8
PROCESSO DE PRODUÇÃO DE ETANOL DA CANA DE AÇÚCAR, CINÉTICA DE
FERMENTAÇÃO E DIMENSIONAMENTO DO FERMENTADOR
Felipe Macedo Castilho, [email protected]
Francisco de Assis Bertini
Moraes,[email protected]
RESUMO: Dentre os combustíveis mais utilizados atualmente temos
o Etanol, como forma alternativa ambiental, econômica e social, tem
como principal matéria-prima a cana-de-açúcar, sendo a principal
destilaria concentradas no estado de São Paulo. O presente trabalho
visou determinar a cinética química de fermentação do caldo de
cana-de-açúcar para a produção do etanol, a partir de dados
cinéticos de fermentação de destilaria do estado de São Paulo,
propiciando o dimensionamento de fermentadores para produção de
1000 ton./dia de etanol hidratado. A partir destes dados cinéticos
foi possível determinar o tempo de fermentação de 15 horas, sendo
necessário oito fermentadores de 100 m3 cada para suprir a produção
desejada.
Palavras Chaves: Etanol, fermentação, cinética química,
fermentador.
ABSTRACT: Among the most used fuels currently we have Ethanol,
as an alternative environmental, economic and social form, its main
raw material is sugarcane, being the main distilleries concentrated
in the state of São Paulo. The present work aims to determine the
chemical kinetics of fermentation of sugarcane juice for ethanol
production, based on distillery fermentation kinetic data from the
state of São Paulo, providing the sizing of fermenters for
production of 1000 tons. / day hydrous ethanol. From these kinetic
data it was possible to determine the fermentation time of 15
hours, requiring eight fermenters of 100 m3 each to supply the
desired production
KEY WORDS: Ethanol, fermentation, chemical kinetics,
fermenter.
1.INTRODUÇÃ
Atualmente existem cerca de 400 destilarias de etanol no Brasil,
a maioria concentrada no estado de São Paulo. As melhores
destilarias produzem em torno de 80 litros de etanol para cada
tonelada de cana processada.
Conforme pesquisa realizada sobre demanda de mercado, abaixo na
Figura 1 são disponibilizadas informações referentes à oferta de
etanol hidratado e anidro de acordo com dados recolhidos entre os
anos 2000 até estimativa para o ano de 2025 (2).
Figura 1: Oferta de Etanol Total (Período: 2000 até 2025)
Fonte: CONAB (2016), EPE, MAPA (2016)
Neste cenário, as projeções de crescimento médio anual indicam
um aumento anual da demanda de etanol da ordem de 3.000 a 4.000
m³/dia para os próximos anos, o que permite a instalação de plantas
de grande porte, ou seja, da ordem de 1000 a 2000 m³/dia,
dependendo das limitações em terras, plantações de cana-de-açúcar,
logística, etc.
Sendo assim, neste cenário de constante inovação no processo
químico para aumento de produtividade, o objetivo deste trabalho
foi determinar a cinética de fermentação do caldo cana para a
produção de etanol, considerando dados cinéticos de fermentação de
destilarias em operação na região central do estado de São Paulo e
através das técnicas de projetos de reatores bateladas utilizadas
nos cursos de engenharia química, propiciar o dimensionamento de um
fermentador para a produção de 1000 ton. dia de etanol hidratado.
Com os resultados obtidos, os resultados foram compararados com os
fermentadores instalados nas destilarias propiciando uma análise
técnica-operacional e econômica dos resultados obtidos.
Esperou-se com este trabalho, contribuir como exemplo de
metodologia de dimensionamento básico de fermentadores, para
utilização industrial com confiabilidade necessária ao investimento
de capital. Desta forma, profissionais de projeto industrial,
operação de processos químicos e da área acadêmica, podem utilizar
como exemplo de estudo de caso.
2.DESCRIÇÃO DO PROCESSO DE PRODUÇÃO DE ÁLCOOL
A Figura 2, abaixo ilustra o fluxograma geral de fabricação de
álcool, onde após a colheita da cana-de-açúcar, ocorre o transporte
da cana-de-açúcar até a área industrial:
Figura 2 – Etapas do processo de fabricação de etanol de cana de
açúcarFonte: Shreve, 2012
A cana-de-açúcar é descarregada, passando pelo picador e
desfibrador, e transportada para moagem, onde se inicia o processo
de fabricação de etanol, de energia elétrica e do açúcar
A figura 3 demonstra seguintes etapas da fabricação do álcool
como o recebimento e lavagem, picagem:
.
Figura 3 – Recebimento, lavagem, picagem e desfibramento da cana
de açúcar
Fonte: Mundo da Cana, 2016
A cana-de-açúcar é preparada para a extração do caldo, por meio
da moenda ou difusor. No final dessa fase o caldo é separado do
bagaço.
Figura 4 – Esquema e fotos do processo de moagem da cana de
açúcar
Fonte: Mundo da Cana, 2016
O bagaço é queimado nas caldeiras para gerar o vapor. Este vapor
de alta pressão é enviado às turbinas dos geradores de
eletricidade, transformando grande parte da energia térmica em
energia elétrica. Cerca de 35% de energia elétrica gerada é
utilizada na unidade para a fabricação de açúcar e etanol e 65% é
destinada para a iluminação de residências, cidades ou indústrias
de diversos segmentos.
O caldo que sai do processo de extração passa por um tratamento
para remover as impurezas minerais. São utilizados aquecedores,
decantadores, turbo filtros e filtros para clarificar o caldo,
deixando-o preparado para o processo produtivo de etanol e açúcar.
O caldo clarificado entra em um evaporador para concentração do
caldo de aproximadamente 14 para 20 Brix, evaporando grande parte
da água adicionada na moagem. Antes da fermentação é resfriado por
troca térmica com o caldo frio oriundo da moagem e em seguida
adicionado melaço e resfriado em trocadores de calor de placas com
água de fábrica até o caldo atingir uma temperatura de cerca de 30
C.
Figura 5 – Processo de tratamento do caldo na produção de
etanol
Fonte: Mundo da Cana, 2016
A fermentação é em sistema de batelada e utiliza o caldo tratado
das leveduras (fermento). A reação de transformação dos açúcares em
álcool e gás carbônico ocorre nos fermentadores, este é um processo
bioquímico realizado pelas leveduras. Após a fermentação, a
levedura é separada do vinho e recuperada por meio de um processo
de centrifugação. As leveduras recuperadas em pré-fermentadores são
tratadas e retornam ao processo fermentativo.
A fermentação ocorre em tanques denominados dornas de
fermentação onde o mosto é misturado com o fermento tratado /
pé-de- cuba na proporção de 2:1, respectivamente. Os açúcares
(sacarose, glicose e frutose) são transformados em álcool, pela
fermentação com os fungos Saccharomyces cerevisae, segundo a reação
abaixo:
Figura 6 – Processo de fermentação do caldo tratado para
produção de etanol
Fonte: Lopes, 2008
Após o processo de separação das leveduras do vinho, o vinho sem
leveduras e com teor alcoólico em torno de 10%, vai para os
aparelhos de destilação onde o álcool é separado, concentrado e
purificado até 96% para o etanol hidratado ou 99,6% para o etanol
anidro quando se utiliza processos de desidratação do etanol.
Figura 7 – Processo de destilação para produção de etanol
Fonte: Souza, 2013
Em seguida, o combustível é armazenado em grandes tanques
distintos, cuja capacidade pode alcançar 20 mil/m3 cada.
Figura 8 – Armazenagem de etanol
Fonte: Mundo da Cana, 2016
Ao lodo retirado do decantador é adicionado bagacilho para
ajudar na filtração do caldo filtrado. Portanto, esse filtrado de
açúcar deve ser recuperado e separado das impurezas na forma de
caldo filtrado. A torta extraída do filtro prensa deve ser
completamente coberta com lavagem contínua de água quente a 80
C.
3.CINÉTICA E DIMENSIONAMENTO DA FERMENTAÇÃO
Na fermentação de um substrato (S) do tipo ART (sacarose, açúcar
redutores totais), por um determinado micro-organismo (X) como a
Saccharomyces cerevisae, tem-se como produtos da reação de
fermentação o álcool etílico (P), o glicerol (G) e ácidos
orgânicos, além da massa de proteína gerada pela reprodução dos
microrganismos.
Figura 9 – Formação de produtos da fermentação alcoólica
Fonte: AMORIM; BASSO; ALVES, 1996
Sendo: S: Concentração de Substrato, X: Concentração de
Micro-organismos (celular), P: Concentração de Produto Objetivo
(álcool etílico), G: Concentração de Produto Secundário
(glicerol)
3.1. Cinética Bioquímica Fermentativa
Dados cinéticos são obtidos em laboratório, a fim de fornecer a
taxa de consumo de substrato (rS= dS/dt), reprodução de
microrganismo (rX = dX/dt), formação do álcool etílico (rP = dP/dt)
e glicerol (rG = dG/dt).
Figura 10 – Variação dos parâmetros de fermentação
Fonte: Autor, 2019
Podemos definir também as velocidades específicas de
transformação como a taxa de crescimento ou formação pela massa
correspondente no biorreator:
A velocidade específica pode ser representada por diversos
modelos elaborados e estudados nos últimos 100 anos, sendo o mais
simples e amplamente conhecido por ser o percursor de diversos
outros, o modelo de Monod:
Figura 11 – Variação da velocidade específica em função da
concentração de substrato
Fonte: Autor, 2019
O significado de Ks pode ser deduzido fazendo S = Ks na equação
de MONOD resultado em que Ux = Um/2, ou seja, Ks representa a
concentração S onde a velocidade específica é metade do seu valor
máximo, ou a afinidade do microrganismo com o nutriente
Além do modelo de Monod, existem outros que merecem ser
mencionados, apesar de não considerarem o efeito de inibição, fator
de influência já extensamente estudado e comprovado na cinética da
fermentação.
Principalmente na utilização de um biorreator descontínuo, onde
há um crescente acúmulo de metabólitos que acabam interferindo
desfavoravelmente sobre o metabolismo e crescimento, ocorre o que
chamam de inibição do crescimento celular. O problema poderia ser
atenuado se fosse, por exemplo, utilizado um valor inicial
relativamente baixo da concentração do substrato (S) e que assim
resultasse em baixas concentrações de produtos inibidores. No
entanto, trata-se de uma alternativa inviável industrialmente.
O efeito dos substratos se manifestar quando um valor alto da
concentração inicial S pode, ao invés de aproximar μx de μm,
provocar um efeito contrário, ocasionando uma inibição no
crescimento celular.
Este fenômeno está ilustrado na figura abaixo, onde se pode
verificar que a expressão de MONOD somente se aplica para valores
relativamente baixos de S, menores ou iguais a Ks.
Acima deste, onde a inibição pelo substrato se manifesta, a
curva tende para μm até um certo valor de S, para depois se
afastar, a partir deste valor.
Figura 12 – Efeito de inibição na velocidade específica
Fonte: Autor, 2019
Com o objetivo de explicar essa redução na velocidade específica
de crescimento (μx), provocada pelos altos valores iniciais da
concentração de substrato (S), uma modificação na expressão de
MONOD, foi proposta:
Nessa nova expressão, que traduz o andamento da curva “Com
Inibição” no gráfico anterior, Ks é a constante de saturação já
definida na equação de MONOD.
KIs, por outro lado, é a constante de inibição pelo substrato
que se refere, como Ks, ao valor de S para o qual μx = μm/2, porém
para um valor de S que provoque inibição, sendo assim superior ao
correspondente S da equação de MONOD.
3.2. Métodos de Ajustes de Dados aos Modelos Cinéticos
Programas computacionais para ajustes dos dados obtidos em
laboratório aos modelos propostos são comumente utilizados e
avaliados conforme o nível de regressão atingido.
Três casos de ajustes de dados, referentes aos modelos de Monod
com e sem inibição, desenvolvidos e conhecidos por Michaelis onde
se correlaciona a velocidade específica de variação de biomassa
(µx) com a concentração de substrato (S), e outro pela aplicação de
regressão linear simples em sistemas linearizados.
Primeiramente, o modelo de Monod sem inibição, onde o ajuste é
linear:
Figura 13 – Ajuste linear para o modelo de Monod
Fonte: Autor, 2019
Portanto, tendo-se os valores experimentais de X, S, tempo,
calcula-se Rx e com estes valores é possível construir o gráfico
acima e achar os valores de Ks e Um.
E para o ajuste da equação de Monod com inibição, onde o ajuste
é quadrático:
Figura 14 – Curva ajustada para o modelo de Monod com
inibição
Fonte: Autor, 2019
Como já citado, uma outra forma de se obter a cinética da
biorreação é ajustar, por Regressão Linear ou Mínimos Quadrados, as
taxas de biorreação (ri) em função da concentração i , sendo i o
substrato (S) ou biomassa (X) ou produto (P), sendo que a grande
vantagem deste método de Ajuste por Mínimos Quadrados é que não é
necessário encontrar uma relação entre as taxas de biomassa (rx) e
taxa de substrato (-rs) ou taxa de produto (rp), para
posteriormente realizar o cálculo de integração da taxa e conversão
desejada para encontrar o tempo necessário de reação. Observar que
os dados devem se restringir a faixa de concentração utilizada.
Como exemplo, ilustram abaixo, os dados de S em função do tempo
de fermentação obtidos em laboratório e o cálculo de (rS), para
ajuste por mínimos quadrados da curva polinomial de 2ºgrau entre
(rS) e S:
Figura 15 – Ajuste polinomial de taxa de fermentação
Fonte: Autor, 2019
A partir da curva polinomial, é possível utilizá-la nos balanços
materiais com biorreação, para cálculo de vazões, tempo de
residência e volumes necessários dos biorreatores (-rS) = dS/dt =
f(S) ou (rP) = dP/t f(P).
3.3 Dimensionamento do Fermentador
Diversos tipos e variações de biorreatores para produção de
álcool podem ser considerados, tais como: Fermentação Descontínua,
Fermentação Semi contínua, Fermentação Descontínua Alimentada e
Fermentação Contínua.
Figura 16 – Fermentador por batelada
Fonte: Autor, 2019
Fermentação descontinua simples, onde o substrato (mosto) e
colocado no biorreator (dorna), Esterilizado e posteriormente
recebe o inócuo (microrganismo) requerido, ale de produtos suportes
para correção de PH (ácido), nutrientes, etc... Após a fermentação,
efetuada na temperatura adequada (35 a 37 C) conforme a cinética
fermentativa o processo é interrompido e o produto, subproduto e
resíduos são separados. A cada nova fermentação é necessário que
todas as etapas sejam repetidas.
Fazendo-se um balanço material no reator descontínuo, obtem:
Num sistema fechado, o volume é constante e, portanto, o tempo
de reação será:
Para um reagente A, usando a conversão (XS) como variável, em
sistemas líquidos ou em gases sem contração ou expansão de volume,
temos:
Este é o tempo necessário para atingir uma conversão final Xs,
conhecendo-se taxa de reação Rs.
Para projetar o reator batelada devemos considerar, além do
tempo de reação tr, o tempo de operação to, considerando-se a
parada, o descarregamento, a limpeza, a esterilização e o
recarregamento do reator. O tempo total será: t = tr + to
Conhecendo-se o tempo total por batelada (t) e a produção diária
desejada de produto, calcula-se a massa necessária de reagente (G)
em função da conversão (XS):
Calcula-se o número de bateladas (N) necessária para atingir a
produção diária(G) em ton/d e conhecendo-se também a densidade(ρ),
calcula-se o volume do reator (Vr):
Nr=24/t:no. Bateladas/d.reator
Gv= G/ρ:m³/d, produção volumétrica
Vr:m³/reator, volume de cada reator
Gr:m³/d. reator, produção volumétrica de cada reator
NR = Gv/Gr :no. de fermentadores de Vr m³ cada
Para calcular as dimensões do reator, normalmente utiliza-se de
relações entre altura e diâmetro, considerando um acréscimo de 20 a
30 % na altura útil.
Figura 17 – Dimensões do fermentador
Fonte: Autor, 2019
Figura 18 – Parametros do Fermentador
Fonte: Autor, 2019
4.METODOLOGIA
Para o desenvolvimento e determinação da cinética de fermentação
foram utilizados dados cinéticos obtidos com micro-organismos da
Usina de Álcool e Açúcar Barra Grande Ltda., que gentilmente
forneceu para que testes em laboratório fossem desenvolvidos com um
substrato constituído de caldo de cana e melaço, também fornecido
pela Usina Barra Grande.
Os dados cinéticos de fermentação alcoólica foram obtidos por
Juliano Toniato \ UNESP- Botucatu, Faculdade de ciências
agronômicas, em pesquisa realizada em agosto de 2013 e pode ser
encontrado em http://www.pg.fca.unesp.br/tese/pdfs/arq1040.pdf e os
dados de caracterização e cinética encontra-se tabelado a baixo ,
cuja a amostra foi obtida na usina Barra Grande
As características dos substratos utilizados são presentadas
abaixo:
Figura 19 – Caracteristica da cana de açucar
Fonte: Autors, 2019
Análise quimicas e físicas foram realizadas conforme Joslyn,
Methos Food, New york: academic press, 1970 845Pe Coopersucar :
amostragem e analise de cana de açucar São Paulo . Centro de
tecnologia Coopersucar 2001 80 P. Os testes em laboratório foram
desenvolvidos conforme Copersucar (2001), cujos resultados das
concentrações versus tempo, são apresentados nas tabelas e gráficos
abaixo
Figura 20- variância de fermentação com o tempo Tabela 1 – Dados
cinéticos de fermentação
Fonte: Autor, 2019 Fonte: Tounolli, 2011
A partir dos dados de laboratório e utilizando os conceitos
discutidos no ítem-3, foi elaborar e desenvolver os cálculos para
determinação do melhor modelo da cinética da reação de fermentação
da sacarose para álcool. O objetivo é o de propiciar o entendimento
da velocidade da reação e determinar o tempo necessário para uma
determinada conversão da sacarose em álcool. A partir destes dados,
propiciar o dimensionamento do fermentador para a condição
pré-estabelecida de conversão.
Como já comentado, a importância do conhecimento da cinética da
fermentação envolve toda a faixa de qualidade do caldo de cana a
ser consumido para a produção industrial do álcool e permite o
adequado projeto do fermentador em termos dimensionais (altura e
diâmetro), agitação, a fim de obter o máximo rendimento. Também
deve permitir que a fermentação por partes seja possível na faixa
de 30 a 50% de retirada de vinho e adição correspondente de caldo
de cana a fermentar para cada batelada de produção. Sendo assim, o
cálculo do volume necessário para a fermentação alcoólica deve
considerar somente 30% do volume necessário total, dada a retirada
por partes.
5. RESULTADOS E DISCUSSAO
A partir dos dados de laboratório, foram calculadas as taxas
instantâneas de reação e as velocidades específicas, conforme
tabela e gráficos abaixo. Vale comentar que os dados obtidos
obedecem ä forma da curva em relação ao modelo de Monod com
inibição
Tabela 2 – Taxa de velocidade especificas de fermentação
Fonte: Autor, 2019
Figura 21 – Variáveis de fermentação em laboratório
Fonte: Autor, 2019
Também dados de rendimento, a qual relacionam as taxas de
biorreação de biomassa em relação ao substrato e em relação ao
produto e do produto em relação ao substrato e em relação a
biomassa:
Tabela 3- Rendimento da fermentação Figura 22 – Rendimentos da
fermentação
Fonte: Autor, 2019 Fonte: Autor, 2019
Como observam pelo gráfico acima, a taxa instantânea de variação
na concentração de biomassa pela taxa de variação de substrato
(Rendimento – YX/S) pode ser correlacionada com a concentração de
substrato, cuja correlação matemática encontrada por mínimos
quadrados e indicada pela curva pontilhada no gráfico, ser útil
para expressar a taxa de conversão de substrato somente em função
da concentração de substrato, conforme equação abaixo :
YX/S = rX/rS = 1,08 x 10^-9 x S^5 – 30,19 x 10^-8 x S^4 + 303,72
x 10^-7 x S^3 – - 1353,63 x 10^-6 x S^2 – 2821^,55 x 10^-5 x S –
2188,53 x 10^-4 queda
Este gráfico ilustra a ocorrência do efeito de inibição pelo
substrato na cinética de fermentação, face à redução da taxa de
variação de biomassa em relação a taxa de substrato.
5.1- Cálculo da determinação da cinética de fermentação do caldo
de cana
O próximo passo é decidir por qual modelo utilizar, cuja escolha
dependerá muito da análise dos gráficos apresentados e da
disponibilidade de ferramentas computacionais para ajuste de dados
laboratoriais aos modelos de interesse do engenheiro responsável
pelo projeto. Abaixo os ajustes realizados para os modelos de Monod
sem e com inibição e por regressão linear ajustada a um polinômio
de 2º Grau:
Figura 23- Ajuste dos dados reais, comparado com os modelos da
literatura
Fonte: Autor, 2019
Neste caso específico, utilizaremos o Ajuste por Regressão
Linear ou Mínimos Quadrados para um polinômio de 3ºgrau, face à
baixa correlação dos dados reais aos modelos de Monod sem e com
inibição.
Como já mostrado anteriormente, abaixo os resultados encontrados
para a equação da taxa de variação de substrato com a concentração
de substrato, a ser utilizada no balanço material nas equações de
projeto:
Figura 24 – Ajuste do modelo por regressão linear
Fonte: Autor, 2019
Observa-se pela correlação abaixo, que a produção de etanol é
diretamente proporcional ä concentração de substrato, portanto,
quanto maior a conversão de substrato (Xs), maior a produção de
etanol:
Figura 25 – Ajuste da concentração do etanol
Fonte: Autor, 2019
Considerando que a conversão desejada seja a máxima possível (Xs
máx.) e que a concentração de substrato ao da reação pode ser
expressa como S = So. (1 – Xs), a equação da taxa de variação de
substrato
como:rs=[0,00009588.So^3.(1-Xs)³-0,002289.So^2.(1-Xs)²+1,6088.So.(1-Xs)–
21,8065
Sendo So =110,48 g/l, para o sistema estudado, na faixa de
concentração de substrato de 10 a 111 g/l, expressar a equação da
taxa (rs) em função da conversão (Xs).
5.2 – Determinação da capacidade diária de produção de
álcool
A produção desejada é de 1000 ton/dia de álcool hidratado.
Utilizando uma densidade de 800 kg/m3, obtemos uma capacidade
volumétrica de 1000/0,800 = 1250 m3/dia.
5.3 – Determinação do tempo necessário de fermentação
O tempo de residência foi calculado utilizando a equação de
balanço material, já discutida:
Ou seja,
Resolvendo a equação acima pelo método das diferenças finitas,
obtem:
Tabela 4 – Integração para determinação do tempo de
fermentação
Fonte: Autor, 2019
Baseando-se nos resultados da integração para toda a faixa de
conversão, obtem a produção de etanol em função do tempo de
residência:
Figura 26 – Determinação do tempo de fermentação
Fonte: Autor, 2019
Observa-se que para conversões acima de 90%, não ocorre aumento
na produção de etanol, sugerindo que o reator seja dimensionado
para obter-se um tempo de retenção para esta conversão de substrato
de 90%, e corresponde a cerca de 14 horas de tempo de fermentação.
Portanto, o tempo de operação to = 14 horas.
Necessita-se agora conhecer os tempos de limpeza, carregamento e
descarregamento, uma vez que consideram que o aquecimento,
esterilização e resfriamento do substrato será feita em outro
tanque, logo antes do carregamento.
O sistema de bombeamento e disponibilidade para limpeza permite
que o tempo de carregamento, limpeza e descarregamento seja
efetuado em 1,0 hora.
Desta forma o tempo total será: t (total) = 15 H
5.4 – Determinação do volume do reator de fermentação e sistema
de agitação
Como a produção de etanol desejada é de 1250 m3/dia, então:
N = 24/15 = 1,6 bateladas/dia fermentador
Produção Volumétrica = 1000/0,8 = 1250 m3/dia
Volume de cada Fermentador = 100 m3/batelada
Produção de cada reator = 1,6 bateladas/dia x 100 m3/batelada =
160 m3/dia
No. Fermentadores = 1250/160 = 8 fermentadores de 100 m³-útil
cada
O cálculo das dimensões dos tanques fermentadores e do sistema
de agitação é mostrado abaixo:
Figura 27 – Fermentador suas dimensões
Fonte: Autor, 2019
Considerando que Ht = 2 Dt, temos que o diâmetro e altura do
tanque serão:
· 100 = 3,1416 x Dt² x 2 x Dt / 4 100 = 3,1416 x Dt³ x 2 /4
· Dt³= (100 x4)/(3,1416 x 2) Dt = 4,0 m, HL = 8 m e Ht = 10
m
· O diâmetro do impelidor será 1/3 do diâmetro do tanque:
· Di = Dt/3 Di = 1,35 m
O número de impelidores é dado por >(HL-2Di)/Di e <
(HL-Di)/Di
· (8 –2,7)/1,3=4 e (8 – 1,35)/1,35 = 5, No. Impelidores = 4
(Turbina Rushton)
As dimensões dos impelidores seguirão as relações recomendadas
pela “International Standarts Organization” – ISO:
· Altura do impelidor em relação ao fundo: C = Di C = 1,35 m
· Largura da pá Rushton: Li = Di/4 Li = 0,35 m
· Altura da pá Rushton: W = Di/5 W = 0,30 m
· Distância entre as pás: Hi = 1,50 m
· Largura das chicanas: Lc = 0,10 Di Lc = 0,135m
Para cálculo da potência dispendida pelo agitador,
consideraremos 1,0 HP/m³, o que corresponde a uma forte agitação a
N = 100 rpm de rotação:
· Pag = 1,0 x 100 = 100 HP
· Pmotor = 100/0,90 = 110 HP
Abaixo um desenho em escala de dimensões do biorreator:
Figura 28 – Fermentador proposto ao projeto
Fonte: Autor, 2019
6. CONSIDERAÇOES FINAIS
O objetivo de apresentar o processo de produção de etanol da
cana de açúcar, assim como determinar a cinética de fermentação e
realizar o dimensionamento completo foi totalmente cumprido e
detalhado neste trabalho, propiciando mais um estudo de caso para
análise de profissionais de projeto industrial, operação de
processos químicos e da área acadêmica.
Os resultados obtidos são comparáveis a instalações industriais
em operação, principalmente no que tange ao tempo de acetificação
obtido de 15 horas, comparável a duas indústrias que apresentam
resultados entre 12 a 20 horas, dependendo da qualidade do calde
cana e micro-organismos utilizados, o que acaba por influenciar em
atingir conversões de cerca de 90 %.
As dimensões dos reatores seguiram normas internacionais e não
se verificou distorções consideráveis nas relações utilizadas para
o acetificador (altura e diâmetro) e para o impelidor, com
variações dentro de uma faixa de +/- 20 %.
Para finalizar, gostaría de comentar que este trabalho nos
trouxe a oportunidade de realizar o estudo de um processo com
dimensionamento do reator, o que foi de grande valia para nosso
aprendizado como projeto final de curso, pois praticam diversas
disciplinas do curso e observam que o auto aprendizado é
fundamental para o desenvolvimento profissional.
8. REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS
BATISTA, FABIO RODOLFO MIGUEL. Estudo do processo de destilação
alcoólica continua: simulação de plantas industriais de produção de
álcool hidratado, álcool neutro e cachaça. Universidade Estadual de
Campinas (UNICAMP) – Departamento de Engenharia de Alimentos, 2008.
Disponível em: <
http://repositorio.unicamp.br/bitstream/REPOSIP/254867/1/Batista_FabioRodolfoMiguel_M.pdf
>. Acesso em 01 de maio de 2019
Flavia C.C. Oliveira, Paulo A.Z. Suares e Wildson L.P. dos
Santos. Biodiesel: Possibilidades e Desafios, 2008. Disponível em .
Acesso em: 01 de abril de 2019.
Gerd Kohlhepp. Análise da Situação da Produção de Etanol e
Biodiesel no Brasil. Universidade de Tubingen – Alemanha, 2008.
Disponível em: . Acesso em 01 de abril de 2019.
Isaias Macedo. Situação Atual e Perspectivas do Etanol. UNICAMP
– Campinas SP, 2007. Disponível em: . Acesso em 01 agosto de
2019.
novaCana.com. Disponível em: . Acesso em 30 de julho de
2019.
novaCana.com. Disponível em: . Acesso em 30 de julho de
2019.
novaCana.com. Disponível em: . Acesso em 30 de julho 2019.
SHREVE R. N.; BRINK JR. J. A. Indústrias de Processos Químicos
-4ª edição, 2010. Acesso em 03 de maio de 2019.
SOUZA, B., ALVARES, J. Projeto de uma Coluna de Destilação
Didática. UNIFAL – Poços de Caldas MG, 2013.
Acesso em 03 de junho de 2019.
Concentração Etanol (P) x Concentração Substrato (S)
Concentração Etanol (P) versus Concentração Substrato (S)
107.8102.4495.2287.678.767.8955.5142.2231.423.4519.5518.518.218.10000000000000118.05180.242.134.517.4510.9815.0519.57999999999999824.3829.2532.4233.15999999999999733.5633.7633.8233.84000000000000333.85
Concentração Substrato , g/l
Conc. Etanol, g/l
Felipe Macedo Castilho é discente de graduação em Engenharia
Química (2019) pela Faculdade Municipal Professor Franco Montoro,
Mogi Guaçu, São Paulo. E-mail: [email protected]
Francisco Bertini possui graduação em Engenharia Química pela
UNICAMP 1983, Mestrado em Engenharia de Produção pela USP/UNIARA,
2011. Experiência de 33 anos como profissional em indústria
multinacional e nacional em engenharia de processos químicos,
projeto de indústria e gestão da produção
química. Professor(a) da Faculdade Municipal Professor Franco
Montoro, Mogi Guaçu, São Paulo.
E-mail: [email protected]
VELOCIDADES ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de
Crescimento Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade
Específica de Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX
dtVelocidade Específica de Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa :
rp= μ. PX dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade
Específica de Crescimento Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX
dtVelocidade Específica de Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa :
rs= μ. SX dtVelocidade Específica de Formação de Produto :μp= 1 .
dPTaxa : rp= μ. PX dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE
TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de Crescimento Microbiano :μx= 1
. dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade Específica de Consumo de
Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX dtVelocidade Específica de
Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa : rp= μ. PX dtVELOCIDADES
ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de Crescimento
Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade Específica de
Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX dtVelocidade
Específica de Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa : rp= μ. PX
dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de
Crescimento Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade
Específica de Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX
dtVelocidade Específica de Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa :
rp= μ. PX dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade
Específica de Crescimento Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX
dtVelocidade Específica de Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa :
rs= μ. SX dtVelocidade Específica de Formação de Produto :μp= 1 .
dPTaxa : rp= μ. PX dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE
TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de Crescimento Microbiano :μx= 1
. dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade Específica de Consumo de
Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX dtVelocidade Específica de
Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa : rp= μ. PX dtVELOCIDADES
ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de Crescimento
Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade Específica de
Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX dtVelocidade
Específica de Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa : rp= μ. PX
dtVELOCIDADES ESPECÍFICAS DE TRANSFORMAÇÃOVelocidade Específica de
Crescimento Microbiano :μx= 1 . dX Taxa : rx= μ. XX dtVelocidade
Específica de Consumo de Substrato :μs= 1 . -dSTaxa : rs= μ. SX
dtVelocidade Específica de Formação de Produto :μp= 1 . dPTaxa :
rp= μ. PX dt
μx= μm. SKs+ S
Além da equação de MONOD, existem outras equações e que merecem
ser citadas :Equação de Teissierμx= μm. ( 1 –exp(-S/Ks)Equação de
Moser μx= μm. SⁿKs+ SⁿEquação de Contoisμx= μm. SKs. X + S
μmμm/2μSKsKI,s(Ks. KI,s)⁰’⁵Sem InibiçãoCom Inibição
μx= μm. S . KI,sKs+ S KI,s+ S
rx= μx. X rx= μm. S . KI. X X = (KS+ S) . (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S)
rXμm. S . KI1 S² + (KS+KI) S + KS= S . XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+
KI)μm. KIa= 1μm KIc= KSμmS.XrXSEncontrando a curva ajustada por
regressão linear, podemos encontrar μm, KSe KIrx= μx. X rx= μm. S .
KI. X X = (KS+ S) . (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S) rXμm. S . KI1 S² +
(KS+KI) S + KS= S . XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+ KI)μm. KIa= 1μm KIc=
KSμmS.XrXSEncontrando a curva ajustada por regressão linear,
podemos encontrar μm, KSe KIrx= μx. X rx= μm. S . KI. X X = (KS+ S)
. (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S) rXμm. S . KI1 S² + (KS+KI) S + KS= S .
XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+ KI)μm. KIa= 1μm KIc= KSμmS.XrXSEncontrando
a curva ajustada por regressão linear, podemos encontrar μm, KSe
KIrx= μx. X rx= μm. S . KI. X X = (KS+ S) . (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S)
rXμm. S . KI1 S² + (KS+KI) S + KS= S . XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+
KI)μm. KIa= 1μm KIc= KSμmS.XrXSEncontrando a curva ajustada por
regressão linear, podemos encontrar μm, KSe KIrx= μx. X rx= μm. S .
KI. X X = (KS+ S) . (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S) rXμm. S . KI1 S² +
(KS+KI) S + KS= S . XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+ KI)μm. KIa= 1μm KIc=
KSμmS.XrXSEncontrando a curva ajustada por regressão linear,
podemos encontrar μm, KSe KIrx= μx. X rx= μm. S . KI. X X = (KS+ S)
. (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S) rXμm. S . KI1 S² + (KS+KI) S + KS= S .
XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+ KI)μm. KIa= 1μm KIc= KSμmS.XrXSEncontrando
a curva ajustada por regressão linear, podemos encontrar μm, KSe
KIrx= μx. X rx= μm. S . KI. X X = (KS+ S) . (KI+ S)(Ks+ S) (KI+ S)
rXμm. S . KI1 S² + (KS+KI) S + KS= S . XµmKI µm. KIµm rXb= (KS+
KI)μm. KIa= 1μm KIc= KSμmS.XrXSEncontrando a curva ajustada por
regressão linear, podemos encontrar μm, KSe KI
rSSDados ReaisPolinômio 2º. Grauajustado aos dadosrS= a S² + b S
+ cR² : Coef. de CorrelaçãoINTERVALO DE VALIDADE DA EQUAÇÃO
∫ rjdV = dnjdtFjo-Fj+ ∫ rjdV = dnjdt0 0
00,0050,010,0150,020,0250,030100200300400500600700Velocidades
Específica Biomassa, µxConc. Substrato (S) , g/lResultados dos
ajustes de dados aos modelosµxversusSDados ReaisAjustepor Regressão
Polinomial (2o.grau)
tSrsP
hg/lg/l.hg/l
0110,480
1105,1205,360
298,8306,290
391,4107,420
483,1508,260
573,2959,855
661,70011,595
748,86512,835
836,81012,055
927,4259,385
1021,5005,925
1119,0252,475
1218,3500,675
1318,1500,200
1418,0750,075
1518,0250,050
rs = 0,00009588 . S3-0,02289305 . S2+ 1,60877516 . S
-21,80653699R² = 0,99Válido no intervalo de 18 a 110 g/l de
concentração de
substrato0,00002,00004,00006,00008,000010,000012,000014,000016,000018,000020,0000020406080100120Velocidade
de bioreação -1/l.hConcentração Substrato -g/lTaxa Bioreação
Substrato (rS) x Concentração Substrato (S)
S= So(1-XA)t =
So∫dXS(-rS)0XSEsteéotemponecessárioparaatingirumaconversãofinalXS,conhecendo-seataxadereaçãorS.
t=110,48ʃdXs[0,00009588.(110,48³).(1-Xs)³-0,002289.(110,48²).(1-Xs)²+1,6088.(110,48).(1-Xs)–21,8065]0Xs
Geralmente cilíndricos. São construídos em dimensões padrão
publicadas pela “InternationalStandards Organizatione
BritishStandards Institution”. As principais dimensões são :Esquema
de tanque agitado por turbinas de pás planas, com indicação de
dimensões importantes na transmissão de potência ao líquido
:-Máxima Potência com mais de um impelidor: Di < Hi< 2
Di-Número de Impelidorespara máx. transferência de potência
:Reatores do tipo STR (cilíndrico) : Relação H/D 2/1 ou 3/1HL-Di
> No.Impelidores> HL–2DiDiDiHi
Geralmente cilíndricos. São construídos em dimensões padrão
publicadas pela “InternationalStandards Organizatione
BritishStandards Institution”. As principais dimensões são :Esquema
de tanque agitado por turbinas de pás planas, com indicação de
dimensões importantes na transmissão de potência ao líquido
:-Máxima Potência com mais de um impelidor: Di < Hi< 2
Di-Número de Impelidorespara máx. transferência de potência
:Reatores do tipo STR (cilíndrico) : Relação H/D 2/1 ou 3/1HL-Di
> No.Impelidores> HL–2DiDiDiHiMotor110 HPredutor100 HP100
rpmGeralmente cilíndricos. São construídos em dimensões padrão
publicadas pela “InternationalStandards Organizatione
BritishStandards Institution”. As principais dimensões são :Esquema
de tanque agitado por turbinas de pás planas, com indicação de
dimensões importantes na transmissão de potência ao líquido
:-Máxima Potência com mais de um impelidor: Di < Hi< 2
Di-Número de Impelidorespara máx. transferência de potência
:Reatores do tipo STR (cilíndrico) : Relação H/D 2/1 ou 3/1HL-Di
> No.Impelidores> HL–2DiDiDiHi10 m8m4 m1,35 m1,50 m0,135
m1,35 m0,30 m0,35 m