UNIVERSIDADE DA REGIÃO DE JOINVILLE UNIVILLE MESTRADO EM ENGENHARIA DE PROCESSOS

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1 0 UNIVERSIDADE DA REGIÃO DE JOINVILLE UNIVILLE MESTRADO EM ENGENHARIA DE PROCESSOS SIMULAÇÃO DO PROCESSO DE PRODUÇÃO DE ETANOL A PARTIR DE RESÍDUOS DA BANANICULTURA PRISCILA KATERINE DE SOUZA Joinville SC 2015

2 1 PRISCILA KATERINE DE SOUZA SIMULAÇÃO DO PROCESSO DE PRODUÇÃO DE ETANOL A PARTIR DE RESÍDUOS DA BANANICULTURA Dissertação apresentada ao Curso de Mestrado em Engenharia de Processos da Universidade da Região de Joinville UNIVILLE como requisito final para obtenção do título de mestre em Engenharia de Processos. Orientadora: Prof a. Dr a. Cintia Marangoni Coorientador: Prof. Dr. Ozair Souza Joinville SC 2015

3 2 Catalogação na publicação pela Biblioteca Universitária da Univille S719s Souza, Priscila Katerine de Simulação do processo de produção de etanol a partir de resíduos da bananicultura/ Priscila Katerine de Souza; orientadora Dra. Cintia Marangoni, co-orientador Dr. Ozair Souza. Joinville: UNIVILLE, f. : il. ; 30 cm Dissertação (Mestrado em Engenharia dos Processos Universidade da Região de Joinville) 1. Energia da biomassa. 2. Biomassa. 3. Bioetanol. 4. Banana Cultivo Resíduos. I. Marangoni, Cintia (orient.). II. Souza, Ozair (coorient.). III. Título. CDD

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5 4 AGRADECIMENTOS Agradeço primeiramente a Deus, pois sei que sem Ele não chegaria até aqui. Por me dar sempre sabedoria e força na caminhada. A Nossa Senhora que, com toda certeza, intercedeu por mim e esteve ao meu lado em toda a minha trajetória. Agradeço imensamente a professora orientadora Cintia Marangoni, que tenho como exemplo de pessoa e profissional. Por toda a sua paciência, dedicação, ensinamentos, companheirismo e principalmente todo o incentivo que me fez seguir em frente. Ao professor coorientador Ozair Souza pelos conhecimentos transmitidos, orientações e todo auxílio prestado. Agradeço também a Universidade da Região de Joinville (UNIVILLE) pela concessão da bolsa de mestrado, ao Departamento do Mestrado em Engenharia de Processos e demais professores, pelo suporte e apoio durante a execução deste estudo. Aos professores componentes da banca pela disponibilidade de avaliar este trabalho. E claro, não poderia deixar de agradecer àquela que foi minha base e meu porto seguro em todos os momentos: a minha família. Aos meus pais, Sidnei e Vanderléia, que me apoiaram, rezaram sempre por mim, estiveram sempre ao meu lado, me deram força e consolo nas situações difíceis. Ao meu noivo Fernando, meu sincero agradecimento por toda paciência, encorajamento, e principalmente compreensão nos momentos em que foi necessária minha ausência para realização deste trabalho. Por ser um exemplo para mim de garra e coragem. Amo muito vocês.

6 5 É melhor tentar e falhar, que preocupar-se e ver a vida passar. É melhor tentar, ainda que em vão, que sentar-se, fazendo nada até o final. Eu prefiro na chuva caminhar, que em dias frios em casa me esconder. Prefiro ser feliz embora louco, que em conformidade viver. Martin Luther King

7 6 RESUMO O emprego de resíduos lignocelulósicos para produção de etanol já vem sendo avaliado, porém, estudos considerando o processo desde o resíduo até a recuperação do etanol são incipientes. Baseado nisto, empregou-se o software Aspen HYSYS para avaliar diferentes cenários no processo de obtenção do bioetanol a partir dos seguintes resíduos do cultivo de banana: fruto rejeitado, cascas e pseudocaule de bananeira. Foram simuladas as etapas de tratamento, concentração do caldo, fermentação, destilação e desidratação do etanol. Como primeiro objetivo, investigou-se o uso concomitante dos resíduos em diferentes proporções no caldo para a fermentação. Observou-se que ao reduzir a quantidade de pseudocaule na vazão de entrada, o consumo energético do processo se reduz na mesma proporção, sendo que a proposta mais atrativa consistiu no uso da mistura dos três resíduos na mesma razão em que são gerados na colheita da banana. A partir disto, avaliou-se o impacto de diferentes concentrações de açúcares no caldo na condição energética do processo e verificou-se a necessidade de operação com elevadas concentrações de açúcar (até 25% em massa) de forma a obter o teor de etanol no vinho recomendado na literatura (7-10%). Em seguida, investigouse uso dos resíduos integrados a um processo convencional. Os resultados demonstraram que, utilizando até 8% da corrente proveniente do resíduo no processo integrado, obteve-se o mesmo teor de açúcar no fermentador do processo convencional, porém, mesmo com a substituição da matéria-prima sendo um atrativo, observou-se a desvantagem de consumo energético maior em relação ao processo convencional. Por fim, extrapolou-se a simulação de escala laboratorial para a industrial de forma a indicar condições de operação e avaliar integralmente o processo utilizando resíduos da bananicultura. Assim, as simulações propostas nesse trabalho mostraram-se eficiente na obtenção de resultados que ainda não possuem literatura experimental, contribuindo com o desenvolvimento de novas matériasprimas para tal produção e aperfeiçoamento de processos.

8 7 ABSTRACT The use of lignocellulosic residues for ethanol production is already being evaluated, but studies considering the process from the residue to the recovery of ethanol are incipient. Based on this, it was used the Aspen HYSYS software to evaluate different scenarios in the process of obtaining bioethanol from the following of the banana cultivation waste: fruit rejected, peels and pseudostem. Were simulated stages of treatment, the broth concentration, fermentation, distillation and dehydration of ethanol. As a first objective, it was investigated the use concomitant of waste in different proportions in the broth for fermentation. It was observed that reducing the amount of the pseudo input flow, the energy consumption of the process is reduced in the same proportion, and the most attractive proposal consisted in the use of the three waste mixed at the same rate that are generated in cultivation banana. From this, it was evaluated the impact of different concentrations of sugars in the broth in the energetic condition of the process and was verified the necessity of operation with high sugar concentrations (up to 25% in mass) to obtain the ethanol content in wine recommended in the literature (7-10%). Then, it was investigated the use of waste integrated into a conventional process. The results showed that, using up to 8% of the waste stream from the integrated process was obtained the same sugar content in the fermentor of the conventional process, however, even with the substitution of the raw material being an attractive, it was observed the disadvantage of higher energy consumption than the conventional process. Finally, extrapolated to the simulation laboratory to industrial scale to indicate operating conditions and evaluate integrally the process using banana crop wastes. Thus, the simulations proposed in this study showed to be efficient in achieving results that do not yet have experimental literature, contributing to the development of new raw materials for such production and process improvement.

9 8 LISTA DE FIGURAS Figura 1 Estrutura das emissões de CO 2 por setor (em %) Figura 2 Rotas tecnológicas para a produção e etanol Figura 3 Produtividade média de etanol por área cultivada para diferentes culturas Figura 4 Cadeia de Bioenergia Figura 5 Frutas mais produzidas no mundo (mil t) em Figura 6 Produção de banana no ranking mundial Figura 7 Bananeira e suas partes Figura 8 Produção de banana no estado de Santa Catarina na safra de Figura 9 Estrutura da parede celular vegetal Figura 10 Fluxograma operacional simplificado para produção de bioetanol a partir de resíduos lignocelulósicos Figura 11 Modo de ação das celulases em um sistema enzimático cooperativo na degradação da celulose Figura 12 Configuração geral de uma coluna de destilação fracionada Figura 13 Esquema simplificado da configuração do processo de destilação empregado na indústria para produção de AEHC Figura 14 Etapas do processo de produção de etanol a partir de resíduos da banana Figura 15 Principais condições operacionais e observações das simulações Figura 16 Relação entre as simulações realizadas neste trabalho de acordo com cada etapa proposta (objetivo) Figura 17 Cálculos das vazões de entrada de cada etapa do processo de acordo com os volumes de trabalhos e tempos de residência Figura 18 Fluxograma dos processos de hidrólise ácida e neutralização simulados no software Aspen HYSYS Figura 19 Fluxograma dos processos de hidrólise enzimática e separação de sólidos simulados no software Aspen HYSYS Figura 20 Fluxograma dos processos de concentração do caldo e fermentação simulados no software Aspen HYSYS Figura 21 Fluxograma do processo de fermentação do fruto rejeitado simulado no software Aspen HYSYS Figura 22 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir da casca de banana simulado no software Aspen HYSYS

10 Figura 23 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule e fruto rejeitado intergrado simulado no software Aspen HYSYS Figura 24 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule e casca de banana integrada simulado no software Aspen HYSYS Figura 25 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule, casca e fruto rejeitado de banana simulado no software Aspen HYSYS Figura 26 Fluxograma do processo de concentração com evaporador em múltiplo efeito simulado no software Aspen HYSYS Figura 27 Fluxograma do processo de fermentação com reciclo de células simulado no software Aspen HYSYS Figura 28 Fluxograma do processo de destilação simulado no software Aspen HYSYS Figura 29 Fluxograma do processo de desidratação simulado no software Aspen HYSYS. 69 Figura 30 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Figura 31 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Figura 32 Comparativo das concentrações de etanol formado a partir das simulações com uso de: 100% pseudocaule, 100% casca, 100% fruto rejeitado, e os resíduos misturados na proporção de colheita Figura 33 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com 100% pseudocaule, 100% casca e mistura dos três resíduos (pseudocaule, fruto rejeitado e casca) nas proporções de colheita Figura 34 Comparação entre o requerimento energético para o tratamento dos resíduos pseudocaule e casca de banana Figura 35 Gráfico relacionando as diferentes frações de etanol no vinho com as vazões de etanol hidratado (AEHC) e anidro (AEAC) Figura 36 Gráfico relacionando a energia consumida no processo de destilação com diferentes teores de açúcar no caldo concentrado Figura 37 Gráfico relacionando a energia total consumida no processo com diferentes teores de açúcar no caldo concentrado Figura 38 Comparação do consumo energético do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial com dados da literatura

11 10 LISTA DE TABELAS Tabela 1 Composição química da casca, polpa e pseudocaule da bananeira Musa cavendischii Tabela 2 Composição química de biomassas lignocelulósicas (massa seca) com potencial para produção de etanol de segunda geração Tabela 3 Comparação entre os processos de hidrólise com ácido concentrado e diluído Tabela 4 Componentes hipotéticos sólidos e suas respectivas propriedades inseridas no simulador Tabela 5 Componentes hipotéticos líquidos e suas respectivas propriedades inseridas no simulador Tabela 6 Compostos presentes na base de dados utilizados na simulação Tabela 7 Frações mássicas dos componentes para a corrente de entrada de pseudocaule (substrato seco) Tabela 8 Frações mássicas (base úmida) dos componentes para a corrente de entrada fruto rejeitado (substrato úmido) Tabela 9 Frações mássicas (base úmida) dos componentes para a corrente de entrada de casca (substrato úmido) Tabela 10 Configurações e especificações do processo de destilação simulado Tabela 11 Configurações e especificações do processo simulado de destilação extrativa com MEG Tabela 12 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir do pseudocaule de bananeira Tabela 13 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir do fruto rejeitado de banana Tabela 14 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir da casca de banana Tabela 15 Concentrações de açúcar e etanol para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Tabela 16 Energia requerida e retirada em cada etapa para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Tabela 17 Concentrações de açúcar e etanol para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Tabela 18 Energia requerida e retirada em cada etapa para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções

12 Tabela 19 Concentrações de açúcar e etanol para a simulação com os três resíduos integrados Tabela 20 Energia requerida e retirada em cada etapa para a simulação com os três resíduos integrados Tabela 21 Comparação entre simulações com de diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado Tabela 22 Comparação entre simulações dos processos convencional, integrado e somente uso de resíduo Tabela 23 Comparação energética entre simulações dos processos convencional, integrado e somente uso de resíduo Tabela 24 Principais vazões do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando-se com dados da literatura Tabela 25 Principais vazões do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando com dados da literatura Tabela 26 Consumo energético por etapa do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial

13 12 LISTA DE QUADROS Quadro 1 Processos de pré-tratamento da biomassa para posterior hidrólise enzimática Quadro 2 Modelos termodinâmicos utilizados em estudos na literatura Quadro 3 Reações inseridas em casa etapa da simulação do processo produtivo do etanol. 51 Quadro 4 Vazões de entrada calculadas para cada etapa do processo produtivo de bioetanol a partir do pseudocaule da banana Quadro 5 Principais parâmetros da simulação do processo completo de produção de etanol com os três resíduos e dados da literatura Quadro 6 Comparação energética entre a simulação do processo com uso de resíduos da bananicultura e dados da literatura para as etapas de tratamento dos resíduos. 87 Quadro 7 Comparação energética entre a simulação do processo com uso de resíduos da bananicultura e dados da literatura para as etapas de destilação e desidratação Quadro 8 Comparação entre simulações com de diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado e dados da literatura Quadro 9 Principais parâmetros do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando-se com dados apresentados na literatura

14 13 SUMÁRIO INTRODUÇÃO OBJETIVOS Objetivo geral Objetivos específicos REVISÃO DA LITERATURA Combustíveis fósseis Biocombustíveis Etanol Matérias-primas para produção de etanol Etanol de segunda geração O uso de resíduos como matéria-prima para a produção de etanol 2G Cultura e resíduos da banana Estrutura dos materiais lignocelulósicos Etapas da produção do etanol de segunda geração a partir de resíduos lignocelulósicos Pré-tratamento Hidrólise ácida Hidrólise enzimática Hidrólise ácida e enzimática combinadas Fermentação Destilação Destilação extrativa Destilação azeotrópica Simulação de processos Simulador Aspen HYSYS METODOLOGIA O simulador Processo a ser simulado Modelo termodinâmico Componentes utilizados Reações... 50

15 3.6 Procedimento de simulação: vazões, composições e operações unitárias Simulação com pseudocaule de bananeira Hidrólise ácida e neutralização Hidrólise enzimática e separação de sólidos Concentração do caldo e fermentação Simulação com fruto rejeitado Simulação com casca de banana Simulação com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Simulação com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Simulação com integração dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Simulação completa do processo com a utilização dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Simulações com diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado Simulação com integração de resíduos da bananicultura em um processo convencional de produção de etanol Simulação do processo em escala industrial RESULTADOS E DISCUSSÃO Validação das simulações com pseudocaule, fruto rejeitado e casca Simulação do processo até a etapa de fermentação com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Simulação do processo até a etapa de fermentação com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Simulação do processo até a etapa de fermentação com integração dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Simulação completa do processo com a utilização dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Comparação energética entre o processo completo e dados da literatura Comparação entre diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado Comparação entre o processo convencional e integrado Extrapolação do processo para escala industrial CONCLUSÃO SUGESTÕES REFERÊNCIAS

16 15 INTRODUÇÃO Preocupações com a poluição ambiental estão aumentando nas últimas décadas, principalmente devido as emissão de gases causadores do efeito estufa, decorrentes da queima de combustíveis fósseis. O petróleo, gás natural e seus derivados representam 55% do consumo mundial de energia, porém, as suas reservas são finitas e a segurança de abastecimento é problemática para os países que os importam (NOGUEIRA, 2008). Isso leva cada vez mais governos, autoridades e meio científico a se concentrarem em fontes de energia renováveis (MEKHILEF et al., 2011). A biomassa é considerada uma das principais alternativas para a diversificação da matriz energética e a consequente redução da dependência dos combustíveis fósseis. É uma das fontes para produção de energia com maior potencial de crescimento nos próximos anos (ANEEL, 2005). Dentre os combustíveis produzidos utilizando biomassa se destaca o etanol. O seu elevado teor de oxigênio, possibilita a combustão mais limpa e o melhor desempenho dos motores, o que contribui para reduzir as emissões poluidoras, mesmo quando misturado à gasolina (MU et al, 2010). No Brasil, o etanol é produzido por processo de fermentação de glicose e frutose, obtidas a partir da sacarose presente na cana-de-açúcar. O emprego desta biomassa apresenta algumas vantagens em comparação a outras fontes de açúcar mundialmente utilizadas, como o milho nos Estados Unidos e a beterraba na Europa, e a sua utilização já está bem estabelecida. No entanto, questiona-se o uso de terras produtivas para tal finalidade ao invés do cultivo de produtos alimentícios. Por esse motivo, vêm-se procurando incessantemente rotas tecnológicas que permitam a produção de um biocombustível eficiente, tanto do ponto de vista ambiental quanto econômico (PEREIRA, 2011). Os resíduos, sejam agrícolas ou não, são gerados em todo o mundo, por isso são fontes propícias para obtenção de energia. Matérias-primas de grande potencial para a produção de etanol são os materiais lignocelulósicos, como palha de milho, palha de trigo, pequenos resíduos de grãos, palha de cevada, palha de aveia, palha de arroz, madeira, gramíneas e resíduos agroindustriais (NOGUEIRA, 2008; e BALAT et al., 2008). Dentre esses diferentes tipos de biomassa têm sido destacados os resíduos gerados na cultura da banana, tais como as cascas do fruto, o pseudocaule, as folhas e o engaço da bananeira (FEDERIZZI, 2008; TOCK et al., 2010; GABHANE et al., 2014). De acordo com o relatório do Centro de Socioeconomia e Planejamento Agrícola CEPA (2013), a banana

17 16 está na primeira posição no ranking mundial das frutas, com uma produção de 106,5 milhões de toneladas, sendo que o Brasil está entre os seis países de maior produção dessa cultura. Para cada tonelada de banana colhida, são gerados, aproximadamente, 4 t de resíduos lignocelulósicos e cerca de 100 kg do fruto são rejeitados (FERNANDES, 2012). Neste sentido, o Brasil apresenta elevado potencial tecnológico nesta área (FEDERIZZI, 2008). Simplificadamente, a obtenção de álcool combustível a partir da biomassa lignocelulósica é constituída de três partes: preparo do substrato, fermentação e destilação do fermentado. No preparo do substrato, a matéria-prima é tratada para serem obtidos os açúcares fermentescíveis (mediante o processo de hidrólise química ou enzimática) e essa etapa depende do tipo de matéria-prima utilizada. A fermentação é o processo pelo qual os açúcares serão transformados em álcool e gás carbônico pela ação de micro-organismos. Finalmente, na destilação, o etanol é separado do caldo de fermentação e purificado (MACHADO e ABREU, 2006). Diferente da produção a partir da cana-de-açúcar, o processo produtivo a partir de resíduos do cultivo de banana ainda não é completamente conhecido, sendo necessário avaliar a integração operacional e energética do processo. Neste sentido, a simulação do processo permite a avaliação de variáveis difíceis de serem obtidas experimentalmente, bem como a análise de etapas do processo sem a necessidade de interferir no mesmo. A utilização de modelos de processos químicos permite, com elevado grau de confiança, a análise de um processo químico, desde a sua concepção, passando pela fase de projeto até a análise de uma unidade operacional definida. Um dos objetivos de uma simulação de processos é encontrar as condições ideais para o processo em análise. Trata-se de uma ferramenta que permite a geração de cenários, a partir dos quais se pode: orientar o processo de tomada de decisão; proceder análises e avaliações de sistemas; e propor soluções para melhoria de desempenho. É importante ressaltar que o processo de produção de etanol a partir de resíduos lignocelulósicos já é avaliado no Brasil, porém principalmente com o bagaço da cana-deaçúcar como substrato (DIAS, 2008). No entanto, os estudos sobre resíduos lignocelulósicos ainda são recentes e relativamente escassos quando se trata da bananicultura. Com base nisto, este trabalho propõe a avaliação do processo de produção do bioetanol a partir dos resíduos da banana, a fim de investigar o mesmo através da ferramenta de simulação de processos, contribuindo, portanto, com o desenvolvimento de novas matérias-primas para tal produção.

18 17 1 OBJETIVOS 1.1 Objetivo geral Investigar o uso de resíduos da bananicultura na produção de etanol por meio de simulação utilizando o software Aspen HYSYS. 1.2 Objetivos específicos Os objetivos específicos são: (a) Determinar uma condição favorável à utilização da mistura de fruto rejeitado, casca e pseudocaule para a produção de etanol; (b) Representar o processo de produção do bioetanol no simulador, considerando-se todas as etapas de produção; (c) Investigar a influência da etapa de concentração de açúcares em relação à condição energética do processo e de recuperação do etanol; (d) Avaliar a contribuição do uso de resíduo da bananicultura como fonte de açúcar integrado a um processo convencional de produção de etanol; (e) Extrapolar o uso de resíduos para a produção de etanol da escala laboratorial para a industrial.

19 18 2 REVISÃO DA LITERATURA 2.1 Combustíveis fósseis A produção de energia no século XX foi dominada por combustíveis fósseis (carvão, petróleo e gás). Com a Revolução Industrial que se iniciou com o uso das máquinas a vapor no fim do século XVIII, a importância do carvão na oferta mundial de energia total, usado principalmente para aquecimento residencial, aumentou de 15% em 1850, para 50% ao final do século XIX. Em conjunto, o petróleo e gás natural também se tornaram dominantes (GOLDEMBERG, 2009). Atualmente, a matriz energética mundial ainda tem participação total de 80% de fontes de carbono fóssil, sendo 38,4% de petróleo, 26% de carvão mineral e 20,5% de gás natural (IEA, 2007). Porém, os combustíveis de origem fóssil são fontes não renováveis na natureza, se tornando um fator-chave nas discussões sobre as dimensões econômicas, sociais e ambientais do desenvolvimento sustentável (MIDILLI et al., 2006). A queima destes têm causado alguns dos principais problemas de saúde e bem-estar humano, devido a sua ampla utilização em vários setores industriais e não industriais. O uso contínuo para atender a maioria da demanda de energia do mundo está ameaçado, por aumento das concentrações de CO 2 na atmosfera e, por consequência, das preocupações com o aquecimento global (ISSO et al., 2010). A queima de combustíveis fósseis é responsável por 73% da produção de CO 2 e o setor dos transportes em conjunto com o setor industrial é um dos principais contribuintes para essas emissões (DEMIRBAS et al., 2004), conforme mostrado na Figura 1. A emissão de gases de efeito estufa torna-se, a cada dia, uma questão das mais relevantes diante da crescente preocupação mundial com as mudanças globais do clima, especialmente o aquecimento do planeta (COMPEÁN e POLENSKE, 2011). Além disso, a preocupação com a segurança do fornecimento de petróleo, e o aumento dos preços do mesmo, motiva as buscas por novos meios de produção de energia não só mais limpas, como também a partir de fontes renováveis (NYKO et al., 2010). Reduzindo a utilização de combustíveis fósseis, principalmente no setor de transportes onde a contribuição da geração de gases é maior, reduziria consideravelmente a quantidade de CO 2 produzida, bem como os níveis de poluentes (DEMIRBAS, 2006).

20 19 Figura 1 Estrutura das emissões de CO 2 por setor (em %). Fonte: MME, A necessidade urgente nesse sentido é desenvolver estratégias de energia para o futuro sustentável minimizando os impactos ambientais e sociais negativos. Grande parte do esforço atual para controlar essas emissões se concentra em tecnologias avançadas, principalmente para produção de combustíveis para o setor de transportes, que aumentem a eficiência de conversão ou utilização dessa energia (BALAT et al., 2008). Os biocombustíveis como o bioetanol e o biodiesel, têm sido reconhecidos como alternativa potencial (GOVINDASWAMY e VANE, 2007; FUJIMOTO et al., 2011). 2.2 Biocombustíveis Biocombustíveis referem-se a combustíveis líquidos e gasosos produzidos a partir de biomassa e utilizados no setor dos transportes (IEA, 2012). O termo biomassa compreende a matéria vegetal gerada pela fotossíntese e seus diversos produtos e subprodutos derivados, tais como florestas, culturas e resíduos agrícolas, dejetos animais e matéria orgânica, contida nos rejeitos industrial e urbano (IEA, 2007). É formada basicamente por carboidratos, lignina e proteínas (MORENO et al., 2013). Previsões indicam que até 2050, os biocombustíveis poderão fornecer 27% do total de combustível de transporte mundial, o que evitariam cerca de 2,1 gigatoneladas de emissões de

21 20 CO 2 por ano, quando produzidos de forma sustentável (IEA, 2011). O Brasil tem-se destacado por apresentar reduzidos índices de emissão comparativamente ao resto do mundo, e isto se deve, basicamente, ao elevado percentual de participação de fontes renováveis de energia na matriz energética brasileira, que, em 2005, foram responsáveis por 44,5% da oferta interna de energia no país (MME, 2007). Em comparação com a gasolina convencional, a redução líquida de emissões de gases provenientes da produção e uso desses biocombustíveis é estimada entre 70 e 90% (MAGNUSSON, 2005). 2.3 Etanol O etanol (álcool etílico, CH 3 -CH 2 -OH ou ETOH) é produzido a partir de qualquer matéria-prima biológica, que contenha quantidades apreciáveis de açúcares (tais como canade-açúcar, beterraba, batata-doce, milho, trigo e mandioca) ou materiais que possam ser convertidos em açúcares, como amidos ou celulose (NOGUEIRA, 2008; RODRIGUES, 2011). Normalmente, o processo se baseia na extração dos açúcares (por meio da moagem ou da difusão), que seguem para a fermentação (PORZIO et al., 2012). É altamente utilizado no setor de transportes uma vez que pode ser adicionado à gasolina trazendo diversas vantagens, como a redução do monóxido de carbono e outros poluentes tóxicos (ISSO et al, 2010). Quando considerado o seu uso em misturas com gasolina, em teores de 25% como adotado no Brasil, a emissão líquida evitada alcança kg de CO 2 eq/m 3 de bioetanol para as condições atuais, e possivelmente chegará a níveis superiores a kg de CO 2 eq/m 3 de bioetanol, para as condições esperadas para 2020 (NOGUEIRA, 2008). 2.4 Matérias-primas para produção de etanol Segundo Nogueira (2008) e Balat et al. (2008), o etanol pode ser obtido de diferentes matérias-primas que contenham açúcares ou polímeros de açúcares e podem ser divididas em: (a) que contém sacarose (por exemplo, beterraba, cana de açúcar), em que os açúcares são convertidos diretamente em etanol via fermentação, após o processo de extração;

22 21 (b) materiais ricos em amido (por exemplo, trigo, milho, arroz, e tubérculos como mandioca, batata-doce), em que os amidos são convertidos em açúcares via fermentação, após sacarificação, hidrólise e esses açúcares são posteriormente fermentados; (c) biomassa lignocelulósica (por exemplo, madeira, palha, gramíneas, resíduos agroindustriais, resíduos orgânicos do lixo urbano), onde a celulose e a hemicelulose precisam ser convertidas em açúcares via hidrólise para posterior fermentação. Na Figura 2 são resumidas as rotas tecnológicas para produção de etanol, considerando as diferentes matérias-primas de interesse. Uma comparação entre essas rotas é apresentada na Figura 3. Figura 2 Rotas tecnológicas para a produção e etanol. Fonte: Adaptado de NOGUEIRA, Figura 3 Produtividade média de etanol por área cultivada para diferentes culturas. Fonte: Adaptado de NOGUEIRA, 2008.

23 22 No Brasil predomina-se a produção de etanol a partir da sacarose. O país é um grande produtor de cana-de-açúcar e por isso diversas pesquisas são conduzidas visando à maximização da produção a partir deste substrato, destacando-se o aproveitamento do bagaço de cana (FURLAN et al. 2012). Este biocombustível já abastece aproximadamente 40% dos veículos de passageiros (um terço da sua demanda total de energia para transporte) (GOLDEMBERG, 2009). Cerca de 4,5 bilhões de litros de etanol são produzidos anualmente a partir de cana-de-açúcar no Brasil (BALAT et al, 2008). O etanol obtido de biomassas açucaradas e de biomassas amiláceas é mundialmente denominado de etanol de primeira geração ou, simplesmente, etanol 1G (NOGUEIRA, 2008). 2.5 Etanol de segunda geração Entende-se por etanol de segunda geração (etanol 2G) o produto obtido da hidrólise dos polissacarídeos presentes nos resíduos lignocelulósicos tais como, resíduos agrícolas e florestais, transformando estes em açúcares e a fermentação destes em etanol (MORENO et al., 2013) O uso de resíduos como matéria-prima para a produção de etanol 2G O Brasil tem um vasto estoque de terras que pode ser convertido para usos agrícolas. Porém, a limpeza de terrenos para a agricultura é um fenômeno complexo e multidimensional que levanta grandes preocupações, pois implica maior pressão sobre coberturas florestais nativas (NYKO et al., 2010; FERREIRA FILHO e HORRISGE, 2014). A cana-de-açúcar, um dos cultivos comerciais de maior importância no Brasil, possui uma área plantada de cerca de 7 milhões de hectares (NOGUEIRA, 2008), e apesar de não ser um produto alimentício, seu emprego como matéria-prima compete entre as produções de etanol e açúcar (VON BRAUN, 2008). Segundo Nyko et al. (2010), para que a produção de biocombustíveis não concorra, ainda que a longo prazo, com a de alimentos, nem provoque a utilização de áreas com cobertura florestal nativa, faz-se necessário que a produtividade alcançada na produção de

24 23 biocombustíveis seja cada vez maior, o que é limitado pelo desenvolvimento tecnológico. Então, é imprescindível ampliar a oferta de matérias-primas para tal, sem prejudicar as áreas plantadas destinadas a alimentos (IEA, 2012; FERREIRA FILHO e HORRISGE, 2014). Este consiste em um dos principais fatores do desenvolvimento de pesquisas em tecnologias limpas utilizando diferentes resíduos para produção do etanol (SARKAR et al. 2012). A mudança do atual paradigma tecnológico, biocombustíveis de primeira geração para os de segunda geração, apresenta-se como uma solução capaz de mitigar tais efeitos indesejáveis (NYKO et al., 2010). A principal fonte para gerar energia da biomassa está nos resíduos (CORTEZ et al., 2008). Na Figura 4 é mostrada a cadeia de bioenergia com diferentes fontes de biomassa, o processo utilizado para a conversão da mesma e o tipo de energia produzida. Os resíduos, sejam agrícolas ou não, são gerados em todo o mundo e causam sérios problemas para sua eliminação, por isso são fontes propícias para obtenção de energia (CANILHA et al, 2010). Figura 4 Cadeia de Bioenergia. Fonte: MME, A disponibilidade de resíduos celulósicos despertou o interesse para seu uso como matéria-prima para a produção de álcool (MORENO et al., 2013), e as vantagens desses substratos são sua grande disponibilidade, baixo custo (frequentemente gratuitos) e, mais

25 24 recentemente, questões ambientais (MACHADO e ABREU, 2006). Há um grande esforço da comunidade científica para o desenvolvimento de novos processos economicamente viáveis para o aproveitamento destes resíduos, onde se enquadram os agrícolas (palha e bagaço de cana-de-açúcar, palha de trigo e de milho) (SANTOS et al., 2012). O uso de resíduos agrícolas como matéria-prima para a produção de etanol é uma alternativa que vem apresentando resultados bastante promissores (QUINTERO e CARDONA, 2011; PUERTO RICO et al., 2010). São produzidos no campo, resultantes das atividades da colheita dos produtos, constituídos basicamente de palha, folhas e caules. Gerase uma grande quantidade destes resíduos, mas atualmente o Brasil não aproveita mais que 200 milhões de toneladas dos mesmos devido à falta de tecnologias eficientes para tal processo (CORTEZ et al., 2008). Assim, a produção de etanol a partir de materiais lignocelulósicos (etanol de segunda geração) tem sido estudada com grande interesse nos últimos anos, mas sua produção em escala comercial ainda não se tornou viável, pois os custos de produção são mais elevados do que aqueles a partir do milho ou cana-de-açúcar (SANCHEZ e CARDONA, 2007). Por isso, diversos processos estão sendo desenvolvidos para utilização desses materiais, uma vez que o acúmulo desses resíduos de biomassa aumenta a cada ano, causando perda de recursos (SILVA, 2012). Vários pesquisadores têm estudado o desempenho de diferentes matérias-primas lignocelulósicas como fonte para a produção de etanol (VELÁSQUEZ-ARREDONDO et al., 2010), como por exemplo: madeira de eucalipto e resíduos de palha de trigo (BALLESTEROS et al., 2004), resíduos de fibra de milho (SCHELL et al., 2007), extrato de bagaço de maçã (NOGUEIRA et al., 2005) e madeira de lei (ALZATE e TORO, 2006). Segundo Drapcho et al. (2008), os resíduos florestais e a madeira podem ser utilizados para a produção de etanol, além dos resíduos agrícolas como: palha de milho, palha de trigo, pequenos resíduos de grãos, palha de cevada, palha de aveia, e palha de arroz. Podem-se destacar também os resíduos gerados na cultura da banana, tais como as cascas do fruto, o pseudocaule, as folhas e o engaço da bananeira (FEDERIZZI, 2008; TOCK et al., 2010; GABHANE et al., 2014). No caso da banana, tem sido realizados estudos a partir das cascas (MONSALVE et al., 2006; SCHULZ, 2010; OBERAI et al., 2011), polpa (SCHULZ, 2010), folhas (BAIG, 2005), e pseudocaule (GONÇALVES FILHO, 2011).

26 Cultura e resíduos da banana De acordo com o relatório do Centro de Socioeconômica e Planejamento Agrícola CEPA (2013), a banana está na primeira posição no ranking mundial das frutas, com uma produção de 106,5 milhões de toneladas (Figura 5). Figura 5 Frutas mais produzidas no mundo (mil t) em Fonte: FAO, São mais de 125 países que se dedicam ao cultivo da banana, e este tem se expandido na maioria dos países nas três últimas décadas, devido ao uso mais intensivo de tecnologia, proporcionando melhores produtividades. Conforme é mostrado na Figura 6, a Índia lidera a produção no ranking mundial, sendo responsável por 28,1%. A China, com 10,1% vem em segundo lugar; seguida pelas Filipinas, com 8,6%; Equador, com 7,0%; Brasil, com 6,9%; e Indonésia, com 5,8% (CEPA, 2013). Figura 6 Produção de banana no ranking mundial. Fonte: O autor.

27 26 A bananeira (Figura 7) é cultivada na maioria dos estados brasileiros. As condições de clima (temperatura, umidade relativa, precipitação e insolação) favorecem para que a produção seja distribuída durante todo o ano, atendendo de forma regular as necessidades de consumo. Santa Catarina destaca-se no cenário nacional como o terceiro maior produtor de banana. O Litoral Norte do Estado concentra cerca de 87% da produção, sendo que desta, 55,6% se concentra na região de Joinville, como mostrado na Figura 8 (CEPA, 2013). Figura 7 Bananeira e suas partes. Fonte: SOFFNER, Figura 8 Produção de banana no estado de Santa Catarina na safra de Fonte: CEPA, 2013.

28 27 Considerando-se que cada planta produz de um a cinco cachos de bananas, um bananal conduzido de maneira convencional pode fornecer 200 t/isso/ano de restos de cultura, compreendendo pseudocaules, engaços e folhas, sendo que estes restos são considerados os mais importantes em termos de potencial fibroso (SOFFNER, 2001). Para cada tonelada de banana colhida, são gerados, aproximadamente, 4 t de resíduos lignocelulósicos (3 t de pseudocaule, 160 kg de engaço, 480 kg de folhas e 440 kg de cascas) e cerca de 100 kg do fruto são rejeitados (FERNANDES, 2012). Neste sentido, o Brasil apresenta elevado potencial tecnológico nesta área, pois se tem um desperdício de cerca de 29 t de frutas por dia (FEDERIZZI, 2008). Só no município de Joinville, onde a produção de bananas é de t por ano (IBGE, 2012), a quantidade de resíduos de pseudocaule é da ordem de t e as folhas representam t de resíduos. Normalmente, com exceção às bananas rejeitadas e uma parte das cascas que são destinadas à alimentação de suínos, esses resíduos permanecem no campo para decomposição natural. A bananeira é deixada no solo para uso como adubo orgânico, reduzindo assim custos de adubação (BAKRY et al., 1997 apud GONÇALVES FILHO, 2011). Porém quando decomposto, pode produzir gases nocivos, como o metano, sulfeto de hidrogênio e amônia, dentre outros que podem representar sérios riscos ambientais (ILORI et al, 2007). Estudos preliminares, empregando técnicas de caracterização química e térmica, demonstraram que resíduos gerados na bananicultura, como as folhas e pseudocaule, apresentam características físicas e químicas semelhantes a de outras biomassas lignocelulósicas empregadas na geração de energia (AFUSO, 2009). Tendo em vista a valorização desses resíduos, Fernandes et al. (2011) os submeteu ao processo de conversão termoquímica por pirólise, indicando que há potencial para geração de produtos de natureza combustível e insumos químicos a partir dos mesmos. No mesmo sentido, Maia (2013), estudou a produção de briquetes de pseudocaule e folhas de bananeira, sendo que estas apresentaram maior potencial, podendo-se ter um bom aproveitamento energético. O aproveitamento do pseudocaule como insumo na produção de um bem ou a sua transformação em commodity, além de permitir a redução da poluição ambiental, pode possibilitar agregar valor à cultura da banana (FERNANDES, 2012). Gonçalves Filho (2011) caracterizou o pseudocaule da bananeira Musa cavendischii, demonstrando os teores de celulose, hemicelulose e lignina presentes neste resíduo. Já Schulz (2010) caracterizou a polpa e casca. As composições encontradas por esses autores estão apresentadas na Tabela 1, e se apresentam em massa seca (MS) e massa úmida (MU). Um comparativo das composições

29 28 químicas de biomassas lignocelulósicas com potencial para a produção de etanol é mostrado na Tabela 2. Tabela 1 Composição química da casca, polpa e pseudocaule da bananeira Musa cavendischii. Polpa Casca Pseudocaule Base MU (%) MS (%) MU (%) MS (%) MU (%) MS (%) Lignina 2,2 7,36 2,05 17,98 0,38 8,09 Celulose 0,98 3,28 2,18 19,12 2,06 43,83 Hemicelulose nd nd nd nd 0,77 16,38 Sacarose 4,1 13,71 0,1 0,88 nd nd Glicose 7,8 26,09 1,1 9,65 nd nd Frutose 7,3 24,41 1,1 9,65 nd nd Umidade 70,1-88,6-95,3 - nd não determinado Fonte: Gonçalves Filho, 2011; Schulz, Tabela 2 Composição química de biomassas lignocelulósicas (massa seca) com potencial para produção de etanol de segunda geração. Biomassa lignocelulósicas % Celulose % Hemicelulose %Lignina Palha de cana Bagaço de cana Madeira dura Madeira mole Talo de milho Espiga de milho Algodão ,3 Palha de trigo Palha de arroz 43,3 26,4 16,3 Forragem de milho Fibra de coco ,15 0, Fibra de bananeira Palha cevada Fonte: Adaptado de Santos et al., Entre as possibilidades, a utilização dos resíduos da bananicultura, principalmente o pseudocaule, como biomassa na geração de etanol de 2ª geração, pode ser uma boa alternativa, visto que a sua composição química é semelhante a outras biomassas lignocelulósicas que apresentam potencial para a produção desse biocombustível. Além disso, o pseudocaule apresenta menor teor de lignina do que o bagaço de cana, sendo necessária uma etapa de deslignificação menos agressiva (DIAS, 2008; GONÇALVES FILHO, 2011).

30 Estrutura dos materiais lignocelulósicos Os materiais lignocelulósicos representam a fração mais expressiva da biomassa vegetal, a maior fonte de compostos orgânicos da biosfera. São constituídos por três frações principais: celulose, hemicelulose e lignina (PANDEY et al., 2004). Na Figura 9 é mostrada a estrutura dos materiais lignocelulósicos. Os açúcares de qualquer biomassa lignocelulósica encontram-se na forma de polímeros (celulose e hemicelulose) que são constituídos por longas cadeias de monômeros de açúcar associados entre si, as quais, após o pré-tratamento e hidrólise, podem ser convertidos em etanol por fermentação microbiana (PETERSON et al., 2007). Figura 9 Estrutura da parede celular vegetal. Fonte: CANILHA et al., A celulose, constituinte mais abundante da parede celular vegetal, é um polímero natural de cadeia linear constituído por unidades de glicose (YANG et al., 2007). Segundo Couri (2008), a celulose é uma molécula que consiste em 3500 a unidades de glicose, que a torna a matéria-prima com maior potencial para a indústria de fermentação, na produção de biocombustível. Ao contrário da celulose, a hemicelulose, que é depositada nas células anteriormente à lignina, é composta por vários açúcares (pentoses e hexoses), com uma cadeia principal de

31 30 xilose, e várias ramificações de manose, arabinose, galactose, ácidos glicurônico, entre outros (CANILHA et al., 2010). A hidrólise da hemicelulose é mais fácil se comparada com a da celulose, mas a fermentação de açúcares de cinco carbonos ainda não é tão desenvolvida quanto à da glicose (seis carbonos), e isto se deve principalmente ao seu baixo rendimento em etanol, geralmente atribuído à coprodução de xilitol e ácido acético, e à baixa tolerância dos micro-organismos ao produto gerado (GRAY et al., 2006). A celulose e hemicelulose são recobertas por uma macromolécula aromática complexa, a lignina, que forma uma microfibrila celulósica. Esta, por sua vez, constitui a parede celular (fibra) vegetal, uma estrutura recalcitrante difícil de ser desestruturada (CANILHA et al., 2010). Uma das principais funções da lignina é prover suporte estrutural para a planta, e por revestir as moléculas de celulose e hemicelulose, dificulta o acesso a estes polímeros (MACHADO e ABREU, 2006). 2.8 Etapas da produção do etanol de segunda geração a partir de resíduos lignocelulósicos De forma geral, a obtenção de álcool combustível com biomassa lignocelulósica requer algumas etapas distintas como mostrado na Figura 10. Figura 10 Fluxograma operacional simplificado para produção de bioetanol a partir de resíduos lignocelulósicos. Fonte: GONÇALVES FILHO, Simplificadamente, esse processo é constituído de três partes: preparo do substrato, fermentação e destilação do fermentado (MACHADO e ABREU, 2006). Para que ocorra a

32 31 conversão da celulose em álcool é necessário que esta seja transformada em açúcares mediante o processo de hidrólise (VELASQUEZ-ARREDONDO et al., 2010). A celulose pode ser hidrolisada por via química ou por via enzimática (ALZATE e TORO, 2006). No caso da hidrólise enzimática, para que a ação das enzimas seja eficiente, é necessário que se promova o acesso às moléculas a serem hidrolisadas. Assim, inicialmente, é necessário um pré-tratamento que quebre a estrutura cristalina da lignocelulose para expor as moléculas de celulose e hemicelulose (MORENO et al., 2013) Pré-tratamento Um dos desafios de processamento na produção de etanol de segunda geração é o prétratamento da biomassa lignocelulósica (SARKAR et al., 2012). O fator limitante no processo de hidrólise é o acesso até o local de reação na molécula de celulose pelas moléculas de catalisador e de água, visto que a lignina restringe esse acesso e precisa ser removida anteriormente (OFORI-BOATENG e LEE, 2013). O objetivo, então, do pré-tratamento é alterar ou remover impedimentos (estruturais e de composição) da hidrólise, a fim de aumentar o rendimento de açúcares fermentessíveis (BALAT et al., 2008), ou seja, é responsável pela remoção da lignina e hemicelulose, tornando a celulose suscetível a hidrólise (PORZIO et al., 2012; MORENO et al., 2013). Estima-se que os rendimentos da hidrólise enzimática sem pré-tratamento em geral são menores que 20%, enquanto que com pré-tratamento pode-se alcançar rendimentos maiores que 90% (ALBARELLI, 2013). Segundo Magnusson (2005) as técnicas podem ser divididas em quatro categorias diferentes: métodos mecânicos, em que o material é fragmentado mecanicamente por moagem ou trituração; métodos mecânico-químicos, onde há uma combinação de forças mecânicas e reações químicas; métodos químicos, que são adicionados ácidos, bases ou solventes; e os métodos biológicos onde a lignina é quebrada com enzimas ou micro-organismos. Para Schulz (2010) os processos de pré-tratamento podem ser divididos em físicos, químicos e combinados. No Quadro 1 são mostrados alguns exemplos de pré-tratamentos.

33 Quadro 1 Processos de pré-tratamento da biomassa para posterior hidrólise enzimática. Processo Físicos Explosão com vapor Termohidrólise Químicos Hidrólise ácida Hidrólise alcalina Organosolv Combinados Explosão de vapor catalisada Fonte: Adaptado de Shulz, Descrição Uso de vapor saturado seguido de uma rápida descompressão. Utiliza água quente a alta pressão (acima do ponto de saturação) para hidrolisar a hemicelulose. Uso de ácidos sulfúrico, clorídrico, ou nítrico, concentrados ou diluídos. Uso de bases, como hidróxidos de cálcio ou sódio. Uso de mistura de um solvente orgânico (metanol, bioálcool, e acetona, por exemplo) com catalisador ácido (H 2 SO 4, HCl). Adição de H 2 SO 4 (ou SO 4 ) ou CO 2 na explosão de vapor Tempo de reação 1 10 min Rendimento em xilose (base seca) 45% - 65% 30 min 88% - 98% 2 10 min 75% - 90% 2 min 60% - 75% min 70% - 80% 1 4 min 88% 32 Gonçalves Filho (2011), afirma que a escolha do processo ideal pode favorecer tanto uma alta taxa de extração de lignina e hemicelulose como evitar a perda de celulose pela sua degradação prévia. Após a deslignificação, assim também chamada a etapa de pré-tratamento, é necessário promover a despolimerização da celulose, ou seja, a hidrólise desta, onde a celulose é convertida em glicose fermentável, um açúcar contendo seis carbonos, como mostra a Reação 1 (ESCOBAR et al., 2009; VELASQUEZ-ARREDONDO et al., 2010). Há vários métodos possíveis para este processo, sendo que os mais comumente utilizados podem ser classificados em dois grupos: hidrólise química e hidrólise enzimática (TAHERZADEH e KARIMI, 2007). C6 H10O5 n H 2O nc6h12o n 6 (1) Muitos estudos associam a etapa de pré-tratamento e hidrólise buscando melhores rendimentos. A necessidade de buscar elevadas concentrações de açúcares após estas etapas, para uma maior produção de etanol, motiva as pesquisas avaliando-se diferentes técnicas de

34 33 pré-tratamento, bem como substratos (CHIARAMONTI et al., 2012). O pré-tratamento é, talvez, o processo mais importante, pois tem grande impacto em todas as próximas etapas (GALBE e ZACCHI, 2012). Deve satisfazer os seguintes requisitos: melhorar a formação de açúcares ou a capacidade de formá-los posteriormente por hidrólise; evitar a formação de subprodutos inibidores da etapa de fermentação; e ter custo efetivo (SUN et al, 2001) Hidrólise ácida O processo de hidrólise ácida pode ser realizado com ácidos concentrados ou diluídos, tais como ácido sulfúrico, clorídrico, fluorídrico, fosfórico, nítrico ou ácido fórmico (SARKAR et al., 2012). O processo com ácido diluído utiliza altas temperaturas e pressões, com tempos de reação de segundos a alguns minutos, o que facilita o uso de processos contínuos. Já os processos com ácido concentrado são conduzidos em condições mais brandas de temperatura e pressão, mas com tempos de reação tipicamente mais longos (YADAV et al., 2011). Na Tabela 3 é apresentada uma comparação entre esses dois processos. Tabela 3 Comparação entre os processos de hidrólise com ácido concentrado e diluído. Processo Insumo Temperatura Tempo Despolimerização Ácido diluído ± 1% H 2 SO 4 ± 215 C ±3 min 50% - 70% Ácido concentrado 30%-70% H 2 SO 4 ± 40 C 2 6 h 90% Fonte: Adaptado de Schulz, A hidrólise ácida apresenta como vantagens o menor tempo de sacarificação em relação à enzimática, menor custo dos reagentes e reduzidas restrições em termos de propriedade intelectual. Porém, tem como desvantagens evidentes os problemas de corrosão dos equipamentos e a necessidade de neutralização da solução açucarada após a hidrólise (MACHADO e ABREU, 2006; RIBEIRO, 2010). Também, há formação de subprodutos como hidroximetilfurfural (HMF), furfural e ácido acético (Equações 2, 3, 4 e 5), que são inibidores do metabolismo dos organismos que produzem etanol a partir de açúcares (DRAPCHO et al., 2008; WAGNER e KALTSCHMITT, 2013).

35 C C H O C H O (2) H GLICOSE HMF 5H8O4 H2O C5H10O5 HEMICELULOSE C C H XILOSE O (3) XILOSE C H O H O (4) H O FURFURAL H2O, 5 XILOSE C H O (5) 4 ÁCIDO ACÉTICO 2 34 O tipo de compostos tóxicos e a sua concentração no caldo hidrolisado dependem da matéria-prima e das condições operacionais empregadas na hidrólise. Dessa forma, é interessante que o processo de hidrólise seja otimizado para minimizar a formação de inibidores, e que se usem processos de purificação do caldo hidrolisado antes da fermentação (SCHULZ, 2010) Hidrólise enzimática Na hidrólise enzimática, enzimas celulolíticas são usadas para quebrar a celulose em açúcares (MORENO et al., 2013). Pelo menos três grupos de enzimas são necessários (Figura 11): As endoglucanases, que atacam regiões de baixa cristalinidade na fibra celulósica, as exoglucanases, que degradam ainda mais a molécula separando as unidades de celobiose e as β-glicosidades, que hidrolisam a celobiose para produzir glicose (SCHULZ, 2010). Em comparação com a hidrólise ácida, a hidrólise enzimática é vantajosa devido à sua baixa toxicidade, baixa corrosão dos equipamentos, e subproduto inibitório não é formado (SARKAR et al., 2012). Além disso, é realizada a temperaturas brandas, em torno de 50 ºC, com conversões de celulose entre 75% e 95% (ALBARELLI, 2013). Porém, o processo tem alto custo devido às enzimas, que são um substrato altamente específico (MACHADO e ABREU, 2006), e é um processo muito lento (± 1,5 dia), sendo necessário o avanço no desenvolvimento de enzimas para tornar viável a implantação em escala comercial (GONÇALVES FILHO, 2011; SCHULZ, 2010).

36 35 Figura 11 Modo de ação das celulases em um sistema enzimático cooperativo na degradação da celulose. Fonte: SILVA, Hidrólise ácida e enzimática combinadas As principais tecnologias de pré-tratamento para a hidrólise enzimática estão representadas junto aos pré-tratamentos químicos (hidrólise química), incluindo aqueles com uso de ácidos ou alcalinos (OGEDA e PETRI, 2010). Assim, a escolha entre o melhor tipo de pré-tratamento, que gere melhores rendimentos em açúcares, depende da biomassa a ser tratada. Visando a busca por melhores rendimentos de açúcares no caldo hidrolisado, Souza et al. (2014) avaliou o uso do pré-tratamento ácido e alcalino para posterior hidrólise enzimática do resíduo de pseudocaule de bananeira. Os estudos mostraram que a metodologia com ácido sulfúrico diluído apresentou maiores rendimentos em açúcares após a hidrólise enzimática do que o uso de pré-tratamento alcalino com NaOH. Já Schulz (2010) investigou o uso de hidrólise enzimática com ou sem pré-tratamento com ácido diluído da casca e polpa da banana. Segundo o autor, ambos os processos não são recomendados para estes resíduos, pois geraram baixos rendimentos de açúcares em relação à quantidade destes nos resíduos in natura, não justificando, portanto, o uso desses processos como tratamento dos resíduos em questão. O autor recomenda ainda o uso da polpa e casca diretamente no processo fermentativo.

37 Fermentação Uma vez que a hidrólise da celulose é concluída, a solução resultante é convertida a etanol por fermentação. É um estágio importante para atingir um processo de obtenção de etanol de 2ª geração que assegure uma conversão mínima dos açúcares e, seja compatível com um custo de produção factível, sob uma visão técnica e econômica (GONÇALVES FILHO, 2011). A fermentação consiste em uma série de reações químicas catalisadas por um microorganismo, geralmente a levedura Saccharomyces cerevisiae (SANCHEZ e CARDONA, 2008). As leveduras são fungos normalmente unicelulares e, apesar de não serem o único micro-organismo capaz de produzir álcool, as suas propriedades específicas, como tolerância a altas concentrações de álcool e CO 2, o crescimento rápido e a capacidade de fermentação, as tornam mais adequadas para a operação em escala industrial (MACHADO e ABREU, 2006). Porém, essa levedura só consegue fermentar glicose (hexose), então a utilização industrial de lignoceluloses para produção de bioetanol ainda é dificultada pela falta de micro-organismos ideais que podem eficientemente fermentar ambos os açúcares pentoses (xilose) e hexoses (SARKAR et al., 2012; VELASQUEZ-ARREDONDO et al., 2010). A produção de etanol por fermentação é um processo em que a formação do produto é associada ao crescimento celular e a proliferação do micro-organismo é uma fase diáuxica, isto é, a levedura consome um substrato preferencialmente, neste caso, a glicose (COSTA FILHO, 2013). Na fermentação alcoólica uma molécula de glicose (C 6 H 12 O 6 ) é convertida em duas de etanol (C 2 H 5 OH) e mais duas de CO 2, conforme Reação 6. Estequiometricamente, o rendimento teórico da reação é de 0,511 g etanol (g glicose) -1 (GONÇALVES FILHO, 2011). Além do crescimento microbiano, outros produtos podem ser formados, dentre eles o glicerol e ácidos orgânicos, principalmente acético e succínico, além de outros alcoóis (Reações 7, 8, 9 e 10). Industrialmente a fermentação alcoólica apresenta eficiência da ordem de 90% (PALACIO, 2010). C FERMENTAÇÃO 6H12O6( aq) Levedura 2C2H 5OH( aq) 2CO2( g) GLICOSE (6) C6H12O6 4H 2C3H 8O3 GLICEROL C (7) 6 H12O6 2H 20 C4H 6O4 2CO2 10H 10e (8) ÁCIDOSUCCÍNICO

38 37 C C 6 H12O6 2H 2O 2C2H 4O2 2CO2 8H 8e (9) ÁCIDO ACÉTICO 6 H12O6 0,795C5 H12O 2,025CO2 1,155H 2O 0,15H 0,15e (10) ÁLCOOL ISO AMÍLICO O produto da fermentação, denominado vinho, deve conter entre 8 e 12% (em massa) de etanol (JUNQUEIRA, 2010). Diversos fatores físicos (temperatura, pressão osmótica), químicos (ph, oxigenação, nutrientes minerais e orgânicos, inibidores) e microbiológicos (espécie, linhagem e concentração da levedura, contaminação bacteriana), afetam o rendimento da fermentação e a eficiência da conversão de açúcar em etanol (LIMA et al., 2001). A faixa de temperatura recomendada para o processo está entre 25 e 36 ºC. Temperaturas inferiores ao limite retardam a fermentação e temperaturas superiores ocasionam a evaporação do álcool e favorecem o aparecimento de contaminações. O ph correto para favorecer a levedura e inibir o desenvolvimento de muitos tipos de bactérias, está entre 4,0 e 5,0. Nos mostos industriais, os valores de ph geralmente se encontram na faixa de 4,5 a 5,5 (MENEZES, 1980 apud COSTA, 2010) Destilação A concentração de etanol na corrente a partir da fermentação é baixa, de 7% a 10%, devido a isto, a destilação é necessária para chegar a uma concentração de cerca de 95% em massa (ALBARELLI, 2013). O processo de destilação tem um papel significativo na usina alcooleira, dado que essa etapa da planta consome grande parte da energia utilizada na produção (COSTA FILHO, 2013). Para obter etanol anidro (maior que 99% em massa), a solução deve passar por diferentes etapas de separação. Inicialmente, o vinho (caldo fermentado) passa por um processo de destilação no qual é possível obter etanol em uma concentração próxima a 93% em massa (etanol hidratado) (VELASQUEZ-ARREDONDO et al., 2010). A mistura etanolágua forma um azeótropo sendo necessário mais uma etapa de separação para obtenção de etanol anidro. Vale ressaltar que azeótropo é uma mistura de componentes que possui a mesma concentração nas fases líquida e vapor no equilíbrio, não sendo possível a separação dos componentes por destilação convencional (JUNQUEIRA, 2010).

39 38 A destilação é um processo baseado na diferença de volatilidade de seus constituintes (PALACIO, 2010). Inicialmente, uma substância no estado líquido é aquecida até atingir a temperatura de ebulição, transformando-se em vapor. Esse processo baseia-se no fato de que, numa solução de líquidos voláteis, o fracionamento dos mesmos se dá de tal forma que os que apresentam pontos de ebulição mais baixos se separam primeiro, seguidos pelos outros componentes em uma sequência correspondente às suas respectivas volatilidades. Assim, o efeito final é o aumento da concentração do componente mais volátil no vapor e do componente menos volátil no líquido (MACHADO e ABREU, 2006; COSTA FILHO, 2013). Uma representação gráfica das correntes e componentes principais para evaporar e condensar a substância a destilar, utilizados em escala industrial nas colunas de destilação, é apresentada na Figura 12. Figura 12 Configuração geral de uma coluna de destilação fracionada. Fonte: Palácio, A configuração normalmente empregada nas usinas brasileiras inclui 5 colunas (Figura 13): A, A1, D, B e B1, sendo a coluna A conhecida como coluna de esgotamento do vinho, A1 de epuração do vinho e D de concentração de álcool de segunda. Nesta corrente denominada álcool de segunda, concentram-se os componentes mais voláteis, sendo necessária a sua retirada a fim de evitar a contaminação do álcool hidratado. Estas três colunas formam o que é chamado de conjunto de destilação, enquanto a coluna B (de retificação) e a coluna B1 (de esgotamento) compõem o conjunto de retificação, onde é obtido o Álcool Etílico Hidratado Carburante (AEHC) (BERECHE, 2011).

40 Figura 13 Esquema simplificado da configuração do processo de destilação empregado na indústria para produção de AEHC. 39 Fonte: Dias, Para obtenção de etanol anidro são necessários processos complementares à destilação convencional, que utilizam agentes desidratantes, como por exemplo, a destilação azeotrópica e a destilação extrativa Destilação extrativa A destilação extrativa é um método que utiliza um solvente (geralmente o monoetilenoglicol MEG) com alto ponto de ebulição, em relação aos componentes da mistura, cuja função é alterar os coeficientes de atividade da fase líquida da mistura, tornando a volatilidade relativa dos componentes de interesse mais favorável. A retirada do solvente ocorre no fundo da coluna, sem provocar a formação de um novo azeótropo, pois este tem apenas a função de quebrar o azeótropo existente (REIS, 2012). O processo completo de destilação extrativa envolve a coluna extrativa e a coluna de recuperação do solvente. Na primeira coluna, o álcool anidro é produzido no topo, enquanto no fundo, solvente e água são recuperados e destinados à segunda coluna. Na coluna de recuperação, água é recuperada no topo, enquanto no fundo uma corrente rica em solvente é obtida e reciclada para a primeira coluna (JUNQUEIRA, 2010).

41 Destilação azeotrópica Assim como na destilação extrativa, na destilação azeotrópica também é necessário adicionar um terceiro componente para viabilizar a separação (geralmente o ciclohexano). Este é imiscível (ou parcialmente miscível) com um dos componentes da mistura original. O azeótropo formado quebra o azeótropo binário original de modo a formar duas fases líquidas em equilíbrio, as quais são separadas em um decantador. Neste caso, o solvente aparece no destilado e o componente mais volátil na base da coluna (ITO, 2002). Por exemplo, em uma mistura de etanol-água, na primeira coluna, álcool anidro é produzido no fundo, enquanto uma mistura azeotrópica de etanol, água, e ciclohexano sai no topo da coluna. Esta é condensada e resfriada e, então, é alimentada em um decantador, no qual ocorre a formação de duas fases líquidas: orgânica e aquosa. A fase orgânica, rica em ciclohexano, é reciclada para a primeira coluna, enquanto a aquosa é encaminhada à coluna de recuperação. Nesta, água é recuperada no fundo, enquanto a solução alcoólica, obtida no topo, é realimentada na coluna azeotrópica (JUNQUEIRA, 2010). 2.9 Simulação de processos A simulação de processos tornou-se uma ferramenta de fundamental importância na atualidade, devido à necessidade crescente de otimizar as condições operacionais e os equipamentos de processos químicos visando à redução dos custos, tanto da energia necessária para o funcionamento, quanto do custo de capital de implantação (MARQUINI et al., 2007). Segundo Ferrari et al. (2013), as simulações de computador têm sido utilizadas com sucesso para: (a) compreender os processos; (b) avaliar implicações econômicas em modificações experimentais; (c) modelar e prever o consumo de energia em diversos processos industriais; (d) estimar o efeito das variações na composição do material; (e) estimar mudanças nas condições de operação, nas configurações do processo; (f) incorporar diferentes etapas de processamento ou o uso de novas tecnologias.

42 41 O uso do simulador facilita a tarefa de comparar processos, identificar possibilidades de melhorias e pontos passíveis de integração. É uma ferramenta valiosa de projeto, podendo reduzir o tempo de concepção e maximizar a lucratividade de unidades industriais (ALBARELLI, 2013). No caso do desenvolvimento de novos processos, a análise de uma planta via simulação pode muitas vezes indicar de antemão se a mesma é ou não técnica e economicamente viável. No caso de plantas já em operação, pode auxiliar na otimização das condições operacionais e à redução do consumo de energia e de outras perdas de processo (MARQUINI et al., 2007). Os programas mais comuns de simulação de processos comerciais incluem o Aspen Plus, CHEMCAD e o DESIGN II para simulações de processos em estado estacionário e o Aspen HYSYS, ASPEN Plus Dynamic, PRO/II, HYSYM e o UniSim Design para simulação dinâmica de processos (FLORINDO, 2012). Diferentes estudos mostraram que a utilização de simulação de processos, em segmentos como o sucroalcooleiro, pode ajudar a encontrar tecnologias mais eficientes, bem como otimizar as etapas produtivas. Magnusson (2005) construiu um modelo de processo utilizando o simulador Aspen Plus, a fim de avaliar o impacto da integração de uma usina de etanol com uma planta de cogeração, para a produção de calor e energia elétrica. A planta integrada era composta de pré-tratamento, destilação, evaporação e secagem, representando a usina de etanol, e a planta de cogeração era composta de turbina de alta e baixa pressão, tanques e pré-aquecedores de água de alimentação. Os resultados das simulações, juntamente com uma avaliação econômica, indicaram que a integração de uma usina de etanol e uma planta de cogeração é rentável, e os modelos de processos construídos são bons o suficiente para serem usados em simulações de usinas integradas com outras condições. Alzate e Toro (2006) avaliaram por meio de simulação com o Aspen Plus, várias configurações de processo para a produção de etanol combustível a partir de biomassa lignocelulósica (lascas de madeira), analisando o consumo de energia necessária para produzir etanol anidro, e concluíram que há eficiência energética do etanol lignocelulósico. Rodrigues (2007) conduziu simulações no UNISimTM a fim de estudar a viabilidade econômica do processo de hidrólise ácida do bagaço de cana para produzir glicose e furfural simultaneamente. O autor conclui que o processo de hidrólise com ácido diluído (0,5% peso), temperatura de 240 C e tempo de residência de 30 s em reator de leito ascendente possibilita a obtenção de rendimento glicosídico da ordem de 75% e de furfural, um coproduto, da ordem de 50%. Assim, a produção de etanol tendo o furfural como coproduto é rentável, gerando um

43 42 lucro bruto médio anual de US$ 0,414 milhões e tem um fluxo de caixa operacional anual de US$ 0,174 mil. Dias (2008) realizou no software Aspen HYSYS simulações da produção de etanol, considerando tanto o processo convencional a partir da cana-de-açúcar, quanto à etapa de hidrólise do bagaço de cana-de-açúcar por meio de um processo do tipo Organosolv com acido diluído. Também efetuou diferentes simulações de processos de destilação azeotrópica homogênea e heterogênea. As simulações permitiram: identificar o consumo de energia; estudar o impacto de algumas variáveis e verificar melhorias no processo de fermentação alcoólica. Dentre as conclusões verificou-se que a utilização de 70% do bagaço gerado nas moendas como matéria-prima no processo de hidrólise pode aumentar a produção de etanol em 17%, utilizando-se a mesma área cultivada de cana-de-açúcar. Um estudo de Piccolo e Bezzo (2009) avaliou os aspectos técnicos e econômicos de duas tecnologias possíveis para a produção de etanol lignocelulósico: a conversão de biomassa lignocelulósica por hidrólise enzimática e fermentação subsequente, e a gaseificação do material lignocelulósico seguido de fermentação. Os processos foram estudados utilizando o simulador Aspen Plus. Após a integração energética, foi possível produzir energia elétrica suficiente para o processo e excedente para ser vendida à rede. Palacio (2010) simulou e avaliou diferentes esquemas de destilação considerando os parâmetros de operação dos mesmos para a produção de álcool hidratado, utilizando o software Aspen HYSYS. Os resultados das alternativas consideradas são comparados com um caso base, o qual consiste em uma destilaria convencional. Dentre estes tem-se que o controle adequado do processo fermentativo numa destilaria permite obter incrementos na faixa de 3 a 4% na quantidade de excedentes elétricos através do incremento do teor alcoólico do vinho fermentado de 7 a 9%. Esta alternativa apresenta-se como um método de conservação energética nas destilarias com baixo custo econômico para a planta. Bereche (2011), por meio do simulador Aspen Plus, avaliou o aumento potencial da produção de etanol decorrente da inserção do processo de hidrólise enzimática no processo de produção convencional (utilizado nas usinas sucroalcooleiras hoje). Os resultados desta análise apresentaram um incremento na produção de etanol de 9,7%, o que indicou que mudanças que visem a otimização do sistema em termos de uso de energia devem ser realizadas no processo tradicional. Fujimoto et al. (2011) investigaram a utilização de energia durante a produção de bioetanol lignocelulósico a partir de cavacos de madeira. No projeto, simulações foram realizadas utilizando como pré-tratamento da biomassa o uso de ácido sulfúrico concentrado.

44 43 Balanços de massa e energia foram obtidos através das simulações, e a percentagem de recuperação de calor foi determinada por análise pinch. Os resultados mostraram que a energia necessária para o processo pode ser fornecida pelo calor liberado durante o mesmo. Uma economia de energia de 38% foi alcançada através da análise pinch. Dias et al. (2012), compararam a produção convencional de etanol a partir da cana-deaçúcar com a produção integrada de etanol de segunda geração, a partir do bagaço da cana, através de simulações no Aspen Plus. As mesmas foram desenvolvidas para representar os diferentes cenários tecnológicos e forneceram dados para a análise econômica e ambiental. Os resultados mostraram que o processo integrado de produção de etanol de primeira com o de segunda geração leva a melhores resultados econômicos quando comparados com a planta autônoma, especialmente se as tecnologias avançadas de hidrólise e fermentação de pentoses estão incluídas. Ferrari et al. (2013), simulou no Software SuperPro Designer, o processo de produção do bioetanol a partir da batata doce, com dados experimentais obtidos em laboratório, a fim de avaliar os efeitos no consumo de energia com diferentes configurações do processo e parâmetros operacionais. Os resultados obtidos indicaram a importância de trabalhar com elevadas concentrações de matéria seca no meio e na fermentação, porém é importante reduzir os problemas associados a manipulação com alta viscosidade do material. Verificou-se também que a eficiência de fermentação influencia o consumo global de energia, revelando a necessidade de leveduras industriais de alto desempenho. Visando contribuir no desenvolvimento do processo produtivo de bioetanol, Miranda et al. (2013) propuseram a construção de uma planta virtual deste, por hidrólise do bagaço de cana-de-açúcar, com o auxílio do software Aspen HYSYS. Os resultados obtidos foram comparados com os de uma usina convencional, e mostraram que a integração da hidrólise ao processo convencional aumentou a produção de etanol em 26% em volume. Contudo este aumento na produção também ocasionou um maior consumo energético para a usina. Observa-se que os estudos sobre resíduos lignocelulósicos ainda são recentes e relativamente escassos quando se trata da bananicultura. Diferente da produção a partir da cana-de-açúcar e outras matérias-primas citadas, o processo produtivo de etanol a partir de resíduos do cultivo de banana ainda não é completamente conhecido, sendo necessário avaliar a integração operacional e energética deste processo.

45 Simulador Aspen HYSYS O simulador Aspen HYSYS é um software da Aspen Tech utilizado para simular e dimensionar plantas de processos químicos (CAVALCANTE JUNIOR, 2010). É uma ferramenta de simulação de processos que permite o planejamento conceitual de projetos, otimização, gestão de processos, acompanhamento de desempenho de processos de produção como aqueles da indústria de processamento de petróleo e gás, refino de petróleo e processos químicos em geral (PALACIO, 2010). O simulador disponibiliza um banco de dados com muitos componentes químicos e suas propriedades, porém o usuário também pode alimentar o software com substâncias que não estão presentes no programa, chamados de componentes hipotéticos. Além disso, oferece uma abrangente base termodinâmica (modelos termodinâmicos) para o cálculo das propriedades físicas, de transporte e do comportamento de fases para diferentes componentes ou substâncias (PALACIO, 2010). Um pacote (modelo) termodinâmico é um conjunto de equações matemáticas que buscam fornecer os valores das composições de fase de um sistema, baseado nas propriedades das substâncias envolvidas, ou seja, tem a função de predizer todas as propriedades termodinâmicas das espécies envolvidas no processo (FACCIOLI, 2013). Não existe nenhum método numérico universal que permita reproduzir rigorosamente o comportamento de todas as espécies, em todas as condições e para todas as transformações. Por isso, é importante definir um modelo que melhor represente o processo, a fim de obter resultados com maior confiabilidade. Assim, na seleção de um pacote termodinâmico é necessário ter em consideração as especificidades particulares de cada método e ponderar a sua aplicabilidade a cada etapa do processo (COSTA, 2011). Entre as metodologias reportadas na literatura para o cálculo dos coeficientes de atividade nos estudo da mistura etanol-água, incluindo subprodutos da fermentação, têm-se os modelos NRTL (Non-Randon Two Liquids), método UNIQUAC (UNIversal isso-chemical), SRK (Soave-Redlich-Kwong), etc. (PALACIO, 2010). No Quadro 2 são mostrados os modelos termodinâmicos utilizados em alguns estudos da literatura.

46 45 Quadro 2 Modelos termodinâmicos utilizados em estudos na literatura. Etapas Limpeza moagem Tratamento físicoquímico Hidrólise Concentração do caldo Fermentação Destilação Convencional Destilação extrativa Destilação azeotrópica Miranda et al, 2013 NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) UNIQ.(fase líquida) SRK (fase vapor) Palacio, 2010 NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) Sengupta, 2010 UNIQUAC UNIQUAC UNIQUAC UNIQUAC Dias, 2008 NRTL(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) UNIQ.(fase líquida) SRK (fase vapor) NRTL (fase líquida) SRK (fase vapor) Na simulação dos diferentes processos químicos que compõem a planta de produção de etanol, o cálculo das propriedades físicas é baseado nos modelos de Equilíbrio Líquido/Vapor (ELV). A termodinâmica do equilíbrio de fases fornece equações que relacionam as propriedades físico-químicas de uma solução às composições das fases, à temperatura e à pressão (PALACIO, 2010). Normalmente, sistemas químicos polares e não perfeitos são tradicionalmente manipulados usando abordagens de modelo dual, em que a relação entre os critérios de equilíbrio e a realidade física é realizada mediante uma equação de estado para prever os coeficientes de fugacidade de vapor, e um modelo de coeficiente de atividade é utilizado para a fase líquida (HYPROTECH, 2002 apud COSTA, 2011; PALACIO, 2010). Os modelos mais recentes, como Wilson, NRTL e UNIQUAC utilizam o conceito de composição local e envolvem parâmetros de interação binários, baseados em ajustes feitos a partir de dados experimentais (DIAS, 2008). Neste sentido, o equilíbrio de fases das soluções aquosas de açúcares, bem como do sistema etanol-água, foi calculado pelo autor utilizando o modelo Non-Random-Two-Liquid (NRTL) para o cálculo do coeficiente de atividade da fase líquida, e a equação de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) para a fase vapor, que observou boa concordância com os dados experimentais do processo.

47 46 O modelo de cálculo do coeficiente de atividade NRTL foi desenvolvido por Renon e Praunitz em 1968 para um sistema considerado não randômico, e utiliza a hipótese de Wilson, em que a concentração local de uma molécula em uma mistura química é diferente da concentração da mistura como um todo (FACCIOLI, 2013). Baseia-se no conceito de composição local e é aplicável a sistemas com miscibilidade parcial, sistemas moderadamente não ideais e sistemas multicomponentes líquido-vapor, líquido-líquido e líquido-líquido-vapor (ITO, 2002). A não idealidade da fase vapor pode ser considerada para o uso de diferentes modelos de coeficientes de atividade (NRTL, UNIQUAC, etc.) considerando-se no simulador o uso das equações de estado Rendlich-Kwong, Peng-Robinson ou SRK para o modelo na fase vapor (DIAS, 2008). As equações de estado cúbicas são as equações mais simples, capazes de representar o comportamento tanto de líquidos quanto de vapores. A partir da apresentação da Equação de Van der Waals, muitas equações de estado cúbicas foram propostas. Dentre elas, a equação SRK que prevê entalpia, entropia, e densidade de vapor (PAIVA, 2011).

48 47 3 METODOLOGIA Este trabalho foi desenvolvido utilizando o software Aspen HYSYS, a fim de simular as etapas de produção do bioetanol a partir de resíduos da bananicultura (fruto rejeitado, casca e pseudocaule). Os dados de composições dos resíduos, concentrações e condições operacionais de cada etapa foram obtidos a partir de trabalhos realizados pelo grupo de pesquisa da Universidade da Região de Joinville, sendo as simulações validadas de acordo com os mesmos. Esses incluem os estudos de Schulz (2010), Gonçalves Filho (2011) e Souza et al. (2014). Já os dados não obtidos experimentalmente foram utilizados de acordo com a literatura existente. Schulz (2010) avaliou o uso da polpa e das cascas de banana nanica Musa cavendishii visando ao aumento do rendimento e da produtividade do processo de obtenção de etanol. Os estudos foram desenvolvidos em quatro diferentes etapas: (1) caracterização dos resíduos in natura de polpas e cascas de banana; (2) pré-tratamento térmico e ácido sobre a deslignificação dos resíduos; (3) hidrólise enzimática sobre a despolimerização dos resíduos; (4) e fermentações em frascos Erlenmeyer e em biorreator de bancada. Gonçalves Filho (2011) investigou as condições operacionais de hidrólise para o uso do pseudocaule da bananeira como substrato da fermentação alcoólica. Através deste estudo o autor: caracterizou o resíduo; determinou o rendimento da conversão de biomassa de pseudocaule em açúcares fermentescíveis (despolimerização) empregando a hidrólise ácida e/ou enzimática; estimou parâmetros como rendimento, produtividade e eficiência do processo de fermentação em relação ao produto (etanol) obtido, dentre outros fatores. Em estudo mais recente, Souza et al. (2014) investigaram o uso do pseudocaule seco ou in natura para os processos de hidrólise ácida ou alcalina seguidas de hidrólise enzimática. Também avaliou a concentração de etanol formado (g/l), a produtividade e eficiência da fermentação com uso da levedura Saccharomyces cerevisiae a partir do caldo de pseudocaule concentrado e não concentrado. Neste capítulo será descrita a metodologia utilizada para a montagem das simulações, como: as operações unitárias e descrição de cada etapa, componentes utilizados, composições dos resíduos, reações, e condições operacionais.

49 O simulador Neste trabalho, foi utilizado o simulador Aspen HYSYS, versão 7.3, pela confiabilidade que o mesmo possui, pois é amplamente usado na indústria, inclusive na petroquímica. Possui uma interface simplificada, de fácil utilização, e com possibilidade de simular processos em estado estacionário ou dinâmico. O software disponibiliza uma grande diversidade de operações unitárias, pacotes termodinâmicos, componentes químicos e suas propriedades, permitindo o dimensionamento de equipamentos, estruturação e malhas de controle (HYPROTECH, 2002 apud COSTA, 2011). 3.2 Processo a ser simulado As etapas do processo de produção de etanol a partir de resíduos da banana, as quais foram implementadas no software Aspen HYSYS para posterior simulação e análise, estão exemplificadas no fluxograma apresentado na Figura 14. Figura 14 Etapas do processo de produção de etanol a partir de resíduos da banana. Na Figura 14 são demonstradas as etapas de tratamento que cada resíduo necessita para posterior fermentação e recuperação do etanol (destilação e desidratação). Como cada resíduo tem seu processo específico de tratamento, nem todos participam das mesmas etapas.

50 Modelo termodinâmico O primeiro passo foi definir o melhor pacote termodinâmico que representasse o processo de produção do bioetanol. Este tem a função de predizer todas as propriedades termodinâmicas das espécies envolvidas no processo. Conforme outros estudos da literatura (DIAS, 2008, PALÁCIO 2010, MIRANDA et. al, 2013), apresentados no Quadro 2 do capítulo de Revisão, utilizou-se o modelo Non-Random-Two-Liquid (NRTL) para o cálculo do coeficiente de atividade da fase líquida, devido à melhor capacidade de prever o comportamento de soluções de açúcares, e a equação de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) para a fase vapor, devido à boa capacidade do método em reproduzir os dados experimentais da mistura etanol-água. 3.4 Componentes utilizados Após a definição do modelo termodinâmico, foram implementados os componentes necessários para a simulação: celulose, hemicelulose, lignina, sal, levedura, enzima, xilose, hidroximetilfurfural (HMF), glicose, água, ácido acético, furfural, ácido sulfúrico, dióxido de carbono, glicerol, ácido succínico, álcool iso-amílico, amônia, hidrogênio, etanol, monoetilenoglicol (MEG). Lembrando que dependendo do resíduo (pseudocaule, casca ou fruto rejeitado) utilizado na simulação, alguns dos componentes não foram incluídos, devido as diferentes composições dos mesmos, como por exemplo, nas simulações utilizando somente casca ou fruto rejeitado não é necessário a implementação da hemicelulose, sal, enzima, e ácido sulfúrico. O software dispõe de uma vasta lista de compostos com suas propriedades. Para a realização da simulação baseada na situação real de operação foi necessária à criação de componentes hipotéticos, que não estão presentes na base de dados do simulador. Componentes no estado sólido foram definidos fornecendo-se a Massa Molecular (MM) e a densidade (ρ) conforme solicitado pelo simulador. Para o caso de líquidos ou sólidos em solução, foi necessário fornecer também o ponto de ebulição do componente. Nas Tabelas 4 e 5 são apresentadas as propriedades fornecidas ao simulador para a inserção dos componentes

51 hipotéticos. Na Tabela 6 mostram-se os compostos já existentes na base de dados e os nomes pelos quais estão representados no simulador. 50 Tabela 4 Componentes hipotéticos sólidos e suas respectivas propriedades inseridas no simulador. Componentes MM (g/mol) ρ (kg/m³) Fórmula Molecular Celulose Hemicelulose Lignina Sal Levedura Enzima 162,14 132,12 122,49 142,00 30,23 22, C 6 H 10 O 5 C 5 H 8 O 4 C 7,3 H 13,9 º 1,3 - CH 1,8 º 0,9 N 0,145 CH 1,57 N 0,29 º 0,31 S 0,007 Fonte: Dias, 2008; Wooley e Putsche, Tabela 5 Componentes hipotéticos líquidos e suas respectivas propriedades inseridas no simulador. Componentes PE C MM g/mol ρ kg/m³ Tc* C Pc** kpa ω*** Fórmula Molecular Xilose HMF 445,85 276,32 150,13 126, ,3-0,009 C 5 H 10 O 5 C 6 H 6 O 3 Fonte: Dias, * Temperatura crítica; ** Pressão Crítica; *** Fator acêntrico Tabela 6 Compostos presentes na base de dados utilizados na simulação. Composto Nome no simulador Glicose Dextrose Água Water Ácido acético AceticAcid Furfural Furfural Ácido sulfúrico H 2 SO 4 Dióxido de carbono CO 2 Glicerol Glycerol Ácido succínico SuccinicAcid Álcool iso-amílico 3-M-1-C4ol Amônia Ammonia Hidrogênio Hydrogen Etanol Ethanol Monoetilenoglicol (MEG) Eglycol 3.5 Reações As reações consideradas e implementadas no simulador, nas etapas de hidrólise ácida, hidrólise enzimática e fermentação, estão descritas no Quadro 3. Todas as equações utilizadas neste trabalho foram inseridas no simulador como reações de conversão (baseadas na estequiometria). Algumas conversões foram baseadas na literatura, e outras em dados

52 51 experimentais de estudos anteriores vinculados ao grupo de pesquisa Fontes alternativas de energia ao qual esse trabalho está inserido. Ressalta-se que estes dados são dinâmicos, e que a medida que o grupo avança nas pesquisas, novos e melhores valores para conversão, por exemplo, são obtidos. No entanto, de forma a fundamentar este trabalho, optou-se por aplicar apenas resultados já publicados na literatura. Quadro 3 Reações inseridas em casa etapa da simulação do processo produtivo do etanol. Conversão Processo Reações envolvidas (%) Hidrólise ácida Hidrólise enzimática C 5 H 8 O 4 + 2,67H 2 O C 6 H 12 O 6 (11) 1,76 2 C 6 H 12 O 6 C 6 H 6 O 3 + 3H 2 O 2 2 C 6 H 10 O 5 + H 2 O C 6 H 12 O C 6 H 10 O 5 + H 2 O C 6 H 12 O 6 19,39 5 C 6 H 12 O 6 2C 2 H 5 OH + 2CO 2 80,4 3 C 6 H 12 O 6 + 4H + 2C 3 H 8 O 3 2,67 2 C 6 H 12 O 6 + 2H 2 O C 4 H 6 O 4 + 2CO H e - 0,29 2 Fermentação C 6 H 12 O 6 + 2H 2 O 2C 2 H 4 O 2 + 2CO 2 + 8H + + 8e - 1,19 2 C 6 H 12 O 6 0,795C 5 H 12 O + 2,025CO 2 + 1,155H 2 O + 15H e - 3,1 x ,1485C 6 H 12 O 6 + 0,145NH ,1087CO 2 CH 1,8 O 0,9N 0, ,2087H 2 O + 0,145H + (12) 1,37 2 Fonte: 1 Gonçalves Filho (2011); 2 Dias (2008); 3 Souza et al., 2014; 4 Schulz (2010); 5 Obtido a partir da simulação com dados experimentais. Ref. A Reação 11 representa uma pequena conversão de hemicelulose em glicose que também foi utilizada por Dias (2008) no reator de pré-hidrólise. A Reação 12 foi utilizada para o crescimento da levedura, sendo esta representada pela composição CH 1,8 O 0,9 N 0,145. Considerou-se, também, para a etapa de neutralização uma reação de ácido e base, formando sal e água. Vale ressaltar que, como não é possível utilizar íons nas reações do simulador, foram realizadas simplificações nas reações de conversão nas quais os íons H + estão presentes na forma de hidrogênio (H 2 ) e o íon amônio na forma de amônia (NH 3 ), conforme procedimento descrito por Dias (2008). 3.6 Procedimento de simulação: vazões, composições e operações unitárias Na Figura 15 estão apresentadas resumidamente as principais condições operacionais utilizadas e observações consideradas relevantes em relação às simulações. Estas foram

53 realizadas de acordo com a ordem dos objetivos a serem alcançados, como pode ser observado na Figura Figura 15 Principais condições operacionais e observações das simulações. Figura 16 Relação entre as simulações realizadas neste trabalho de acordo com cada etapa proposta (objetivo).

54 53 Primeiramente realizou-se as simulações de validação dos processos com cada resíduo separadamente. Depois, foram conduzidas simulações com diferentes proporções dos resíduos pseudocaule e casca, e pseudocaule com fruto rejeitado, bem como a utilização dos três resíduos juntos no processo. Nestas simulações o processo produtivo foi avaliado somente até a etapa de fermentação. Para as fases seguintes deste estudo, implementou-se evaporadores de múltiplo efeito na etapa de concentração do caldo bem como a destilação e desidratação para a recuperação do etanol formado com os três resíduos juntos. Estas simulações foram utilizadas para avaliar o consumo energético e o efeito de diferentes concentrações do caldo na etapa de concentração. Em seguida, avaliou-se o uso de resíduo da bananicultura integrado a um processo convencional (produção a partir da cana-de-açúcar, por exemplo). E por fim, propôs-se uma simulação extrapolando a escala de laboratório para escala industrial utilizando os três resíduos Simulação com pseudocaule de bananeira Anteriormente à implantação do processo no simulador foram definidas as correntes de entrada. O processo em laboratório foi realizado em batelada, e para a implementação da simulação contínua, as vazões foram calculadas respeitando-se o volume e tempo de residência experimental de cada etapa. Obtiveram-se então as vazões de entrada de cada etapa, conforme mostrado no Quadro 4 e na Figura 17. Quadro 4 Vazões de entrada calculadas para cada etapa do processo produtivo de bioetanol a partir do pseudocaule da banana. Etapas Vazões de Entrada (kg/h) Vazões de Saída (kg/h) Hidrólise ácida Substrato seco: 0,112 Ácido: 0,048 Biomassa pré-tratada: 1,44 Água: 1,28 Hidrólise enzimática Biomassa pré-tratada: 0,01494 Enzima: 0,00166 Caldo hidrolisado: 0,0166 Concentração do caldo Fermentação Caldo Hidrolisado: 0,0266 Caldo concentrado: 0,00664 Inóculo: 0,00166 Caldo concentrado: 0,0101 V1 (vapor de água): 0,0165 Vinho: 0,0083

55 Figura 17 Cálculos das vazões de entrada de cada etapa do processo de acordo com os volumes de trabalhos e tempos de residência. 54 É importante ressaltar que para suprir a diferença entre as vazões de entrada e saída de cada etapa foram utilizados misturadores (MIXER) e purgas (TEE), artifícios utilizados neste estudo a fim de representarem tanques-pulmão, visto que o simulador não apresenta este tipo de equipamento. Também se considerou 77,8 g de massa seca de pseudocaule por litro de solução para a corrente de entrada do resíduo e 2% de ácido sulfúrico em relação à massa úmida, conforme descrito por Souza et al. (2014). As frações mássicas dos componentes foram calculadas (Tabela 7) com base nos dados experimentais já apresentados na Tabela 1, e nos estudo realizado por Souza et al. (2014). Tabela 7 Frações mássicas dos componentes para a corrente de entrada de pseudocaule (substrato seco). Componentes Frações mássicas (Base seca) Lignina 0,337 Celulose 0,440 Hemicelulose 0,165 Glicose 0,058 O material não quantificado foi considerado nas simulações como sendo lignina, pois esta não reage no processo, conforme também realizado por Dias (2008) para simulação do bagaço da cana-de-açúcar. Vale mencionar que as correntes apresentadas em vermelho das Figuras dos fluxogramas do processo no simulador (apresentadas a partir do item ),

56 representam as correntes de energia necessárias em cada processo, ou retiradas para o caso das etapas de resfriamento Hidrólise ácida e neutralização Na Figura 18 é ilustrado o fluxograma dos processos de hidrólise ácida e neutralização implementados no simulador para o processo com pseudocaule. As três correntes de entrada (substrato seco, água, e ácido) foram misturadas (Mist. 1) e aquecidas até 120 C utilizando um trocador de calor (E-100) e então direcionadas a um reator de conversão (Hidrólise ácida), onde foram acrescentadas as reações da hidrólise ácida (apresentadas anteriormente no Quadro 3). Figura 18 Fluxograma dos processos de hidrólise ácida e neutralização simulados no software Aspen HYSYS. As correntes de saída do reator de hidrólise foram misturadas (Mist. 2), resfriadas até temperatura de 45 C (E-101), e depois conduzidas ao reator de neutralização onde foi adicionada uma corrente de base (NaOH). A vazão de NaOH foi definida para neutralização completa, obtendo-se um valor de 0,039 kg/h. Misturou-se, então, as correntes de saída do reator de neutralização (Mist. 3), gerando a corrente p/ hid. enz., a qual é encaminhada para purga de modo que a corrente Biomassa p-tratada ficou com vazão em 0,01494 kg/h

57 (necessária para a hidrólise enzimática conforme os cálculos realizados e demonstrado no Quadro 4) Hidrólise enzimática e separação de sólidos Na Figura 19 é ilustrado o fluxograma dos processos de hidrólise enzimática e separação de sólidos implementados no simulador. Figura 19 Fluxograma dos processos de hidrólise enzimática e separação de sólidos simulados no software Aspen HYSYS. A corrente proveniente da etapa de neutralização (Biomassa p-tratatada) foi alimentada em um reator de conversão, juntamente com uma corrente Enzima, onde se realizou a etapa de hidrólise enzimática. Neste reator também implementou a reação envolvida nessa etapa, como descrita no anteriormente no Quadro 3. A corrente Enzima foi calculada a partir da razão de 0,114 g de enzimas/g de resíduo tratado (BERECHE, 2011), visto que experimentalmente ainda está sendo avaliada a melhor quantidade a ser usada, para se obter bons resultados de conversões sem implicar altos custos. A temperatura no reator foi de 45 C, conforme realizado em laboratório. Em seguida, as correntes de saída do reator foram direcionadas para um separador de sólidos (X-100), a fim de se obter o caldo hidrolisado. Este caldo é adicionado ao misturador (Mist.5) juntamente com uma corrente (mix1) que possui mesmas composições do caldo hidrolisado, de forma a atingir vazão necessária para a etapa de concentração do caldo (conforme os cálculos apresentados anteriormente no Quadro 4).

58 Concentração do caldo e fermentação Na Figura 20 é ilustrado o fluxograma dos processos de concentração do caldo e fermentação implementados no simulador. Figura 20 Fluxograma dos processos de concentração do caldo e fermentação simulados no software Aspen HYSYS. A corrente caldo, que vem da etapa de separação dos sólidos, é adicionada em um evaporador (Concentração do caldo), onde é aquecida a 80 C, com variação (queda) de pressão no evaporador de 54,28 kpa, a fim de se obter um caldo concentrado (L1) com concentração de açúcar desejada (em torno de 65 g/l, conforme utilizado experimentalmente). Vale ressaltar que em laboratório essa etapa é realizada em batelada, na pressão ambiente (1 atm), com mesma temperatura de 80 C, porém, o tempo de residência desta é em torno de 15 h. Já na simulação, para que ocorresse saída de vapor de água na corrente V1, foi necessária a diminuição da pressão no evaporador, visto que, em se tratando de um processo contínuo, não se considerou o tempo de residência deste processo. A corrente L1 é separada (purga 2) com o objetivo de se obter vazão necessária para a etapa de fermentação. Essa corrente resultante é resfriada a 30 C, gerando o mosto, que é adicionado ao reator de conversão onde ocorre a fermentação. Neste, são acrescentadas as reações necessárias (conforme mostrado no Quadro 3), e uma corrente Inóculo contendo leveduras em solução (1,6 g de levedura/l), cuja vazão foi calculada de modo que se atingisse 20% do volume de trabalho, como é empregado experimentalmente. Também se adiciona a corrente Nutrientes, que é composta de amônia, a fim de satisfazer a reação de crescimento da levedura (Reação 11). A vazão desta foi calculada pelo simulador considerando uma concentração de amônia igual à zero na saída do fermentador, conforme realizado por

59 58 Bereche (2011). A corrente L2 que sai do fermentador passa por um separador de sólidos (X-101) que representa uma centrífuga, a fim de separar a levedura do vinho. A separação no equipamento foi determinada especificando-se a fração de sólidos no vapor (não se considerou produto na fase vapor), sólidos no líquido (considerou-se que o vinho possui concentração de células igual a zero) e líquidos no fundo (não se considerou líquidos no fundo, apenas sólidos). Ao final da fermentação tem-se, então, a corrente vinho, a qual possui o produto de interesse: o etanol Simulação com fruto rejeitado Para a simulação com o fruto rejeitado foi considerada somente a etapa de fermentação, visto que, segundo Schulz (2010) as etapas de hidrólise ácida e enzimática não são recomendadas para este resíduo, devido à baixa conversão de açúcares. Então, calcularam-se duas correntes de entrada (Fruto rejeitado e água p/ diluição) de acordo com o volume e tempo de residência experimental da fermentação realizada em laboratório. Obtevese 0,00166 kg/h de corrente Fruto rejeitado, com as composições da polpa apresentadas na Tabela 8, e 0,00498 kg/h de água p/ diluição a fim de completar o volume de trabalho para concentração de 250 g de massa úmida de fruto rejeitado por litro de solução. Tabela 8 Frações mássicas (base úmida) dos componentes para a corrente de entrada fruto rejeitado (substrato úmido). Componentes Frações mássicas Schulz (2010) Frações mássicas na simulação Lignina 0,0220 0,0972 Celulose 0,0098 0,0098 Frutose Sacarose 0,0730 0, Glicose Água (umidade) 0,0780 0,7010 0,1920 0,7010 Vale lembrar que o material não quantificado experimentalmente foi considerado como lignina, da mesma forma que fora realizado com o pseudocaule. Também, é importante destacar que, os açúcares totais quantificados no resíduo por Schulz (2010) que podem ser

60 59 degradados e fermentados a etanol são: frutose, sacarose e glicose. Como na simulação a formação de etanol ocorre somente pela reação a partir de glicose, considerou-se a quantidade desta igual à soma das frações mássicas de frutose, sacarose e glicose, isto para que fosse mantida a mesma quantidade inicial de açúcar que identificada experimentalmente. Na Figura 21 é ilustrado o fluxograma do processo de fermentação implementado no simulador para o fruto rejeitado. Figura 21 Fluxograma do processo de fermentação do fruto rejeitado simulado no software Aspen HYSYS. A corrente de Fruto rejeitado é misturada com água p/ diluição no misturador (Mist. 1) gerando a corrente caldo ao qual é adicionada ao fermentador (reator de conversão). O mesmo procedimento na etapa de fermentação, já descrito para o pseudocaule, foi realizado com fruto rejeitado Simulação com casca de banana Para a simulação do processo utilizando casca de banana como resíduo foram consideradas somente as etapas de concentração e fermentação, conforme é executado nas pesquisas do grupo em que este trabalho está inserido. Da mesma forma que considerado para o caso estudo do fruto rejeitado, as etapas de hidrólise ácida e enzimática não são recomendadas para a casca, devido à baixa conversão de açúcares (SCHULZ, 2010). Calcularam-se duas correntes de entrada (casca in natura e água p/ diluição) de acordo com o volume, tempo de residência, e relação de 400 g de casca para 200 ml de água da fermentação realizada em laboratório. Obteve-se 0,0177 kg/h de corrente de entrada para a casca, com as composições apresentadas na Tabela 9, e 0,0089 kg/h de água.

61 Tabela 9 Frações mássicas (base úmida) dos componentes para a corrente de entrada de casca (substrato úmido). Componentes Frações mássicas Schulz (2010) Frações mássicas na simulação Lignina 0,0205 0,0692 Celulose 0,0218 0,0218 Frutose 0, Sacarose Glicose Água (umidade) 0,0010 0,0110 0,8860-0,0230 0, Da mesma forma que fora realizado com o fruto rejeitado, o material não quantificado experimentalmente foi considerado como lignina, e a quantidade de glicose como a soma das frações mássicas de frutose, sacarose e glicose. Na Figura 22 é ilustrado o fluxograma do processo implementado no simulador para a casca de banana. Figura 22 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir da casca de banana simulado no software Aspen HYSYS. As duas correntes de entrada foram misturadas e aquecidas a 120 C, para melhor solubilização dos açúcares no caldo, conforme recomendado por Schulz (2010). Após, a solução foi resfriada à temperatura ambiente e filtrada, retirando-se os resíduos sólidos e obtendo-se a corrente caldo com os açúcares solubilizados. Esta foi adicionada em um evaporador (Concentração do caldo), no qual é concentrada em temperatura de 80 C, com variação de pressão de 54,17 kpa, a fim de se obter um caldo concentrado (L1) com concentração de açúcar desejada (em torno de 50 g/l, conforme utilizado experimentalmente). A etapa seguinte de fermentação seguiu conforme já descrito para o pseudocaule e fruto rejeitado.

62 Simulação com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Após serem realizadas as simulações individuais com cada resíduo, foi avaliada a integração do fruto rejeitado na simulação do pseudocaule, com o intuito de verificar o consumo energético e proporções favoráveis no uso desses dois resíduos misturados. Realizaram-se três simulações: com 90%, 50% e 10% da corrente inicial (vazão) de pseudocaule, valores estes definidos aleatoriamente apenas com o intuito de avaliar diferentes proporções. Dessa forma, primeiramente, calculou-se em cada situação a corrente de pseudocaule de acordo com a porcentagem desejada, e em seguida as correntes de fruto rejeitado necessárias à fermentação, a fim de completar o mesmo volume de trabalho de quando utilizado somente o pseudocaule. Na Figura 23 é mostrado o fluxograma do processo de simulação com mistura de pseudocaule e fruto rejeitado. Figura 23 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule e fruto rejeitado intergrado simulado no software Aspen HYSYS. Os procedimentos das três simulações foram realizados da mesma forma que descritos para o pseudocaule (itens ; e ). Porém, adicionou-se uma corrente mosto

63 62 de fruto rejeitado na etapa de fermentação, que é gerada pela mistura do Fruto rejeitado e água (de modo a atingir a concentração de 250 g de massa úmida por litro). Também, de forma a respeitar a mesma concentração de açúcar que entra no fermentador, obtida quando apenas pseudocaule é empregado, a corrente caldo conc. De pseudocaule apresentou diferentes níveis de concentração Simulação com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Com o mesmo objetivo que foi proposto a simulação do pseudocaule e fruto rejeitado integrado, assim também se realizou a simulação do pseudocaule e casca integrada. As proporções avaliadas foram as mesmas, ou seja, 90%, 50% e 10% da vazão inicial de pseudocaule, sendo completado o volume de trabalho com corrente de casca. Na Figura 24 é mostrado o fluxograma do processo de simulação com mistura de pseudocaule e casca. Figura 24 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule e casca de banana integrada simulado no software Aspen HYSYS.

64 63 Diferentemente da simulação com fruto rejeitado integrado em que a mesma foi acrescentada direto na fermentação, para as simulações com casca integrada as correntes foram misturadas antes da concentração do caldo, pois, como visto na simulação da casca e do pseudocaule, o caldo destes dois resíduos são concentrados. A corrente casca e água foram misturadas (Mist.7) de modo a atingir concentração experimental de 400 g de casca para 200 ml de água. Para o pseudocaule a concentração foi a mesma que utilizada na validação (77,8 gramas de massa seca por litro). Os dois resíduos foram misturados (Mist 6) após passarem pelas suas respectivas etapas necessárias de tratamento. Após, a mistura (caldo) foi concentrada e fermentada nas mesmas condições operacionais já mencionadas nas simulações anteriores (itens e 3.6.3) Simulação com integração dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Após realizada as simulações com os resíduos integrados dois a dois, implementou-se uma nova simulação com os três resíduos juntos, a fim de verificar a concentração final de etanol formado e o consumo energético. Para isso, calcularam-se as proporções de cada resíduo de acordo com as quantidades geradas destes na colheita: 3 t de pseudocaule, 440 kg de casca e 100 kg de fruto rejeitado (FERNANDES, 2012). Assim, as razões considerando o volume de trabalho da etapa de fermentação foram: 84% de pseudocaule, 12,4% de casca e 2,8% de fruto rejeitado. Deve ser mencionado que foram respeitadas as concentrações iniciais dos resíduos, de acordo com o empregado no grupo de pesquisa e conforme as simulações anteriores. Ou seja, com esta relação entre resíduos, não se manteve a uniformidade de concentração de açúcares que entra no fermentador conforme realizado nas simulações anteriores. Na Figura 25 é apresentado o fluxograma do processo implementado no simulador. A corrente de pseudocaule pseudo seco passou pelas etapas de hidrólise ácida, neutralização, hidrólise enzimática e separação de sólidos conforme descrito nas simulações anteriores (nos itens e ). A corrente de casca foi aquecida, resfriada e os resíduos separados de acordo com as condições mencionadas na simulação do item A corrente do caldo de pseudocaule e a de casca foram misturadas (Mist.6), concentradas, e após resfriamento gerou-se a corrente mosto pseudo+casca. A corrente de fruto rejeitado mosto

65 64 fruto rej. Foi adicionada somente na etapa de fermentação visto que, este resíduo não necessita de tratamentos, como feito anteriormente. As condições operacionais para a etapa de fermentação permaneceram iguais a todas as outras simulações realizadas e conforme descrito no item Figura 25 Fluxograma do processo de produção de bioetanol a partir de pseudocaule, casca e fruto rejeitado de banana simulado no software Aspen HYSYS Simulação completa do processo com a utilização dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Realizou-se uma simulação com as vazões empregadas experimentalmente pelo grupo de pesquisa considerando o processo completo de produção de etanol com os três resíduos, englobando evaporadores de múltiplos efeitos (cinco efeitos) para a etapa de concentração de caldo, bem como as etapas de destilação e desidratação, da mesma forma que é realizado

66 65 industrialmente. Para isso utilizou-se as mesmas condições e vazões descritas no item (Simulação com integração dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca). Primeiramente, substitui-se o evaporador utilizado nas condições experimentais por evaporadores de múltiplo efeito, incluindo cinco evaporadores na etapa de concentração do caldo, conforme também é realizado por Dias (2008) e Miranda (2011), que simulam processos em escalas industriais da obtenção de etanol a partir da cana-de-açúcar. No simulador não há uma operação unitária correspondente ao evaporador múltiplo efeito, então utilizou-se um sistema constituído de separadores e trocadores de calor conforme descrito por Galatro et al. (2011). O fluxograma desta etapa está apresentado na Figura 26. Figura 26 Fluxograma do processo de concentração com evaporador em múltiplo efeito simulado no software Aspen HYSYS. Foram implementados cinco separadores e cinco trocadores de calor. A energia necessária para o primeiro efeito é utilizada do calor liberado do trocador de calor 1 (Cooler 1), onde uma corrente de vapor saturado é condensado. As energias necessárias para os próximos efeitos são utilizadas a partir das energias geradas nos condensadores 2, 3, 4 e 5. Estes condensam o fluxo de vapor de saída de cada separador em C2, C3, C4 e C5, respectivamente. A ferramenta SET (S) foi utilizada para calcular as temperaturas das correntes líquidas, cujos valores são fixos em menos 3 C das temperaturas dos condensados. A ferramenta Adjust (A) foi empregada para ajustar a energia de entrada conforme a fração mássica de açúcar desejada, que para esta simulação, foi considerada a mesma concentração das simulações anteriores e utilizada em laboratório (65 g/l ou 6,5%).

67 66 Em seguida, realizou-se a implementação do reciclo das leveduras no processo de fermentação e lavagem dos gases gerados no mesmo, conforme descrito por Dias (2008) e apresentado na Figura 27. Figura 27 Fluxograma do processo de fermentação com reciclo de células simulado no software Aspen HYSYS. Considerou-se adição de levedura ( pé-de-cuba ) no reator até completar 20% do volume do meio reacional. Os gases liberados foram recuperados e encaminhados a uma coluna para lavagem e recuperação do etanol arrastado. A vazão de água alimentada à torre de lavagem foi calculada (através da ferramenta Adjust A ) de forma tal que a corrente de solução alcoólica (Sol. alcoólica) obtida no fundo apresentasse uma concentração de etanol de aproximadamente 2% (PALACIO, 2010). Em seguida, as centrífugas foram implementadas como separadores de sólidos comuns, visto que, no simulador não existe a operação unitária correspondente a centrífuga. A separação nos equipamentos foi determinada especificando-se a fração de sólidos no vapor (não se considerou produto na fase vapor), sólidos no líquido (considerou-se que o vinho delevedurado possui concentração de células igual a zero) e líquidos no fundo. No caso da primeira centrífuga o levedo é obtido com 35% de células em volume; consequentemente, a fração volumétrica de líquido no fundo deve ser igual a 65%. No caso da segunda centrífuga, a concentração de células no fermento deve ser igual a 70% (volume), portanto, a fração volumétrica de líquido no fundo foi definida como 30%. Utilizou-se a ferramenta SET (S)

68 67 do simulador para ajustar a vazão de água da lavagem da segunda centrífuga à vazão de creme de levedura obtido na primeira centrífuga, já que a vazão de água de lavagem deve ser igual a vazão do creme de levedura da primeira centrífuga. Após, a corrente contendo as leveduras recicladas (levedo) foi enviada para uma purga onde 95% das células foram encaminhadas para tratamento e 5% foram purgadas (PALACIO, 2010). Na seção de tratamento do fermento considerou-se adição de amônia na corrente nutrientes (conforme descrito no item ). Foi adicionado também solução de ácido sulfúrico, sendo a vazão desta calculada com a ferramenta Adjust (A), de modo a atingir concentração no pe-de-cuba igual a 28% de células em volume. Foram acrescentadas também as etapas de destilação e desidratação com solvente monoetilenoglicol (MEG). O processo de destilação e desidratação simulado foi realizado de maneira semelhante ao processo convencional observado nas indústrias, conforme descrito na seção 2.8.6, bem como por Dias (2008) e Miranda (2011). O fluxograma do processo pode ser observado na Figura 28. Figura 28 Fluxograma do processo de destilação simulado no software Aspen HYSYS. Inicialmente, o vinho sofreu um pré-aquecimento até que atingisse 93 C. Na sequência, esse vinho foi alimentado no topo da coluna A1. Os produtos gerados no topo e fundo desta serviram de alimentação para o fundo da coluna D e topo da coluna A1, respectivamente. Na coluna A foram produzidos a vinhaça e a flegma vapor que foi encaminhada para a coluna de retificação. A coluna D gerou como produto de fundo a flegma

69 68 líquida, que também foi enviada para a coluna de retificação, e como produto de topo foram produzidos vapores (constituídos por CO 2 anteriormente dissolvidos no vinho). Esses vapores foram condensados, e a corrente líquida obtida dividiu-se em duas partes: uma foi reciclada para o topo da coluna D, enquanto a outra foi retirada como álcool pesado (álcool de 2 ). As colunas B e B1 foram unidas para compor a coluna de retificação do processo, visto que possuem diâmetros iguais e estão localizadas uma sobre a outra. Assim, a coluna simulada possui o número de pratos equivalente à soma dos pratos da coluna B e B1 (processo industrial). No topo foi obtido o Álcool Etílico Hidratado Carburante (AEHC), e como produto de fundo a flegmaça. Na parte superior também é obtido o óleo fúsel B e B1. Os parâmetros utilizados em cada coluna estão descritos na Tabela 10. Estes foram retirados de Dias (2008), que utilizou em seu estudo dados baseados na Usina da Pedra, ou seja, são informações já estabelecidas por um processo de destilação convencional observado na indústria. Tabela 10 Configurações e especificações do processo de destilação simulado. Coluna A Número de pratos 18 Pressão no topo (kpa) 139,3 Pressão no fundo (kpa) 152,5 Posição de retirada de vapor de flegma 17 Fração mássica de etanol na vinhaça 0,0002 Recuperação de etanol no vapor de flegma (%) 76 Coluna A1 Número de pratos 8 Pressão no topo (kpa) 136,3 Pressão no fundo (kpa) 139,3 Coluna D Número de pratos 6 Pressão no topo (kpa) 133,8 Pressão no fundo (kpa) 136,3 Fração de álcool de segunda reciclada à coluna D 0,99 Coluna B,B1 Número de pratos 45 Pressão no topo (kpa) 116 Pressão no fundo (kpa) 135,7 Posição de alimentação vapor de flegma 23 Posição de alimentação flegma líquida 23 Posição de retirada óleo fúsel 26 e 4 Fração mássica de etanol em AEHC 0,935 Vazão de óleo fúsel B (kg/h)* 2,89x10-6 Vazão de óleo fúsel B (kg/h)* 2,26x10-6 * Vazões calculadas para a proporção da simulação em escala laboratorial, a partir das correntes apresentadas para a escala industrial.

70 69 Após, foi realizado o processo de desidratação do etanol hidratado, a fim de obter o etanol anidro, com 99,5% de pureza. Para isto, utilizou-se o solvente MonoEtilenoGlicol (MEG) para o processo de desidratação extrativa, sendo composto por duas colunas: coluna extrativa e coluna de recuperação do solvente. As especificações destas foram obtidas a partir de Dias (2008) e Miranda (2011), e estão descritas na Tabela 11. O fluxograma do processo de desidratação extrativa pode ser observado na Figura 29. Tabela 11 Configurações e especificações do processo simulado de destilação extrativa com MEG. Coluna Extrativa Número de pratos 35 Posição de alimentação do solvente 33 Posição de alimentação do AEHC 11 Razão de refluxo* 2,5 Vazão de solvente (MEG) (kg/h)* 5,35x10-4 Vazão de AEAC (kg/h)* 1,76x10-4 Pressão de operação (kpa) 101,3 Temperatura no fundo ( C) 133,6 Fração mássica de etanol em AEAC 0,995 Coluna de Recuperação Número de pratos 10 Posição de alimentação da solução 6 Recuperação de MEG no fundo (%) 99,99 Razão de refluxo* 0,55 Pressão de operação (kpa) 20 Temperatura no fundo ( C) 150,3 * Adaptações para o processo simulado com resíduos da bananicultura. Figura 29 Fluxograma do processo de desidratação simulado no software Aspen HYSYS.

71 70 Na primeira coluna (extrativa) são adicionados Álcool Etílico Hidratado Carburante (AEHC) e o solvente MonoEtilenoGlicol (MEG). O Álcool Etílico Anidro Carburante (AEAC) é obtido como produto de topo, enquanto uma solução de água e solvente é obtida no fundo. Esta constitui a alimentação da coluna de recuperação do solvente, na qual água é obtida no topo e o solvente recuperado no fundo. O solvente recuperado é resfriado a 35 C e reciclado à coluna extrativa Simulações com diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado Com o intuito de analisar a influência da concentração de açúcar no caldo concentrado em relação ao consumo energético das etapas de concentração, destilação e desidratação do etanol, realizaram-se simulações concentrando o caldo dos resíduos com fração mássica de açúcar em 10% (100 g/l, pois esta vem sendo estudada recentemente pelo grupo de pesquisa) e 25% (250 g/l, que é necessária para se atingir a concentração utilizada industrialmente na alimentação do fermentador na faixa de 18% a 19%). Utilizaram-se as mesmas etapas e configurações descritas no item anterior (3.6.7), porém na etapa de concentração a especificação da ferramenta Adsjut (representada pela letra A na Figura 26 mostrada anteriormente no item 3.6.7) foi modificada para cada concentração desejada, ou seja, em uma simulação utilizou-se a especificação de concentração de açúcar em 10%, e na outra em 25%, a fim de se obter o caldo com teor de açúcar proposto. Vale ressaltar também que as vazões iniciais foram recalculadas para que se mantivesse o mesmo volume de trabalho da fermentação (a título de melhor comparação), pois concentrando mais o caldo dos resíduos necessita-se de maior vazão inicial Simulação com integração de resíduos da bananicultura em um processo convencional de produção de etanol Avaliou-se a integração de resíduos da bananicultura em um processo convencional de produção de etanol (da cana-de-açúcar, por exemplo). Para isso, realizou-se uma simulação, contemplando todas as etapas do processo (conforme descrito no item 3.6.7). Porém

72 71 acrescentou-se, juntamente com a corrente de caldo concentrado dos resíduos (6,5% de açúcar), uma corrente com teor em massa de açúcar em 25% (representando o caldo extraído de uma matéria-prima convencional como a cana-de-açúcar). A vazão desta corrente foi calculada de forma a se atingir teor de açúcar adequado para o processo (em torno de 20% em massa), e assim avaliar a quantidade viável de resíduo a ser integrada ao processo Simulação do processo em escala industrial A fim de verificar as necessidades para uma produção em escala industrial, realizou-se uma simulação com vazões relatadas na literatura de um processo produtivo empregado industrialmente, extrapolando-se aquelas calculadas para a simulação com as vazões empregadas no grupo de estudo com teor de açúcar em torno de 20% na alimentação do fermentador (visto que esse é recomendado na literatura). As vazões de entrada foram calculadas para se obter mosto final em torno de t/h, visto que, Dias (2008) e Miranda (2011) trabalharam com vazões de 279 e 276,5 t/h, respectivamente. A configuração do processo para escala industrial foi realizada conforme as etapas descritas no item

73 72 4 RESULTADOS E DISCUSSÃO 4.1 Validação das simulações com pseudocaule, fruto rejeitado e casca Primeiramente realizou-se a validação somente da etapa de hidrólise ácida do pseudocaule, devido aos dados experimentais obtidos por Gonçalves Filho (2011), que realizou a análise quantitativa dos açúcares obtidos a partir de diferentes condições operacionais desta etapa. Segundo o autor, a quantidade de glicose formada para as condições de 120 C, 2% de ácido, e 15 minutos de tempo de reação é de aproximadamente 2,07 g/l quando utilizado 11,75 g de massa de pseudocaule. Na simulação implementada no Aspen HYSYS com as mesmas condições experimentais, obteve-se 2,019 g/l de glicose. Há então uma diferença de 0,051 g/l, que representa um erro de 2,46%, indicando boa reprodução dos dados experimentais. Um comparativo entre os resultados da simulação com pseudocaule (com todas as etapas implementadas a partir de uma concentração de 77,8 g de massa seca por litro) e os experimentais realizados por Souza et al. (2014) estão apresentados na Tabela 12. Tabela 12 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir do pseudocaule de bananeira. Concentrações (g/l) Açúcar após hidrólise enzimática Experimental Souza et al. (2014) Simulação 25,3±2,3 25,06 Açúcar após concentração ± 65 65,8 Etanol após fermentação 22,13±0,8 22,14 Açúcar após fermentação 5,67±0,28 9,6 Conforme se observa na Tabela 12 os resultados encontrados a partir da simulação estão próximos aos valores experimentais. A quantidade de açúcar após a hidrólise enzimática ficou em 25,06 g/l, sendo 25,3±2,3 g/l a variação experimental apresentada por Souza et al. (2014), o valor encontrado para a simulação está de acordo com o experimental. Calculandose o desvio do valor simulado com o experimental, ou seja, a diferença entre os dados

74 73 simulado e o experimental, divido pelo valor experimental, obteve-se aproximadamente 0,95% de desvio. A quantidade de açúcar após concentração do caldo, e etanol formado na simulação foram 65,8 e 22,14 g/l, permanecendo dentro da variação experimental de ± 65 e 22,13±0,8 g/l, respectivamente. Os desvios entre os valores simulados com experimentais ficaram em torno de 1,2% e 0,045% para a quantidade de açúcar após concentração do caldo, e etanol formado na simulação, respectivamente. Já a quantidade de açúcar restante após a fermentação teve diferença em relação aos valores experimentais, sendo em torno de 3,65 g/l maior, cerca de 70%. Isto pode ser explicado pelo fato de que a levedura utiliza o açúcar para crescimento celular e, visto que não há dados experimentais sobre a quantidade de micro-organismos formada na fermentação, não é possível identificar se a quantidade de levedura formada na simulação é semelhante ao experimental. Apesar disso, pode-se considerar que a simulação representa razoavelmente bem o processo real. Uma comparação similar foi feita com a simulação do fruto rejeitado. Os resultados experimentais obtidos a partir de Schulz (2010) bem como os da simulação estão apresentados na Tabela 13. Tabela 13 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir do fruto rejeitado de banana. Concentrações (g/l) Experimental Simulação Açúcar antes da fermentação 43,12/59,58 48 Açúcar após fermentação Etanol após fermentação 0 5,2 17,25/ 17,52 17,45 Segundo os dados da Tabela 13, a quantidade de açúcar inicial na simulação (48 g/l) ficou dentro da variação encontrada experimentalmente (43,12/59,58 g/l). Segundo Schulz (2010) os açúcares totais após a etapa de fermentação foram totalmente consumidos, porém na simulação encontrou-se concentração de 5,2 g/l. No entanto, como a concentração de etanol formado permaneceu dentro da variação experimental, tendo um desvio de 1,16% para o menor valor experimental e 0,4% para o maior, e sendo este o principal produto de interesse, considerou-se validada a simulação.

75 Para a casca, os resultados obtidos a partir da simulação e dos dados experimentais estão apresentados na Tabela Tabela 14 Resultados comparativos entre os valores experimentais e simulados para a produção de bioetanol a partir da casca de banana. Concentrações (g/l) Experimental Simulação Açúcar antes da concentração ± 20 16,3 Açúcar após concentração ± 45 a 55 50,8 Etanol após fermentação ± 16,5 16,88 Açúcar após fermentação ± 3,8 7,7 Os resultados mostraram que a concentração de açúcar inicial e após a fermentação se diferenciaram um pouco do experimental, cerca de 3,7 g/l e 3,9 g/l, respectivamente. Porém, além dos dados experimentais serem uma média de alguns testes, os resultados de açúcar após concentração e etanol formado ficaram muito próximos. Dessa forma, considerou-se validada a simulação. 4.2 Simulação do processo até a etapa de fermentação com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções Foi avaliada a integração do fruto rejeitado na simulação do pseudocaule em diferentes proporções, com o intuito de verificar os consumos energéticos e proporções favoráveis no uso desses dois resíduos misturados. Os resultados das concentrações de açúcar e etanol obtidos dessas simulações estão apresentados na Tabela 15. Primeiramente, avaliando as concentrações de açúcar, os resultados mostraram que, para que se mantivesse a mesma concentração no mosto de quando utilizado 100% pseudocaule, ou seja, em todos os casos cerca de 65 g/l de açúcares com a mistura de pseudocaule e fruto rejeitado, e assim, obter igual concentração de etanol no vinho, foi necessário aumentar o teor açúcar no caldo concentrado de pseudocaule (ou seja, concentrar a corrente a um valor superior de açúcares do que o praticado). Desta forma, verificou-se que seria necessário concentrar a corrente para aproximadamente, 67,9, 83,5 e 224,4 para as proporções de 90%, 50% e 10% de pseudocaule, respectivamente.

76 75 Este comportamento indica que para a simulação com 10% de pseudocaule, seria necessário uma concentração maior do caldo, que deve ser observada na prática, avaliando-se o escoamento (viscosidade) da mistura a fim de não prejudicar o fluxo de um processo contínuo. Vale mencionar que, quando se iniciou os estudos deste trabalho, os testes laboratoriais da etapa de concentração do caldo eram realizados com teores de açúcar inferiores aos utilizados atualmente (em torno de 100 g/l). Também, ressalta-se que, na literatura citam-se teores maiores de açúcar na etapa de concentração, em torno de 65%, sendo depois diluído na entrada do fermentador para em torno de 18 a 22%, como apresentado por Dias (2008). Tabela 15 Concentrações de açúcar e etanol para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções. Concentrações (g/l) 100% Pseudo 100% Fruto rej. 90% Pseudo 10% Fruto 50% Pseudo 50% Fruto 10% Pseudo 90% Fruto Açúcar no caldo concentrado (pseudo) 65,858-67,893 83,47 224,435 Açúcar no caldo de fruto rejeitado Açúcar no mosto (pseudo + fruto rej.) Açúcar após Fermentação ,904 65,735 65,643 9,6 5,2 9,63 9,69 9,76 Etanol formado 22,145 17,45 22,209 22,349 22,512 A necessidade de elevar a concentração de açúcar no caldo poderia exigir maior consumo energético na etapa de concentração, no entanto isso não foi observado, conforme demonstrado nas simulações (Tabela 16). Tal comportamento pode ser explicado pelo fato de que, diminuindo a proporção de pseudocaule nas simulações, as vazões para as etapas de prétratamento e tratamento (o que inclui a concentração do caldo) também foram menores, assim, quanto menos pseudocaule na vazão de entrada, menor será o requerimento de energia para esses processos. A energia total requerida para a simulação somente com o pseudocaule foi de aproximadamente 817,7 kj/h, e esta diminui proporcionalmente conforme a redução de entrada do mesmo, como é mostrado na Tabela 16 e na Figura 30. Por exemplo, reduzindo-se para 50% a entrada de pseudocaule, o consumo energético do processo passa de 817,654 kj/h para 413,018 kj/h, ou seja, também se reduz aproximadamente 50%.

77 Tabela 16 Energia requerida e retirada em cada etapa para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções. Energia por etapas 100% 90% Pseudo 50% Pseudo 10% Pseudo (kj/h) Pseudocaule 10% Fruto 50% Fruto 90% Fruto Aq. 1 (E-100) 561,7 505,6 280,9 56,17 E1 Reator hid. ácida 18,86 16,98 9,432 1,886 E2 Reator neutralização 195,9 176,6 99,54 19,59 E3 Reator hid. enzimática 0,074 0,066 0,036 7,4x10-3 E4 Concentração 41,12 37,67 23,11 5,73 Total Requerida 817, , ,018 83,376 Resf.1 (E-101) 439,8 395,8 219,9 43,98 Resf.2 (E-102) 1,35 1,213 0,667 0,123 E5 Fermentação 2,495 2,497 2,491 2,487 Total Retirada 443, , ,058 46,59 76 Vale ressaltar que a energia da fermentação está como retirada do processo, pois, segundo Bereche (2011), esta é uma etapa com reação exotérmica, ou seja, libera calor para o sistema. Também se pode notar que, a quantidade total de energia retirada é quase metade daquela total requerida, ou seja, há possibilidade de integração energética no processo de metade da energia necessária ao mesmo. Figura 30 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com pseudocaule e fruto rejeitado integrado em diferentes proporções. Então, a partir dos resultados apresentados percebe-se que, quanto menor a proporção de pseudocaule, menor a energia consumida no processo. Porém, para se definir uma melhor

78 77 proporção no uso de pseudocaule e fruto rejeitado integrado, deve-se avaliar dois fatores: a energia empregada na etapa de concentração do caldo de pseudocaule, a partir do volume de trabalho que se deseja e, as limitações do processo que não são possíveis de se avaliar em uma simulação de processos, como por exemplo, a consistência viscosa da mistura para uma boa fluidez, não formando massa pastosa capaz de prejudicar o processo de fermentação. 4.3 Simulação do processo até a etapa de fermentação com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções Com o mesmo intuito de verificar os consumos energéticos e proporções favoráveis no uso de pseudocaule e fruto rejeitado, foi avaliada também a integração da casca em diferentes quantidades na simulação do pseudocaule. Vale ressaltar que, para essas simulações os volumes de trabalho na etapa de concentração permaneceram iguais de quando utilizado somente pseudocaule, diferentemente das simulações realizadas com o fruto rejeitado integrado. Isto por que, com a casca integrada os resíduos foram misturados antes da etapa de concentração do caldo. Os resultados obtidos de concentração de açúcar e etanol das simulações com pseudocaule e casca integrada estão apresentados na Tabela 17. Tabela 17 Concentrações de açúcar e etanol para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções. Concentrações (g/l) Açúcar antes da Concentração do caldo 100% Pseudocaule 100% Casca 90% Pseudo 10% Casca 50% Pseudo 50% Casca 10% Pseudo 90% Casca 25,06 16,3 24,2 20,78 17,68 Açúcar após Concentração do 65,86 50,8 65,88 65,85 65,96 caldo Açúcar após Fermentação 9,6 7,6 9,6 9,6 9,6 Etanol formado 22,145 16,89 22,152 22,143 22,18 Pode-se observar que quanto maior a proporção de casca na mistura, menor é a concentração de açúcar inicial na mesma. Isto por que, a concentração de açúcar inicial no

79 78 caldo da casca (100%) é menor do que no caldo do pseudocaule (100%), portanto, quando se mistura os dois resíduos a concentração inicial diminui. As outras concentrações, tanto de açúcar final quanto de etanol formado, permanecem praticamente iguais devido à mesma quantidade de açúcar após a etapa de concentração do caldo. Na Tabela 18 são apresentadas as energias requeridas e retiradas do processo obtidas a partir das simulações com pseudocaule e casca integrada. O aumento na proporção de casca na mistura reflete em maior consumo energético da etapa de concentração do caldo (E4), visto que, quanto menor a concentração inicial de açúcar, maior a energia gasta para se concentrar a solução em 65 g/l. Ou seja, quanto maior quantidade de casca, maior energia empregada na etapa de concentração. Vale enfatizar que, nas simulações com fruto rejeitado integrado isto não ocorreu, pois, o volume de trabalho da etapa de concentração diminuía com o aumento na proporção de fruto rejeitado. Já para o caso da casca, como mencionado anteriormente, os volumes se mantiveram em todas as simulações. Tabela 18 Energia requerida e retirada em cada etapa para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções. Energia por etapas (kj/h) 100% Pseudocaule 100% Casca 90% Pseudo 10% Casca 50% Pseudo 50% Casca 10% Pseudo 90% Casca Aq. 1 (E-100) 561,7-505,6 280,9 56,17 Aq. 2 (E-102) - 63,72 6,372 31,86 57,34 E1 Reator hid. ácida E2 Reator neutralização 18,86-16,98 9,432 1, ,9-176,6 99,54 19,59 E3 Reator hid. enzimática 0,074-0,066 0,036 7,4x10-3 E4 Concentração do caldo 41,12 43,6 42,08 45,83 49,31 Total Requerida 817, ,32 747, , ,296 Resf.1 (E-101) 439,8-395,8 219,9 43,98 Resf.3 (E-103) - 63,17 6,317 31,58 56,84 Resf.2 (E-104) 1,35 1,361 1,349 1,349 1,35 E5 Fermentação 2,495 1,912 2,496 2,495 2,499 Total Retirada 443,645 66, , , ,669

80 79 Diferentemente da energia empregada para a concentração do caldo, as etapas anteriores a esta tem seu consumo energético reduzido com o aumento da porcentagem de casca. Isto por que, somente o pseudocaule necessita das etapas de hidrólises. Portanto, quanto menor a proporção do mesmo na mistura, menor é o volume de trabalho para estas etapas. Na Figura 31 são apresentadas as energias requeridas e retiradas totais para as simulações com pseudocaule e casca integrada. A simulação com a integração da casca, assim como com o fruto rejeitado, mostrou que a quantidade total de energia retirada do sistema foi quase metade daquela requerida pelas outras do processo, ou seja, também há possibilidade de integração energética no processo de metade da energia necessária ao mesmo. Figura 31 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com pseudocaule e casca integrada em diferentes proporções. Embora a energia da etapa de concentração do caldo tenha aumentado com o aumento da porcentagem de casca, a energia total do processo diminui. Isto devido às etapas de prétratamento e tratamento do pseudocaule, pois quanto menor a proporção de pseudocaule na mistura menor energia se gasta para essas etapas. A redução da energia total do processo é quase proporcional à redução na proporção de pseudocaule na mistura. Para a simulação com 90% de pseudocaule, a energia reduziu em aproximadamente 8,55% em relação ao uso de 100% de pseudocaule. Já para o uso de 50% e 10% de pseudocaule, a redução foi de 42,8% e 77,5%, respectivamente. Portanto, quanto menor a proporção de pseudocaule na mistura, menor energia empregada no processo.

81 4.4 Simulação do processo até a etapa de fermentação com integração dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca 80 Com o objetivo de verificar a formação de etanol e consumo energéticos no uso dos três resíduos integrados, foi realizada uma simulação com a mesma proporção de geração destes na colheita da banana. Na Tabela 19 são apresentados os resultados de concentração de açúcar e etanol para essa simulação. Primeiramente, deve ser mencionado que na simulação com 100% de fruto rejeitado não constam os açúcares iniciais do caldo, pois este resíduo não passa pela etapa de concentração, sendo adicionado somente na fermentação, como visto na simulação de validação. De acordo com os dados da Tabela 19, percebe-se que a concentração de açúcar inicial no caldo diminui quando utilizado a mistura de pseudocaule e casca. Isto porque, a casca tem menor teor de açúcar, portanto, misturando-se os dois resíduos a concentração de açúcar na mistura diminui. Também, é notado que a quantidade de açúcar no mosto da mistura diminui um pouco após ser adicionado o fruto rejeitado, pois esta tem 48 g/l de açúcar na solução, diferente da mistura de pseudocaule e casca que possui cerca de 65 g/l. As outras concentrações, tanto de açúcar quanto de etanol formado, permaneceram próximas aos resultados encontrados na simulação com 100% de pseudocaule. Isto devido ao fato deste resíduo ter a maior proporção na mistura. Tabela 19 Concentrações de açúcar e etanol para a simulação com os três resíduos integrados. Concentrações (g/l) Açúcar inicial antes da concentração do caldo 100% pseudocaule 100% casca 100% fruto 84,8% pseudo/ 12,4% casca/ 2,8% fruto 25,06 16,3-24,72 Açúcar após conc. Do caldo 65,8 50,8-65,59 Açúcar no mosto p/ fermentação 65,8 50, ,09 Açúcar após fermentação 9,6 7,6 5,2 9,5 Etanol formado 22,14 16,89 17,45 21,89 Na Figura 32 são mostradas as concentrações de etanol para cada simulação. A concentração de etanol na mistura foi um pouco maior do que quando utilizado somente casca ou fruto rejeitado, sendo em torno de, 5 g/l (22,8%) e 5,26 g/l (24%), respectivamente. Já

82 em comparação com a simulação utilizando 100% pseudocaule, a formação de etanol na mistura ficou muito próxima desta, cerca de apenas 0,25 g/l a menos. 81 Figura 32 Comparativo das concentrações de etanol formado a partir das simulações com uso de: 100% pseudocaule, 100% casca, 100% fruto rejeitado, e os resíduos misturados na proporção de colheita. Na Tabela 20 são apresentadas as energias requeridas e retiradas de cada etapa do processo simulado, e na Figura 33 são mostradas as energias totais. Vale mencionar que as energias para a simulação com 100% de fruto rejeitado não constam na tabela, pois este resíduo é adicionado diretamente na fermentação, não tendo, portanto, participação no consumo energético das etapas anteriores a esta. Tabela 20 Energia requerida e retirada em cada etapa para a simulação com os três resíduos integrados. Energia por etapas (kj/h) 100% Pseudocaule 100% Casca 84,8% Pseudo/ 12,4% Casca/ 2,8% Fruto Aq. 1 (E-100) 561,7-476,2 Aq. 2 (E-102) - 63,72 1,963 E1 Reator hid. ácida 18,86-16 E2 Reator neutralização E3 Reator hid. enzimática E4 Concentração do caldo 195,9-166,6 0,074-0,063 41,12 43,6 36,3 Total Requerida 817, ,32 697,126 Resf.1 (E-101) 439,8-372,8 Resf.3 (E-103) - 63,17 1,946 Resf.2 (E-104) 1,35 1,361 1,311 E5 Fermentação 2,495 1,912 2,466 Total Retirada 443,645 66, ,523

83 Figura 33 Energia total requerida e retirada do processo para as simulações com 100% pseudocaule, 100% casca e mistura dos três resíduos (pseudocaule, fruto rejeitado e casca) nas proporções de colheita. 82 Comparando-se as energias totais, nota-se que a simulação com mistura dos resíduos apresentou menor energia do que quando utilizado 100% pseudocaule (cerca de 14,8% menor), e muito maior do que no processo com uso de 100% casca (cerca de 84,6% maior). Pode-se atribuir isto à maior proporção de pseudocaule na mistura, pois o mesmo passa por etapas de tratamentos que não são necessárias à casca, por isso, a utilização deste resíduo tem maior impacto no consumo energético do processo. Em relação à energia total retirada, percebe-se que no uso dos três resíduos a mesma apresentou comportamento semelhante de quando utilizado cada um separadamente. Ou seja, foi aproximadamente a metade daquela requerida pelas outras etapas do processo. De acordo com os resultados apresentados até o presente momento, a utilização dos três resíduos integrados na mesma proporção da colheita se mostrou interessante, visto que, para produção de etanol numa concentração muito próxima ao uso de 100% pseudocaule, houve redução no consumo energético total do processo até a etapa de fermentação. 4.5 Simulação completa do processo com a utilização dos três resíduos: pseudocaule, fruto rejeitado e casca Realizou-se uma simulação com as vazões empregadas experimentalmente para o processo completo de produção de etanol com os três resíduos. Esta etapa englobou o uso de evaporadores de múltiplos efeitos (cinco efeitos) para a etapa de concentração de caldo, visto

84 83 que, para as simulações anteriores foram utilizados somente um evaporador, e também a implementação das etapas de destilação e desidratação, da mesma forma que é realizado industrialmente. Os resultados estão apresentados no Quadro 5, juntamente com dados da literatura, a fim de comparar os mesmos. As principais vazões do processo foram detalhadas com intuito de reforçar que, na simulação se trabalhou com escala de laboratório, enquanto dados da literatura demonstram escala industrial. Quadro 5 Principais parâmetros da simulação do processo completo de produção de etanol com os três resíduos e dados da literatura. Parâmetros Simulação Dias (2008) Miranda (2011) Bereche (2011) Conversão da celulose em glicose (hidrólises) ± 56% 80,6% 80,6% - Fração mássica de açúcar na entrada do fermentador 6,5% 22% 25% 19% Vazão de mosto 8,226x10-3 kg/h 279 t/h 276,5 t/h - Volume de inóculo em relação ao volume de trabalho da Fermentação 20% 25% 25% 25% Temperatura Fermentação 30 C 28 C 28 C 34 C Conversão de glicose a etanol 81% 90,48% 90,48% 89% Vazão de vinho 7,971x10-3 kg/h 329 t/h 337,7 t/h - Fração mássica de etanol no vinho 2,25% 8-10% 10% 8-9% Vazão de AEHC 1,883x10-4 kg/h 35,2 t/h 37,02 t/h 41,74 m³/h Fração mássica de etanol no AEHC 93,5% 93,5% 94,7% 93,7% Recuperação de etanol na destilação (Rp) 98,2% 80-99% - - Vazão de AEAC 1,76x10-4 kg/h 33,1 t/h 34,43 t/h 39,5 m³/h Fração mássica de etanol no AEAC 99,6% 99,32% 99,5% 99,4% Perda de etanol na coluna extrativa (Pp) 0,42% 0,11% 2,28% - Relação alimentação MEG/ Alimentação de AEHC * ±2,5-1 0,6 Pureza da água 99,99% 99,98% - 99,99% Recuperação de MEG no fundo 99,99% 99,99% 99,99% 99,99% Analisando, primeiramente, a conversão da celulose em glicose, no processo de hidrólise, percebe-se que os resultados obtidos na simulação são menores do que os dados fornecidos na literatura. Porém, deve-se levar em consideração que, também os processos de pré-tratamento e tratamento são diferentes. Enquanto na simulação foram realizados pré-

85 84 tratamento com ácido diluído seguido de hidrólise enzimática (conforme processo executado pelo grupo de estudos), os autores citados empregaram pré-hidrólise com ácido diluído, água e vapor (processo Organosolv), seguido de deslignificação e hidrólise enzimática. Outro fator que pode influenciar na diferença da conversão do açúcar consiste na concentração inicial do resíduo. Por exemplo, Souza et al. (2014) avaliaram a conversão de açúcares a partir da hidrólise ácida seguida de hidrólise enzimática, para o resíduo pseudocaule in natura (11,75 g/l de massa seca) e seco (77,8 g/l de massa seca). No caso da biomassa in natura obtiveram cerca de 82% de conversão, e 60,7% para a biomassa seca. Porém, apesar do resíduo in natura apresentar melhor conversão, continuaram-se as pesquisas com o resíduo seco, devido à maior concentração final de açúcar para este caso. Já Dias (2008), Miranda (2011) e Bereche (2011) citam em seus trabalhos utilização do bagaço da cana com 50% de umidade. Ainda, comparando-se a conversão da celulose em glicose, outro ponto importante de se avaliar é a base de cálculo utilizada por cada autor para se obter essa conversão, pois há muitas divergências na literatura em relação ao conceito de conversão. Alguns autores utilizam como base somente a glicose, outros consideram os açúcares totais (frutose, glicose e xilose), ou até mesmo só sacarose. Por exemplo, Dias (2008) afirma que para o cálculo da hidrólise da celulose foram considerados resultados obtidos em experimentos utilizando-se como matéria-prima α celulose (grau químico), sob condições de concentração de ácido muito baixa (0,07%) e elevada temperatura (205 C). Sob essas condições foi possível obter conversão de celulose de 80,6%. O autor cita ainda que, este é o valor que deve ser tomado como base para estabelecer rendimentos máximos do processo de hidrólise estudados. Ou seja, é utilizada uma conversão, considerada máxima, para um processo realizado em laboratório somente a partir de celulose, não de um resíduo em si, que pode conter outros componentes ou fatores que impeçam o rendimento máximo, como por exemplo, a fração de lignina presente no resíduo. Na simulação foi calculada a conversão da celulose em glicose de acordo com a razão do rendimento teórico (1 g de celulose/1,1 g de glicose formada) e o rendimento prático de glicose formada experimentalmente, a partir dos dados obtidos por Gonçalves Filho (2011) e Souza et al. (2014). Outro ponto a ser discutido é a fração mássica de açúcar na corrente de entrada do fermentador, que para a simulação está menor se comparada aos trabalhos da literatura. Isso porque foram seguidas as conversões experimentais, obtidas em laboratório para a hidrólise da celulose, e dados de concentração do caldo. A partir desses resultados, percebe-se que

86 85 tanto a baixa conversão na hidrólise, quanto à concentração do caldo, influenciam na fração mássica de açúcar para a fermentação. A concentração de 65 g/l (após concentração do caldo) se mostrou inadequada para o processo, porém pesquisas estão sendo realizadas no grupo de estudos visando melhorar esse parâmetro, tendo em vista sua importância para as próximas etapas. Essa concentração reflete na fração mássica de etanol no vinho, pois quanto menor a quantidade de açúcar, menor formação de etanol. Obteve-se para a simulação fração de 2,25% de etanol no vinho, enquanto que industrialmente deve ser em torno de 7-10% (como é utilizado no processo convencional da cana-de-açúcar). Segundo Dias (2008), quanto maior a quantidade de açúcares não fermentada, maior será a quantidade de etanol perdida, isto é, maior será a quantidade de etanol que deixará de ser produzida. Existe, portanto, a necessidade de avaliar mais detalhadamente a etapa de concentração do caldo, a fim de se obter maiores concentrações de açúcares para a etapa de fermentação. Vale destacar que, para o processo conduzido em laboratório, a etapa de concentração é realizada em batelada por evaporação na pressão ambiente (1 atm) à temperatura entre 70 e 80 C, considerando tempo de residência em torno de 15 h, diferente do empregado industrialmente em que se utilizam evaporadores do tipo múltiplo efeito. Dois parâmetros foram avaliados em relação aos resultados de vazões de etanol nas etapas de destilação e desidratação do etanol: a recuperação do produto (etanol) na coluna de destilação (Rp), e a perda do produto (etanol) na coluna extrativa (Pp). A recuperação de etanol na coluna de destilação (Rp) foi calculada a partir da relação da quantidade de etanol na corrente AEHC pela quantidade de etanol no vinho, assim obtendo-se uma porcentagem de recuperação na coluna, como é mostrado na Equação 1. (1) Sendo: Rp Recuperação do produto (etanol) na coluna de destilação (%) X E1 Fração mássica de etanol na corrente de etanol hidratado X E2 Fração mássica de etanol na corrente de vinho V AEHC Vazão mássica de etanol hidratado (kg/h) V VINHO Vazão mássica de vinho (kg/h)

87 86 A perda de etanol na coluna extrativa (Pp) foi calculada pela diferença entre a quantidade de etanol na corrente AEHC e na corrente AEAC, dividindo-se esta pela entrada de etanol em AEHC, obtendo-se uma porcentagem de perda da coluna, como é mostrado na Equação 2. (2) Sendo: Pp Perda do produto (etanol) na coluna extrativa (%) X E1 Fração mássica de etanol na corrente de etanol hidratado X E3 Fração mássica de etanol na corrente de etanol anidro V AEHC Vazão mássica de etanol hidratado (kg/h) V AEAC Vazão mássica de etanol anidro (kg/h) A recuperação de etanol na coluna de destilação (Rp) para a simulação se mostrou satisfatória, obtendo-se valor de 98%, enquanto que a partir dos dados de Dias (2008) encontraram-se valores em torno de 80-99%. Não se calculou este parâmetro para Miranda (2011) e Bereche (2011), pois, os dados apresentados não permitiram a realização dos cálculos e tal comparação. Em relação à perda de etanol na coluna extrativa (Pp), o resultado obtido na simulação que representa o processo realizado em laboratório apresentou-se próximo do calculado para Dias (2008), cerca de 0,42% e 0,11%, respectivamente, mas houve grande diferença se comparada com Miranda (2011) cujo valor encontrado foi de 2,28%. Porém, quanto menor a perda de etanol na coluna, mais otimizado está este processo. A fração mássica de etanol final, ou seja, na corrente de etanol anidro (AEAC), ficou em 99,6%, próximo aos valores citados na literatura. Segundo Dias (2008), para a utilização de etanol em mistura com a gasolina, este deve ser desidratado de modo a alcançar teor alcoólico superior a 99,3% em massa, portanto, a simulação atingiu essa especificação. As últimas especificações analisadas foram: a razão de solvente pela vazão de entrada de AEAC, a pureza da água e recuperação do solvente. Observa-se que, para se obter melhor fração de etanol na corrente AEAC na simulação, precisou-se aumentar a corrente de solvente, por isso, esta razão apresentou valores maiores do que os dados apresentados na literatura, sendo este, um parâmetro que deve ser melhor investigado. Já a pureza da água e

88 recuperação do solvente (MEG) apresentaram bons resultados, sendo igual aos dados apresentados pela literatura, em torno de 99,9% Comparação energética entre o processo completo e dados da literatura Foram comparadas as energias das etapas de tratamento da biomassa, concentração e fermentação, dos valores obtidos a partir da simulação com uso dos três resíduos da bananicultura, e aqueles encontrados por Dias (2008) e Miranda (2011) para o uso do bagaço da cana-de-açúcar. Por se tratar de escalas diferentes (simulação com escala laboratorial, enquanto a literatura apresenta-se em escala industrial), a comparação energética foi apresentada como a razão entre a energia consumida na etapa pela vazão da mesma. Os resultados estão apresentados no Quadro 6. Quadro 6 Comparação energética entre a simulação do processo com uso de resíduos da bananicultura e dados da literatura para as etapas de tratamento dos resíduos. Etapas Unidade Simulação Dias (2008) Miranda (2011) Aq.1 (pseudocaule) 390, Reator hidrólise ácida (pseudocaule) 13, Resf.1 (pseudocaule) 305, Reator de neutralização (pseudocaule) 136, Reator de hidrólise enzimática kj/kg de (pseudocaule) resíduo 0, Aq.2 (caldo casca) 2393,9 - - Resf.3 (caldo casca) 2373, TOTAL TRATAMENTO DA BIOMASSA 5612, , ,803 Concentração do caldo kj/kg de caldo 488,84 382,93 - Fermentação kj/kg de mosto 299,5 70,20 63,03 O consumo energético total calculado no tratamento da biomassa, em relação à vazão de entrada de resíduo, apresentou-se menor para a simulação se comparado com Dias (2008), e maior do que Miranda (2011). Atribui-se este resultado ao fato de que Miranda (2011) não cita em seu trabalho a energia consumida para o processo de explosão a vapor (pré-hidrólise), sendo este uma das etapas do tratamento da biomassa. Provavelmente, se fosse mencionado, o

89 88 consumo energético total se aproximaria do indicado por Dias (2008), portanto, o tratamento proposto na simulação tem menor consumo energético. Deve ser relembrado que, tanto Dias (2008), quanto Miranda (2011) realizaram tratamentos diferentes da biomassa em relação aos utilizados neste trabalho, fato que também justifica o menor consumo energético para os dados simulados. Analisando separadamente as energias das etapas de tratamentos da simulação (Figura 34), nota-se que o consumo para o aquecimento e resfriamento da casca (necessários para a solubilização dos açúcares) é muito maior do que todas as etapas realizadas para o pseudocaule. Figura 34 Comparação entre o requerimento energético para o tratamento dos resíduos pseudocaule e casca de banana Enquanto para o tratamento do pseudocaule é consumido apenas 15%, para a casca de 85% em relação ao consumo energético total para o tratamento da biomassa. A partir desses dados, sugere-se que há necessidade de avaliar mais detalhadamente a contribuição da casca como resíduo integrado ao processo, visto que há muita energia sendo consumida para o seu tratamento em relação a pouca vazão deste resíduo. A etapa de concentração do caldo proposta com evaporadores de múltiplo efeito apresentou consumo energético um pouco maior na simulação do que aquele calculado por Dias (2008). Não consta no quadro o valor deste parâmetro para Miranda (2011), pois o autor não menciona em seu trabalho a vazão necessária para a etapa de concentração, não sendo possível realizar tal comparação. O processo de fermentação para a simulação apresentou consumo muito maior do que o observado na literatura, sendo cerca de 4 e 5 vezes maior se comparado com Dias (2008) e Miranda (2011), respectivamente. Segundo Dias (2008), o resfriamento das dornas de fermentação constitui uma etapa crítica do processo de produção de etanol, já que a reação de formação de etanol é exotérmica. A temperatura desse processo precisa ser controlada, visto que afeta o comportamento do micro-organismo, já que em elevadas temperaturas ocorre

90 89 inibição do crescimento microbiano e aumento da inibição da levedura pelo produto (etanol). Tanto Dias (2008) quanto Miranda (2011) mencionam que a energia da fermentação é referente à carga térmica utilizada pelo resfriador, que consiste de um sistema composto de trocador de calor com corrente de água gelada á 17 C, porém, esse sistema de refrigeração não foi realizado para a simulação. Dias (2008) cita também outros trabalhos apresentados pela mesma a respeito de diferentes opções de equipamentos de resfriamento para condução da fermentação a baixas temperaturas, como o uso de tanques de acúmulo associados à torre de resfriamento eficientes, ejetoras a vapor e absorção com brometo. Foram comparadas também as energias das etapas de destilação e desidratação entre os valores encontrados para a simulação e os obtidos a partir de Miranda (2011) e Palacio (2010) (Quadro 7). Não foram incluídos os valores de Dias (2008), pois o autor utiliza o processo de destilação com duplo efeito, sendo diferente do implementado neste trabalho (destilação convencional seguida de desidratação com monoetilenoglicol). Quadro 7 Comparação energética entre a simulação do processo com uso de resíduos da bananicultura e dados da literatura para as etapas de destilação e desidratação. Etapas Unidade Simulação Miranda Palacio (2011) (2010) Refervedor coluna A 2632, , ,73 Refervedor coluna B,B1 9402, , Condensador coluna D kj/kg 269,10 890,57 62,83 AEHC Condensador coluna B,B , ,51 TOTAL - DESTILAÇÃO 20618,3 9202, ,07 Refervedor coluna extrativa 2961, ,85 - Refervedor coluna de recuperação 299,99 395,03 - Condensador coluna extrativa kj/kg 2091, ,96 - Condensador coluna de Recuperação AEAC 132,26 407,89 - Resfriamento MEG 1039,78 368,26 - TOTAL - DESITRATAÇÃO 6524, ,99 - Em relação aos valores encontrados na simulação para a etapa de destilação, percebese grande diferença se comparados com os dados da literatura. Isto pode ser explicado pela baixa concentração de etanol no vinho, que para a simulação está em torno de 2,25%, enquanto Miranda (2011) obteve cerca de 10% e Palacio (2010) 8%. Ou seja, para uma concentração de etanol muito pequena no vinho, a etapa de destilação não se torna viável. Segundo Bereche (2011), os grandes consumos de energia na destilação estão no refervedor

91 90 da coluna A e no refervedor da coluna B/B1, gerados a partir da baixa concentração de etanol, assim, melhorias tecnológicas que visem à redução do consumo energético nessas etapas podem incrementar a eficiência energética do processo global. O autor sugere, além do aumento da concentração de etanol no vinho, o uso da destilação em múltiplo efeito. Palacio (2010) não realiza a etapa de desidratação do etanol, por isso estes valores não constam na tabela. Mesmo assim, considerando o consumo energético apenas da destilação, a simulação com os dados experimentais do grupo de pesquisa (já apresentados no Quadro 5 do item 4.5) apresenta consumo em torno de kj/kg, sendo quase 3 vezes maior que o apresentado pelo autor. Os resultados obtidos reforçam que a concentração de etanol no vinho é um parâmetro muito importante e influencia diretamente na avaliação econômica da rota produtiva com resíduos da bananicultura. Ou seja, para utilizar tais resíduos na produção de etanol é necessário aumentar a concentração de etanol no vinho de forma a viabilizar economicamente o processo em comparação ao convencionalmente realizado. Já comparando as energias da etapa de desidratação, observa-se que para a simulação estas foram menores do que aquelas obtidas por Miranda (2011), indicando que o processo está adequado. Isto porque a fração mássica de etanol na corrente AEHC está adequada para o processo, em torno de 93,5%, sendo esta indicada na literatura para um processo industrial. 4.6 Comparação entre diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado Foi identificado na etapa anterior que a fração mássica de açúcar no caldo e, consequentemente, a fração de etanol no vinho, exercem influência no consumo energético da etapa de destilação, sendo então necessária uma melhor avaliação. Assim, com o intuito de analisar essa influência no consumo energético das etapas de concentração, destilação e desidratação do etanol, realizaram-se duas simulações concentrando o caldo dos resíduos com fração mássica de açúcar em 10% (100 g/l, pois esta vem sendo estudada recentemente pelo grupo de pesquisa) e 25% (250 g/l, que é necessária para se atingir a concentração utilizada industrialmente na alimentação do fermentador). Os dados estão apresentados na Tabela 21.

92 91 Tabela 21 Comparação entre simulações com de diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado. Fração de açúcar no caldo concentrado 6,50% 10% 25% Vazão de caldo para concentrar (kg/h) 2,33x10-2 2,90x10-2 6,79x10-2 Vazão de mosto (kg/h) 8,23x10-3 8,23x10-3 8,23x10-3 Fração de açúcar no mosto final 5,3% 8,5% 19,7% Vazão do vinho (kg/h) 7,97x10-3 7,86x10-3 7,63x10-3 Fração de etanol no vinho 2,25 % 3,68 % 8,79 % Vazão de AEHC (kg/h) 1,88x10-4 3,02x10-4 7,05x10-4 Fração de etanol em AEHC 93,50% 93,50% 93,50% Vazão de AEAC (kg/h) 1,76x10-4 2,82x10-4 6,59x10-4 Fração de etanol em AEAC 99,60% 99,60% 99,60% A partir dos resultados apresentados, nota-se que para uma mesma vazão de mosto, foi necessário aumentar a vazão de caldo para a etapa de concentração. Este aumento foi de 2,33x10-2 kg/h para 6,79x10-2 kg/h, ou seja, quase o triplo de vazão. Porém, houve um bom aumento na fração de etanol no vinho a partir da maior concentração do caldo, que passou de 2,25% para 8,8%. Com fração de açúcar em 6,5% (65 g/l), que é a concentração utilizada em laboratório atualmente, não se atinge a fração de etanol desejada no vinho para um processo viável industrialmente (7-10%). Concentrando o caldo em 10% de açúcar (100 g/l), a fração mássica de etanol aumenta, mas ainda não sendo suficiente para se atingir os valores desejados. Ao se concentrar o caldo em 25% de açúcar, a fração deste no mosto final (alimentado no fermentador) atinge 19,7%, e a fração mássica de etanol chega a cerca de 8,8%, sendo esta adequada para o processo posterior de destilação. Vale mencionar que nas simulações toda corrente do caldo dos resíduos é alimentada na etapa de concentração enquanto que na literatura os autores citam que apenas parte do caldo é concentrada. Dias (2008) realiza a concentração de parte da corrente do caldo em 65% de sacarose (massa), sendo esta misturada depois ao caldo não concentrado, de modo a elevar a concentração de sacarose a cerca de 22% na alimentação do fermentador. Já Bereche (2011) menciona que o caldo é concentrado removendo parte da água até atingir uma concentração de sólidos solúveis apropriada para o processo de fermentação (na faixa de 18% a 19%). Para isto parte do caldo é concentrado em 65%, sendo o mosto final preparado com caldo tratado, xarope concentrado, e melaço proveniente do processo de fabricação de açúcar. Miranda (2011) emprega em sua simulação um mosto final contendo 25% em massa de glicose para a

93 92 etapa de fermentação, sendo este o resultado da mistura de um caldo concentrado com outro não concentrado. O aumento da concentração de açúcar no caldo, gerando maiores teores de etanol no vinho, proporcionou também um aumento nas vazões de etanol hidratado e anidro, como mostrado na Figura 35. Ou seja, para uma mesma alimentação de mosto, obtêm-se maiores vazões de etanol com um aumento na fração de açúcar e teor alcoólico do vinho. Figura 35 Gráfico relacionando as diferentes frações de etanol no vinho com as vazões de etanol hidratado (AEHC) e anidro (AEAC). Pode-se perceber que o aumento das vazões de AEHC e AEAC foi proporcional ao aumento da fração de etanol no vinho. Resultado semelhante foi obtido por Dias (2008) que, para teor alcoólico em torno de 8%, obteve 30 t/h e 28,2 t/h de vazão de AEHC e AEAC, respectivamente, e para teor alcoólico de 10% a vazão de AEHC foi de 35,2 t/h e de AEAC em cerca de 33 t/h. Avaliaram-se também as energias consumidas nas etapas de concentração do caldo, destilação e desidratação do etanol para as diferentes frações mássicas. Os resultados comparativos entre as frações, bem como dados da literatura estão apresentados no Quadro 8. Ressalta-se que o consumo energético foi calculado em relação às vazões de cada processo, pois as simulações foram realizadas com as vazões empregadas nos estudos em laboratório.

94 Quadro 8 Comparação entre simulações com de diferentes concentrações de açúcar no caldo concentrado e dados da literatura. 93 Parâmetros e Etapas Unidades Fração de açúcar no caldo concentrado Fração de açúcar no mosto final Fração de etanol no vinho Energia - Concentração Energia Total - Destilação Energia Total - Desidratação - kj/kg caldo kj/kg AEHC kj/kg AEAC Simulação Miranda (2011) Palacio (2010) 6,50% 10% 25% 65% 65% 5,3% 8,5% 19,7% 25% 22% 2,25% 3,68% 8,79% 10% 8% 488,85 556,75 615, Energia Total kj/kg 27630, , , Os resultados mostram que, com o aumento da fração mássica de etanol no vinho, o consumo energético na etapa de destilação teve grande redução. Isto pode ser observado na Figura 36. Aumentando o teor de açúcar no caldo concentrado de 6,5% para 25%, o consumo energético da destilação reduziu de kj/kg para 7391 kj/kg, sendo este valor muito próximo ao citado por Palacio (2010), e menor do que apresentado por Miranda (2011). Figura 36 Gráfico relacionando a energia consumida no processo de destilação com diferentes teores de açúcar no caldo concentrado. Segundo Palacio (2010), o incremento no teor alcoólico do vinho alimentado ao sistema de destilação de 7 a 9% permite obter uma diminuição de 18% no consumo específico

95 94 de vapor do sistema e um incremento de 28% na quantidade total de álcool hidratado produzido pela planta. Com o aumento da fração de açúcar no caldo, as energias da etapa de concentração também aumentam. Não foi mencionado o consumo energético da etapa de concentração do caldo para Miranda (2011) e Palacio (2010), pois os mesmos não citam a vazão de caldo a ser concentrada. Para concentração no teor de 6,5% tem-se cerca de 489 kj/kg, para fração mássica de açúcar em 10% ficou em torno de 557 kj/kg, e para 25%, 615,6 kj/kg. Porém, isso não se reflete na energia final total do processo, pois a mesma diminui. A evolução dessa redução energética pode ser observado na Figura 37. Para a concentração de 6,5% açúcar no caldo, que gerou 5,3% de teor de açúcar na alimentação do fermentador e baixa fração mássica de etanol no vinho (2,25%), o consumo energético total ficou em torno de kj/kg. Aumentando a concentração de açúcar para 10% em massa, esse consumo já diminui para cerca de kj/kg, e por fim, para fração de 25% ficou em torno de kj/kg, reduzindo-se quase metade do consumo se comparado com os 6,5%. Ou seja, baixas frações mássicas de etanol no vinho não torna o processo viável industrialmente devido ao alto consumo energético. Figura 37 Gráfico relacionando a energia total consumida no processo com diferentes teores de açúcar no caldo concentrado. 4.7 Comparação entre o processo convencional e integrado Vem sendo muito praticado o uso de resíduos da cana (como o bagaço) integrados ao processo convencional de produção de etanol, com intuito de aumentar essa produção. A partir disso, muitos estudos demonstram a integração de resíduos lignocelulósicos ao processo

96 95 convencional. Desta forma, também foi avaliada no presente trabalho, a integração de resíduos da bananicultura em um processo convencional de produção de etanol. Para isso, compararam-se os resultados de três simulações: a primeira, referente ao processo convencional, foi misturada ao inóculo uma corrente contendo 25% de fração mássica de açúcar (representando o caldo extraído de uma matéria-prima convencional como a cana-de-açúcar, por exemplo), atingindo-se assim 20% de teor de açúcar no mosto final, sendo este alimentado diretamente no fermentador (sem as etapas de hidrólises e concentração, pois estas não são realizadas num processo convencional); a segunda simulação chamada de Resíduo representa aquela realizada somente com resíduos da bananicultura, que possui baixa concentração de açúcar no mosto (6,5%); e a terceira intitulada de Integrado foi realizada acrescentando-se uma corrente com 25% de teor de açúcar juntamente com uma corrente vinda do resíduo com 6,5% de fração de açúcar. Os resultados para as principais frações mássicas e vazões então apresentados na Tabela 22. Tabela 22 Comparação entre simulações dos processos convencional, integrado e somente uso de resíduo. Parâmetros Convencional Resíduo Integrado Vazão de caldo (kg/h) 6,635x10-3 6,635x10-3 8,66x10-2 Fração de açúcar no caldo 25% 6,5% 23,6% Vazão de mosto (kg/h) 8,23x10-3 8,23x10-3 0,1029 Fração de açúcar no mosto 20% 5,3% 19,85% Vazão do vinho (kg/h) 7,62x10-3 7,97x10-3 9,59x10-2 Fração de etanol no vinho 9,00% 2,25% 8,82% Vazão de AEHC (kg/h) 7,24x10-4 1,88x10-4 8,89x10-3 Fração de etanol em AEHC 93,50% 93,50% 93,50% Vazão de AEAC (kg/h) 6,76x10-4 1,76x10-4 8,27x10-3 Fração de etanol em AEAC 99,58% 99,60% 99,53% Em relação aos dados apresentados, tem-se que, no processo integrado para manter-se a mesma fração mássica de açúcar no mosto final que é utilizado no processo convencional (cujo valor é adequado industrialmente), foi necessário aumentar a vazão de mosto na alimentação do fermentador, ou seja, modificou-se o volume de trabalho do processo. Isto por que, a corrente de resíduo integrada ao processo é concentrada em 6,5% (massa) de açúcar, então, para se compensar esse menor teor, aumentou-se o volume de trabalho, sendo este cerca de 12,5 vezes o volume do processo convencional ou só com resíduo. Assim, a vazão final de caldo resultou em 0,0866 kg/h, sendo 8% constituída da vazão vinda do caldo dos resíduos, que misturada à vazão de inóculo, gerou a vazão final de mosto igual a 0,1029 kg/h com 19,85% fração mássica de açúcar. Assim, para que se tenha o mesmo teor de açúcar na

97 96 entrada do fermentador que no processo convencional, pode-se utilizar até 8% da corrente proveniente do resíduo com concentração de 6,5% em massa de açúcar, ou então, para se aumentar essa contribuição do resíduo, sugere-se concentrar mais essa corrente a fim de se obter teores de açúcar maiores que 6,5%. Porém, tanto a vazão de vinho, quando as vazões de AEHC e AEAC aumentaram nas mesmas proporções. Por exemplo, calculando-se as razões entre vazão de AEAC para o processo integrado e convencional, tem-se valor igual a 12,25, ou seja, a produção de etanol anidro para a simulação integrada também foi próxima a 12,25 vezes maior que a simulação convencional, seguindo a mesma relação das vazões de mosto. Já comparando-se o processo utilizando somente resíduo e o integrado, embora se mantenha a mesma relação para as vazões de mosto calculadas anteriormente (12,5 vezes maior), a vazão de etanol anidro no processo integrado resulta em torno de 47 vezes maior que o processo utilizando somente resíduo como matéria-prima. Isto ocorre por que, no processo integrado a fração mássica de açúcar na alimentação da fermentação é bem maior (quase 20%) que quando utilizado somente resíduo como substrato do processo (5,3%), assim, há um aumento expressivo na produção de etanol. Avaliou-se também com essas simulações as energias envolvidas em cada etapa pela vazão de etanol anidro formado. Os resultados estão apresentados na Tabela 23. Tabela 23 Comparação energética entre simulações dos processos convencional, integrado e somente uso de resíduo. Energias (kj/kg AEAC) Etapas Convencional Resíduo Integrado Tratamento do resíduo - 5,87x10 6 1,25x10 5 Concentração , ,45 Fermentação 13965, , ,59 Total - Destilação , ,74 Total - Desidratação 6465, , ,04 Total 3,22x10 4 5,99x10 6 1,59x10 5 Os resultados demonstram que o processo convencional apresenta menor energia (3,22x10 4 kj/kg de AEAC), o que já era esperado, visto que este não envolve etapas de tratamento (hidrólises) como no caso do uso de resíduos. Já o uso somente de resíduos para a produção de etanol apresentou energia muito maior do que para o processo convencional, cerca de 5,95x10 6 kj/kg de AEAC a mais, visto que o uso de biomassa lignocelulósica para a produção de etanol envolve etapas de tratamento da mesma, além de produzir um vinho com

98 97 baixo teor de açúcar, o que torna maior o consumo energético final e inviabilizando o processo. Comparando-se o processo convencional com o integrado, este apresenta energia em torno de 5 vezes maior, ou 1,27x10 5 kj/kg de AEAC a mais que o convencional. Dias (2008), ao relacionar o processo convencional de produção de etanol a partir da cana-de-açúcar, com o processo integrado utilizando como resíduo o bagaço da cana, verificou que o aumento no consumo global do processo integrado foi de 77%. Ou seja, qualitativamente tem-se o mesmo resultado para os processos que envolvem o uso de resíduos da bananicultura. Deve-se levar em consideração que, para o processo convencional não foi especificado as energias de alguns processos envolvidos num sistema convencional, que seriam, por exemplo, no caso da cana-de-açúcar: extração dos açúcares (caldo) por meio de moendas; tratamento físico e químico do caldo (que tem por objetivo a recuperação da sacarose), onde se utiliza peneiras e hidrociclones e também etapa de concentração, pois o caldo possui teor de açúcar em cerca de 15%, sendo necessário em torno de 22%. Apesar disso, sabe-se que para um processo integrado, envolvem-se mais etapas do que em um convencional, então, consequentemente, o processo integrado sempre terá maior consumo energético. A economia deste está justamente no emprego da matéria-prima, pois, em se tratando de um resíduo, este já está disponível com maior facilidade e tendo menor custo. Além disso, quando se relaciona a utilização de um resíduo como matéria-prima (ou parte desta) em um processo, este se torna ambientalmente mais sustentável. Dias (2008) sugere que, melhorar os rendimentos das etapas de hidrólise dos resíduos lignocelulósicos pode tornar viável o processo integrado de produção de etanol, para ampliar a produção deste produto nas destilarias brasileiras. 4.8 Extrapolação do processo para escala industrial A fim de verificar as necessidades para uma produção em escala industrial empregando-se resíduos da bananicultura no processo produtivo de etanol, em relação às quantidades de matéria-prima e consumo energético, realizou-se uma simulação empregandose vazões em escala industrial. Ou seja, extrapolando-se aquelas calculadas para a simulação com dados experimentais do grupo de pesquisa utilizando-se teor de açúcar em torno de 20% na alimentação do fermentador (visto que esse é recomendado na literatura).

99 Os resultados obtidos para as vazões calculadas, bem como as principais frações mássicas estão apresentados nas Tabelas 24 e 25, em comparação com dados da literatura. 98 Tabela 24 Principais vazões do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando-se com dados apresentados na literatura. Vazões (t/h) Simulação Dias (2008) Miranda (2011) Pseudocaule seco Casca 52, Fruto Rejeitado 1, Mosto final 271, ,5 Vinho 252, ,7 Vinhaça 48, ,8 Álcool de 2 0,19-0,31 Flegmaça 179,42-34,25 AEHC 23, ,2 37,02 AEAC 21,97 28,2-33,1 34,43 Tabela 25 Principais vazões do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando-se com dados apresentados na literatura. Principais frações mássicas (%) Simulação Dias (2008) Miranda (2011) Açúcar no caldo para concentrar 2, Açúcar no caldo concentrado 25, Açúcar no mosto final 19, Etanol no vinho 8, % 10% Etanol na vinhaça 0,02 0,02 0,02 Etanol no álcool de 2 92,09-93 Etanol na Flegmaça 8,3x10-3 2% 2% Etanol em AEHC 93,50 93,5 94,7 Etanol em AEAC 99,50 99,32 99,5 As vazões de entrada foram calculadas para se obter mosto final em torno de t/h, visto que, Dias (2008) e Miranda (2011) relatam a operação com vazões de 279 e 276,5 t/h, respectivamente, conforme é mostrado na Tabela 24. Assim, para a simulação obteve-se 271,86 t/h de mosto final na entrada no fermentador. Para isso, foram necessários 9046 t/h de pseudocaule seco, 52,33 t/h de casca, e 1,58 t/h de fruto rejeitado. Lembrando que, assim como nas outras simulações, os resíduos receberam água para diluição e formação do caldo para tratamento, e o pseudocaule recebeu também ácido para a hidrólise ácida, portanto, a vazão final do caldo do pseudocaule foi de t/h, do caldo da casca foi de 79 t/h e, de fruto rejeitado 6,33 t/h. Concentrou-se o caldo a uma fração de 25% de açúcar, que ao misturar à corrente de inóculo, obteve-se teor de açúcar na alimentação do fermentador em 19,89%. Dias (2008)

100 99 utiliza fração mássica de açúcar na fermentação em 22%, Miranda (2011) em torno de 25%, e ainda Bereche (2011) em torno de 19%. Assim, obteve-se na simulação 8,87% de etanol no vinho, com vazão de 252 t/h. Dias (2008) obteve fração de etanol no vinho entre 8-10% com vazão entre t/h, e Miranda (2011) apresentou teor de etanol em 10% no vinho com vazão de 337,7 t/h. As frações de etanol na vinhaça, no álcool de 2 e na flegmaça foram de 0,02%, 92,09% e 0,0083%, respectivamente. Miranda (2011) comenta que obteve em trabalho 0,02% de etanol na vinhaça, 93% no álcool de 2, e valores inferiores a 2% em massa de etanol na flegmaça. As vazões de etanol hidratado (AEHC) e anidro (AEAC) obtidas na simulação foram de 23,52 t/h e 21,97 t/h, com frações mássicas de etanol de 93,50% e 99,50%, respectivamente, sendo essas frações adequadas para a escala industrial. Outros parâmetros foram comparados com dados da literatura e estão apresentados no Quadro 9. Quadro 9 Principais parâmetros do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial, comparando-se com dados apresentados na literatura. Parâmetros Simulação Dias (2008) Miranda (2011) Conversão da celulose em glicose (hidrólises) ± 56% 80,6% 80,6% Volume de inóculo em relação ao volume de 20% 25% 25% trabalho da Fermentação Temperatura Fermentação 30 C 28 C 28 C Conversão de glicose a etanol 81% 90,48% 90,48% Recuperação de etanol na destilação 91,2% 80-99% - Perda de etanol na coluna extrativa 0,6% 0,11% 2,28% Relação alimentação MEG/ Alimentação de AEHC * ±2,5-1 Pureza da água 99,99% 99,98% - Recuperação de MEG no fundo 99,99% 99,99% 99,99% Com exceção da recuperação de etanol na destilação e perda de etanol na coluna extrativa, todos os outros parâmetros apresentados no Quadro 9 não se alteraram em relação à simulação realizada em escala laboratorial apresentada no item 4.5, portanto, as discussões deste se enquadram também para esta simulação. A recuperação de etanol na destilação (Rp) e a perda de etanol na coluna extrativa (Pp) foram calculadas de acordo com as mesmas equações apresentadas anteriormente no item 4.5

101 100 (Equações 1 e 2). Esses dois parâmetros apresentaram valores um pouco diferentes daqueles calculados para escala laboratorial (Rp = 98% e Pp = 0,42%), porém, ainda estão próximos aos valores encontrados na literatura. Avaliou-se também as energias consumidas nas etapas do processo, conforme mostrado na Tabela 26. Como o consumo energético foi avaliado em relação à vazão de cada etapa, o mesmo apresentou pouca alteração em relação à simulação realizada com a escala laboratorial (concentrando o caldo em 25% de açúcar). Portanto, as discussões referentes ao consumo energético realizadas no item 4.5 se enquadram também para esta simulação em escala industrial. Este comparativo pode ser visualizado na Figura 38. Assim, o consumo energético total do tratamento da biomassa proposto na simulação é menor do que o proposto por Dias (2008) (7394 kj/kg), e as etapas de destilação e desidratação se aproximaram dos valores apresentados por Miranda (2011), em torno de 9029 kj/h e 7381 kj/h, respectivamente, e do consumo da destilação apresentado por Palacio (2010), sendo 7987 kj/kg. Tabela 26 Consumo energético por etapa do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial. Etapas Consumo Energético (kj/h) Total Tratamento dos resíduos 5616,96 Destilação 7708,32 Desidratação 6263,52 Figura 38 Comparação do consumo energético do processo de produção de bioetanol a partir de resíduos da bananicultura em escala industrial com dados da literatura.