diluída no gás de síntese, o que afeta a
qualidade do gás levando, inclusive, a concentrações de hidrogênio abaixo daquelas
obtidas para misturas ar-oxigênio. Portanto, a utilização de misturas ar-oxigênio-vapor
de água está restrita a valores pequenos da razão entre o vapor de água e a
quantidade de biomassa entrando no reator.
Em trabalhos futuros devem ser desenvolvidos estudos experimentais na planta
piloto da PID Eng&Tech atendendo as recomendações e conclusões encontradas no
presente trabalho. Também podem ser desenvolvidos estudos computacionais
utilizando modelagens diferentes do processo de gaseificação a fim de comparar os
resultados entre modelos e com os estudos experimentais e, assim, estabelecer
possíveis melhorias no modelo de fluidização.
É importante desenvolver mais estudos experimentais que permitam atualizar as
correlações semiempíricas utilizadas no modelo de fluidização, a fim de que se
ajustem com as condições operacionais e características do combustível sólido
encontradas no processo de gaseificação. Também é importante o desenvolvimento
de estudos experimentais relacionados com a pirólise do bagaço de cana utilizado no
processo com o objetivo de medir os parâmetros da cinética química e, se for
necessário, ajustar esses valores nas simulações para, assim, melhorar os resultados.
132
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