Petróleo & Energia: Otimização do dimensionamento de reatores dos processos descontínuo e contínuo de produção de bioetanol

Texto: Bruno C. S. LeaL, Renato P. FranCo, Adinéia F. de Souza, GuStavo B. DiaS, Suzana M. Ratusznei e JoSé A. D. RodriGueS *

*Centro Universitário do Instituto Mauá de Tecnologia, Praça Mauá 1, CEP 09580-900, São Caetano do Sul, SP ([email protected]).

Este trabalho desenvolveu, sob condições operacionais tipicamente encontradas na indústria, a comparação de dois tipos de processo para a produção de bioetanol: fermentação descontínua (batelada alimentada seguida de batelada) e fermentação contínua. A metodologia constou do dimensionamento dos reatores para se obter o menor volume reacional possível para uma produção fixada em 600 m³/dia de bioetanol hidratado (92,5º INPM). Para o sistema descontínuo, o critério de projeto foi o número mínimo de reatores e a minimização dos volumes reacionais. Para o sistema contínuo, os critérios de projeto foram: (i) volumes iguais; (ii) condição de produtividade máxima seguida de volume mínimo; (iii) condição de volume mínimo e (iv) adaptação de uma planta operando de modo descontínuo para o modo contínuo. Os resultados mostraram que a fermentação contínua requer menores volumes reacionais (4 reatores em série, totalizando um volume de 1845 m³), cerca de 60% do necessário para a fermentação descontínua (5 reatores de volumes iguais operando em paralelo, totalizando um volume de 2650 m³). A análise prática das concentrações obtidas nos reatores contínuos mostrou que uma implantação mais viável, com concentração final de substrato inferior a 1,0 g/L considera 3 reatores em série, totalizando 1537 m³. Nesse contexto, o processo contínuo apresenta vantagens na sua implantação e na adaptação de processos descontínuos existentes, apesar de a fermentação descontínua ser a mais utilizada no Brasil.

INTRODUÇÃO

O Brasil atualmente é o segundo maior produtor mundial de bioetanol (Unica, 2014) e a busca pelo aumento da produtividade e rendimento requer a comparação entre o processo descontínuo e o contínuo. Porém, ainda não há consenso, pois, apesar de mais de 90% das indústrias alcooleiras utilizarem o processo descontínuo (Amorim, 2005), alguns trabalhos defendem os processos contínuos, com a justificativa de que as possibilidades de melhoria foram pouco estudadas (Andrietta, 1994).

Nesse contexto, este trabalho teve como objetivo principal comparar o dimensionamento dos dois processos de produção de bioetanol pela fermentação do caldo da cana de açúcar, definidos em função do modo de operação: o processo descontínuo e o contínuo. As premissas utilizadas foram o modelo cinético, a produção diária de bioetanol hidratado e a conversão de substrato. Assim, foram analisados diferentes aspectos de projeto dos volumes e número de reatores referentes a critérios de otimização da produtividade para os dois modos de operação.

METODOLOGIA

O estudo de caso realizado consistiu do dimensionamento de fermentadores (de uma planta de médio porte, considerando as indústrias instaladas no Brasil) destinados a atender uma destilaria com capacidade de produção total de 600 m³/dia de bioetanol hidratado com 92,5º INPM.

Modelo cinético para as fermentações descontínua e contínua

O modelo cinético adotado foi o proposto por Tosetto (2002) (Equação1), que admite a inibição da velocidade de crescimento celular pelo substrato e pela toxidade do etanol formado durante o processo. A relação entre a velocidade específica µ e as velocidades de crescimento celular µX, de consumo de substrato µS e de formação de produto µP são mostradas nas Equações (4), (5) e (6). As relações que determinam o valor da velocidade específica máxima de crescimento µmax e a concentração máxima de produto CPmax são mostradas nas equações (2) e (3).

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Nelas, µ é velocidade específica de crescimento; µmax é a velocidade específica máxima de crescimento; KS (21,0 g-S/L), KI (15,5 g-S/L) e YN (0,7) são constantes cinéticas; CS é concentração de substrato; CP a concentração de produto; CPmax é a concentração máxima de produto; YX/S (0,033 g X/g-S) é o fator células-substrato; YP/S (0,445 g-P/g-X) é o fator produto-substrato; ß é a produção não associada ao crescimento; kd é a constante de morte celular; mS é a constante de consumo de substrato para manutenção celular; K0 (895,6 g-P/L), A (4,5×1010 h-1) e a (-0,0676 °C-1) são as constantes relacionadas à temperatura T de reação (fixada em 32°C); E (1,54×104 cal/mol) é energia de ativação e R (1,987 cal/K mol) é constante dos gases. As constantes de morte, manutenção e formação de produto não associada ao crescimento podem ser desprezadas (Andrietta, 1994; Tosetto, 2002).Dimensionamento dos reatores para a fermentação descontínua

O número de reatores e os respectivos volumes necessários para a produção adotada foram calculados para a fermentação descontínua considerando os modos em batelada alimentada (alimentação do mosto ao reator com consumo de substrato e formação de células e produto) seguido de um período em batelada (consumo de substrato e formação de células e produto). O volume inicial V0 adotado foi de 1/3 do volume útil do reator (Andrietta, 1994). Os tempos adotados foram de 4 horas de alimentação (período em batelada alimentada tA) e 30 minutos sem alimentação (período em batelada tB). O tempo de limpeza de cada reator tL foi fixado em 30 minutos, assim como o tempo de enchimento do volume inicial com células tC. As concentrações de açúcares redutores totais no mosto, bioetanol presente na corrente de reciclo de células e a concentração de células na corrente de reciclo foram consideradas para serem compatíveis com as praticadas pela indústria: 200 g/L, 15 g/L e 90 g/L, respectivamente. A concentração de células na alimentação e a concentração inicial de substrato no reator foram admitidas nulas.

O volume e o número de reatores (em paralelo) considerados para o processo descontínuo foram calculados para se obter sempre um fluxo constante de fermentado ao se analisar o processo globalmente. Para isso foi necessário utilizar equações que relacionam as várias divisões de tempo adotadas nos estágios da alimentação, fermentação, descarga e manutenção com vazão desejada, encontrando-se assim o volume total necessário, bem como a quantidade de reatores. A operação descontínua é conduzida em regime transiente, sendo necessária a resolução do sistema de equações diferenciais no Software Excel pelo método de Euler com passo de integração de 0,001 h.

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Dimensionamento dos reatores para fermentação contínua

O número de reatores e os respectivos volumes necessários para a produção especificada foram calculados para a fermentação contínua admitindo-se uma configuração de reatores em série, com alimentação de mosto e de células apenas no primeiro reator e retirada de fermentado apenas no último reator. A razão entre as vazões de alimentação de substrato e reciclo de células é análoga à distribuição de volumes V e V0 do processo descontínuo. Foi admitida também a concentração final de substrato igual à obtida no processo descontínuo. As concentrações de alimentação são semelhantes às apresentadas no processo descontínuo, diferenciando-se pela adição de um misturador hipotético como recurso para viabilizar os cálculos, já que a alimentação de células e substrato, diferentemente do processo descontínuo, é feita simultaneamente.

Foram adotadas três condições de cálculo: (i) volumes reacionais iguais para todos os reatores, para se estimarem quantos reatores seriam necessários para alcançar a concentração de saída de substrato fixada; (ii) “produtividade máxima” calculando-se a concentração de substrato na saída do primeiro reator para maximizar a produtividade de produto, sendo os demais volumes dos reatores da série calculados objetivando volume mínimo, ou seja, determinaram-se as concentrações de substrato de saída desses que minimizassem os volumes dos reatores; (iii) “volumes mínimos”, determinando-se as concentrações de substrato na saída de cada reator para minimizar o volume reacional total do sistema. Tanto na condição (ii) quanto na condição (iii) o último reator da série é calculado pela concentração final adotada no processo.

Além dessas condições, realizou-se uma outra (iv) cuja estratégia foi converter o modo de operação descontínuo (configuração em paralelo) para o modo de operação contínuo (configuração em série) com as seguintes premissas: mesmas condições iniciais/alimentação e finais/saída das estratégias descontínua e contínua, utilizando-se o volume de reator obtido no dimensionamento do processo descontínuo. A operação contínua é conduzida em regime permanente, sendo necessária a resolução do sistema de equações algébricas pela ferramenta Solver do Software Excel.

RESULTADOS E DISCUSSÃO

Fermentação descontínua

Para as condições iniciais e tempos adotados, a concentração final de produto foi de 64,3 g/L; a concentração de substrato, de 0,024 g/L e a concentração de células, de 34,4 g/L. O perfil de concentrações de célula, substrato e produto em função do tempo permite notar que (i) a concentração de substrato permaneceu baixa e aproximadamente constante, fazendo com que o efeito inibitório não ocasionasse significativas perdas na formação de produto; (ii) a concentração celular tendeu a diminuir, resultado de uma velocidade de crescimento celular menor que a diluição causada pela alimentação e (iii) a velocidade de formação de bioetanol tende a diminuir com o tempo devido ao constante aumento da sua concentração, efeito da toxicidade dele e proximidade com o Cpmax, aumentando o termo relacionado à inibição por produto.

A otimização dos fermentadores para a produção adotada de 600 m³/dia de bioetanol hidratado resultou em 5 reatores de volumes iguais (530 m³) com volume reacional total de 2650 m³, operando em paralelo e ciclo total de 7,5 horas (30 minutos de enchimento com células sem reação, 4,5 horas de fermentação, 1,5 horas de descarga, 30 minutos de limpeza), além de 30 minutos de espera.

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Fermentação contínua

Sendo a concentração de substrato na saída do processo de fermentação contínua considerada igual à obtida no final do processo de fermentação descontínua (0,024 g/L), foi possível obter as concentrações de saída para células (27,4 g/L) e para produto (70,4 g/L) no regime estacionário.

Na condição de cálculo de reatores conectados em série com volumes iguais (condição i) admitindo diferentes números de reatores em série (de 1 até 5), observou-se que, a cada reator adicionado, o volume total diminuiu, havendo uma tendência à “estabilização” dessa diminuição. Assim, no aumento de 3 reatores (volume unitário de 928 m³) para 4 reatores (volume unitário de 647 m³), a diferença não ultrapassou 15%, valor estabelecido como critério de escolha. Portanto, foram definidos os sistemas com 3 ou 4 reatores conectados em série para a otimização do processo. Andrietta (1994) cita 4 reatores para o processo contínuo de fermentação.

Na condição de cálculo de reatores conectados em série com produtividade máxima no primeiro reator e volumes mínimos nos demais (condição ii), os resultados são mostrados na Tabela 1, sendo verificada para o arranjo de 4 reatores a maior distribuição dos volumes e produtividade do sistema, 60% maior que para o arranjo de 3 reatores, resultando num volume total menor. Quanto às concentrações, os reatores seguintes ao primeiro apresentaram diferenças de conversão de substrato, resultando num volume reacional 72% maior para o arranjo de 3 reatores.

Na condição de cálculo de reatores conectados em série com volumes mínimos (condição iii), os resultados são mostrados na Tabela 2, cuja comparação das condições (ii) e (iii) indica que a minimização dos volumes resultou em maior produtividade e volumes menores, verificando-se que a máxima produtividade no primeiro reator resultou numa concentração de substrato da saída ainda elevada para os demais reatores, decorrendo velocidades de formação de produto mais baixas (devido à inibição por bioetanol) e tempos de residência, e, em consequência, volumes maiores para se alcançar a concentração final especificada.

Na condição de cálculo de reatores conectados em série e volumes iguais ao sistema descontínuo (condição iv – adapatação de uma planta existente), ou seja, um arranjo de 5 reatores de 530 m³, os resultados são mostrados na Tabela 3, verificando-se que são necessários os 5 reatores para se obter a concentração de substrato desejada, mas o quinto reator não opera com volume pleno.

Ao analisar o volume reacional total, verificou-se que o processo contínuo necessita de 70% do volume do processo descontínuo para realizar a operação estabelecida. Essa diferença pode ser explicada pela velocidade de formação de produto que no processo contínuo é em média igual a 11,8 g-P/L h, enquanto o processo descontínuo opera com velocidade média de 8,4 g-P/L h.

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CONCLUSÕES

Considerando-se o projeto dos reatores operando em modos descontínuo e contínuo, conectados em paralelo e em série, respectivamente, além da concentração de saída de substrato menor que 1,0 g/L, observa-se que, na fermentação contínua para todas as condições simuladas, o terceiro reator da série já apresenta concentração de substrato inferior a 1,0 g/L. Do ponto de vista prático, a conversão de substrato no reator subsequente (reator 4) dificilmente justificaria o investimento necessário para a instalação. Os principais resultados obtidos foram:

– processo descontínuo: 5 reatores de 530 m³ (volume total de 2650 m3);

– processo contínuo na condição de produtividade máxima e volume mínimo: 3 reatores de 765, 420 e 380 m³ (volume total de 1565 m3);

– processo contínuo na condição de volumes iguais: 3 reatores de 647 m³ (volume total de 1941 m3);

– processo contínuo na condição de volume mínimo: 3 reatores de 897, 330 e 310 m³ (volume total de 1537 m3);

– processo descontínuo adaptado para contínuo: 3 reatores de 530 m³ (volume total de 1590 m3).
Dessa forma, foi possível verificar a vantagem da fermentação contínua em relação à descontínua, pois a redução do volume necessário para a condução do processo chega a 42% na condição de volume mínimo. Além disso, a redução do volume, no caso de uma adaptação do processo descontínuo para o processo contínuo, implica a possibilidade de se aumentar a produção de bioetanol pela ampliação da vazão de mosto alimentada no processo e mantendo o tempo de residência, pois os reatores não necessários nas condições estudadas poderiam ser utilizados.

5. REFERÊNCIAS

AMORIM, H.V.D. (2005) Fermentação Alcoólica: Ciência e Tecnologia. Piracicaba: Fermentec.

ANDRIETTA, S.R. (1994) Modelagem, Simulação e Controle de Fermentação Alcoólica Contínua em Escala Industrial. p. 178. Tese (Doutorado) – Engenharia Química, Universidade Estadual de Campinas, Campinas.

TOSETTO, G.M. (2002) Influência da Matéria-Prima no Comportamento Cinético de Levedura na Produção de Etanol. p. 83. Dissertação (Mestrado) – Engenharia Química, Universidade Estadual de Campinas, Campinas.

UNICA – União das Indústrias de Cana de Açúcar (2014) Disponivel em: <Http://Www.Unicadata.Com.Br/ Historico-De-Producao-E-Moagem.Php?Idmn=31&Tipohistorico=2>. Acesso em 20.11.2014.

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