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ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO

DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE

Andrés Bernardo Villamil Castellanos

Dissertação de Mestrado apresentada ao

Programa de Pós-graduação em Engenharia

Mecânica, COPPE, da Universidade Federal do

Rio de Janeiro, como parte dos requisitos

necessários à obtenção do título de Mestre em

Engenharia Mecânica.

Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz

Albino José Kalab Leiroz

Rio de Janeiro

Agosto de 2012




DISSERTAÇÃO SUBMETIDA AO CORPO DOCENTE DO INSTITUTO ALBERTO

LUIZ COIMBRA DE PÓS-GRADUAÇÃO E PESQUISA DE ENGENHARIA

(COPPE) DA UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO DE JANEIRO COMO PARTE

DOS REQUISITOS NECESSÁRIOS PARA A OBTENÇÃO DO GRAU DE MESTRE

EM CIÊNCIAS EM ENGENHARIA MECÂNICA.

Examinada por:

________________________________________________

Prof. Manuel Ernani de Carvalho Cruz, Ph.D.

________________________________________________

Prof. Albino José Kalab Leiroz, Ph.D.

________________________________________________

Prof. Mauricio Bezerra de Souza Junior, D.Sc.

________________________________________________

Profa. Gisele Maria Ribeiro Vieira, D.Sc.

RIO DE JANEIRO, RJ - BRASIL

AGOSTO DE 2012

iii

Villamil Castellanos, Andrés Bernardo

Análise Unidimensional Detalhada da Gaseificação de

Bagaço de Cana em Reator de Leito Fluidizado

Borbulhante/ Andrés Bernardo Villamil Castellanos. – Rio

de Janeiro: UFRJ/COPPE, 2012.

xxii, 143 p.: il.; 29,7 cm.

Orientador: Manuel Ernani de Carvalho Cruz


Dissertação (mestrado) – UFRJ/ COPPE/ Programa de

Engenharia Mecânica, 2012.

Referências Bibliográficas: p. 132-139.

1. Simulação unidimensional permanente. 2.

Gaseificação bagaço de cana. 3. Reatores leito fluidizado.

4. Modelos de fluidização I. Cruz, Manuel Ernani de

Carvalho et al. II. Universidade Federal do Rio de Janeiro,

COPPE, Programa de Engenharia Mecânica. III. Título.

iv

Resumo da Dissertação apresentada à COPPE/UFRJ como parte dos requisitos

necessários para a obtenção do grau de Mestre em Ciências (M.Sc.)




Agosto/2012

Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz


Programa: Engenharia Mecânica

No presente trabalho é analisado em detalhe o processo de gaseificação de bagaço

de cana de açúcar em um reator de leito fluidizado borbulhante de escala laboratorial. A

análise é desenvolvida utilizando o código computacional CeSFaMB™ que permite a

simulação de diferentes processos em reatores de leito móvel e de leito fluidizado. A

modelagem do processo implementada no CeSFaMB™ considera condições

unidimensionais e de regime permanente no reator e está baseada em correlações

semiempíricas usadas para descrever a fluidodinâmica do leito do reator. Os resultados

obtidos são utilizados para avaliar a composição e o poder calorífico do gás de síntese

quando bagaço de cana de açúcar é gaseificado com diferentes razões estequiométricas

e agentes gaseificadores. Os resultados mostram e quantificam um aumento da

eficiência de gaseificação e do poder calorífico do gás de síntese para baixas razões

estequiométricas e eventuais problemas operacionais para baixas taxas de alimentação

de biomassa. Os efeitos da utilização de ar enriquecido com oxigênio e vapor d´água

como agentes gaseificadores são também analisados, indicando um aumento da

eficiência de gaseificação e da concentração de hidrogênio no gás de síntese,

respectivamente.

v

Abstract of Dissertation presented to COPPE/UFRJ as a partial fulfillment of the

requirements for the degree of Master of Science (M.Sc.)

DETAILED ONE-DIMENSIONAL ANALYSIS OF SUGARCANE BAGASSE

GASIFICATION IN BUBBLING FLUIDIZED BED REACTOR


August/2012

Advisors: Manuel Ernani de Carvalho Cruz


Department: Mechanical Engineering

The detailed analysis of the sugar cane bagasse gasification process in a

laboratory scale bubbling fluidized bed reactor is discussed in the present work. The

analysis is conducted using the commercial code CeSFaMB™ developed for the

simulation of different processes in fixed and fluidized bed reactors. The implemented

modeling in the CeSFaMB™ code considers that one-dimensional and steady-state

conditions prevail in the reactor and is based on semi-empiric correlations used to

describe the flow dynamics within the reactor bed. Simulations are performed to

evaluate the syngas composition and heating value when sugar cane bagasse is gasified

with different stoichiometric ratios and gasification agents. Results show and quantify

an increase of gasification efficiency and syngas heating value for low stoichiometric

ratios and eventual reactor operational issues for low biomass feeding rates. The effects

of using oxygen-enriched air and steam as the gasification agent are also analyzed,

indicating an increase of gasification efficiency and syngas hydrogen concentration,

respectively.

vi

DEDICATÓRIA

Para Alejita, Ángel y Alicia…mi familia que nace.

Pidiendo la sabiduria y la paciencia para este camino que

emprendemos.

vii

AGRADECIMENTOS

Agradeço à minha família por todos seus conselhos, a sua amizade e amor

incondicional, pelo apoio constante e por ter-me ensinado as coisas verdadeiramente

valiosas da vida.

Aos Professores Manuel e Albino pelo acompanhamento e orientação durante o

desenvolvimento deste trabalho.

À área de Processos de Conversão de Biomassa da PETROBRAS,

especialmente a Cristina e Haikal, pela sua colaboração ao fornecer os dados

necessários para o desenvolvimento do presente trabalho.

Ao meu colega Jean Pinho pela sua ajuda e amizade. Pelas tardes de chimarrão

e café falando sobre os inúmeros problemas do trabalho e sobre a vida.

Aos meus amigos brasileiros, africanos, alemães, latinoamericanos e,

especialmente, à comunidade colombiana no Rio de Janeiro, que não poderiam ser

nomeados neste espaço tão breve, mas que levarei no meu corazão por sempre, pois

fizeram de minha experiência no Brasil algo, simplesmente, maravilhoso. Obrigado e

até logo.

viii

SUMÁRIO

1 INTRODUÇÃO .................................................................................................... 1

2 O PROCESSO DE GASEIFICAÇÃO ........................ ........................................... 5

2.1 Etapas do processo ........................................................................................ 5

2.1.1 Secagem ................................................................................................ 6

2.1.2 Pirólise ................................................................................................... 7

2.1.3 Reações de gaseificação ..................................................................... 10

2.1.4 Combustão parcial dos voláteis e combustão do carbonizado ............. 12

2.2 Agentes gaseificadores ................................................................................. 13

2.3 Gaseificação alotérmica ................................................................................ 13

3 CLASSIFICAÇÃO DOS EQUIPAMENTOS .................... ................................... 15

3.1 Leito móvel .................................................................................................... 15

3.2 Leito fluidizado .............................................................................................. 17

3.3 Arrasto .......................................................................................................... 19

4 MODELOS DE FLUIDIZAÇÃO ............................ .............................................. 21

4.1 Conceitos básicos de fluidização .................................................................. 21

4.1.1 Classificação de partículas de Geldart ................................................. 22

4.1.2 Velocidade mínima de fluidização ........................................................ 23

4.1.3 Tamanho de partícula .......................................................................... 26

4.1.4 Esfericidade de partícula ...................................................................... 26

4.1.5 Porosidade ........................................................................................... 27

4.1.6 Massas específicas para partículas sólidas ......................................... 28

4.1.7 Velocidade mínima de borbulhamento ................................................. 29

4.1.8 Velocidade terminal de partícula .......................................................... 30

4.2 Modelo das duas fases ................................................................................. 31

4.2.1 Porosidades das fases no leito ............................................................ 34

4.2.2 Diâmetro e velocidade das bolhas ....................................................... 34

4.2.3 Transferência de massa entre as fases ................................................ 35

ix

4.2.4 Transferência de calor entre as fases .................................................. 38

4.2.5 Circulação de partículas no leito .......................................................... 39

4.2.6 Distribuição do tamanho das partículas em regime permanente .......... 40

5 MODELO MATEMÁTICO ................................. ................................................. 43

5.1 Balanço de espécies químicas na bolha ....................................................... 43

5.2 Balanço de espécies químicas para o gás na emulsão ................................. 44

5.3 Balanço de espécies químicas para os sólidos na emulsão .......................... 44

5.4 Balanço de energia na bolha ......................................................................... 44

5.5 Balanço de energia para o gás na emulsão .................................................. 45

5.6 Balanço de energia para os sólidos na emulsão ........................................... 45

5.7 Balanço de espécies químicas no freeboard ................................................. 46

5.8 Balanço de energia para o gás no freeboard ................................................. 46

5.9 Balanço de energia para os sólidos no freeboard .......................................... 46

5.10 Condição de contorno para a composição do gás no leito ............................ 47

5.11 Condição de contorno para a temperatura do gás no leito ............................ 47

5.12 Condição de contorno para a vazão mássica de espécies químicas gasosas

no leito .......................................................................................................... 47

5.13 Condição de contorno para a temperatura dos sólidos no leito ..................... 48

5.14 Condição de contorno para a vazão mássica dos sólidos no leito ................. 49

5.15 Condição de contorno para a vazão mássica de espécies químicas gasosas

no freeboard .................................................................................................. 49

5.16 Condição de contorno para a temperatura do gás no freeboard .................... 50

6 CINÉTICA QUÍMICA .................................. ....................................................... 51

6.1 Cálculos iniciais............................................................................................. 52

6.2 Reações químicas ......................................................................................... 53

6.2.1 Reações químicas homogêneas .......................................................... 55

6.2.2 Reações heterogêneas ........................................................................ 56

6.3 Secagem ....................................................................................................... 59

6.4 Pirólise .......................................................................................................... 60

6.4.1 Devolatilização ..................................................................................... 60

x

6.4.2 Pirólise secundária ............................................................................... 64

6.5 Reações de gaseificação e combustão do carbonizado ................................ 64

7 CSFMB©/CeSFaMB™ ................................... ................................................... 66

7.1 Dados de entrada .......................................................................................... 67

7.1.1 Parâmetros de convergência numérica ................................................ 67

7.1.2 Dados de entrada geométricos e físicos do equipamento .................... 69

7.1.3 Caracterização de gases e sólidos ....................................................... 72

7.2 Procedimento de solução do modelo ............................................................ 75

7.3 Simulação de caso experimental ................................................................... 76

8 PARÂMETROS DO PROCESSO ............................ .......................................... 81

8.1 Parâmetros relacionados com a convergência numérica .............................. 81

8.1.1 Porcentagem mínima e porcentagem máxima de conversão de carbono

fixo (CCMINP e CCMAXP) .............................................................. 81

8.1.2 Máximo desvio permitido na conversão de carbono fixo (CCDEVP) .... 82

8.1.3 Tolerância de integração usada nos balanços de massa e energia

(TOLMB) ......................................................................................... 82

8.1.4 Fator de convergência ICONV(2) ......................................................... 82



8.2 Equipamento ................................................................................................. 83

8.2.1 Reator de leito fluidizado borbulhante .................................................. 86

8.2.2 Sistema de alimentação dos agentes gaseificadores ........................... 88

8.2.3 Sistema de alimentação de sólidos ...................................................... 90

8.3 Caracterização dos sólidos e condições ambientais ..................................... 90

9 REALIZAÇÃO DAS SIMULAÇÕES NO CeSFaMB™ ............. .......................... 93

9.1 Modelagem no CeSFaMB™ ......................................................................... 93

9.2 Estudo 1: Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço

de cana ......................................................................................................... 94

9.3 Estudo 2: Diferentes agentes gaseificadores ................................................ 95

9.3.1 Caso 2.1: Ar enriquecido com oxigênio ................................................ 96

xi

9.3.2 Caso 2.2: Mistura de ar enriquecido com oxigênio e vapor de água .... 96

10 RESULTADOS E ANÁLISE .............................. ................................................ 98

10.1 Estudo 1 – Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço

de cana ......................................................................................................... 98

10.1.1 Caso 1.1 .......................................................................................... 98

10.1.2 Caso 1.2 ........................................................................................ 104

10.1.3 Caso 1.3 ........................................................................................ 109

10.1.4 Caso 1.4 ........................................................................................ 114

10.1.5 Comparação entre os casos .......................................................... 120

10.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores ............................................ 123

10.2.1 Caso 2.1 ........................................................................................ 123

10.2.2 Caso 2.2 ........................................................................................ 126

11 CONCLUSÕES E SUGESTÕES ..................................................................... 129

12 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ........................ ........................................ 132

13 ANEXO 1 – PARÂMETROS DE CONVERGÊNCIA .............. .......................... 140

13.1 Estudo 1 - Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço

de cana ....................................................................................................... 140

13.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores. ........................................... 140

13.2.1 Caso 2.1 ........................................................................................ 141

13.2.2 Caso 2.2 ........................................................................................ 141

14 ANEXO 2 – RESULTADOS DOS ESTUDOS .................. ................................ 142

xii

LISTA DE TABELAS Tabela 1. Diferenças entre os processos de gaseificação e combustão de

combustíveis sólidos em reatores. ................................................................................ 5

Tabela 2. Principais reações químicas dentro do processo de gaseificação. .. 11

Tabela 3. Poder calorífico do gás de síntese em função do agente gaseificador.

........................................................................................................ 13

Tabela 4. Faixa de potência para cada tipo de reator (BASU, 2010). .............. 15

Tabela 5. Normas utilizadas para a determinação da composição da análise

imediata. ........................................................................................................ 52

Tabela 6. Representação simplificada das principais reações químicas

envolvidas no processo de gaseificação. .................................................................... 54

Tabela 7. Modelos de devolatilização .............................................................. 62

Tabela 8. Estequiometria detalhada das reações de gaseificação e combustão

do carbonizado . ....................................................................................................... 65

Tabela 9. Descrição dos principais dados geométricos e físicos do

equipamento. ........................................................................................................ 71

Tabela 10. Concentrações molares obtidas nos testes VS concentrações

molares obtidas nas simulações (RE=19%, RE=26% e RE=35%) .............................. 77

Tabela 11. Temperatura média do leito para as diferentes razões

estequiométricas [ºC]. ................................................................................................. 79

Tabela 12. Descrição da planta piloto. .............................................................. 84

Tabela 13. Características do bagaço de cana.................................................. 91

Tabela 14. Distribuição de tamanho de partícula para o bagaço de cana ......... 91

Tabela 15. Distribuição de tamanho de partícula para o material do leito .......... 92

Tabela 16. Condições ambientais assumidas. .................................................. 92

Tabela 17. Diâmetros internos e a sua correspondente posição em z. .............. 93

Tabela 18. Parâmetros geométricos e físicos do equipamento ......................... 94

Tabela 19. Valores tomados do CeSFaMB™ para o bagaço de cana e o material

inerte. ........................................................................................................ 94

xiii

Tabela 20. Vazões mássicas de ar e de bagaço de cana usadas nas simulações

[kg/s]. ........................................................................................................ 95

Tabela 21. Vazões mássicas de agente gaseificador para os diferentes valores

de percentagem de O2. ............................................................................................... 96

Tabela 22. Razão entre vazões mássicas de vapor de água e de biomassa

(SBR) e vazão mássica de água ................................................................................. 97

Tabela 23. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder

calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (1000 g/h). ........................... 100

Tabela 24. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35%

(1000 g/h). ...................................................................................................... 104


calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (800 g/h).............................. 105


(800 g/h). ...................................................................................................... 109




(600 g/h). ...................................................................................................... 114




(400 g/h). ...................................................................................................... 119

Tabela 31. Temperatura média do leito em relação a OP. .............................. 126

xiv

LISTA DE FIGURAS

Figura 1. Processo de gaseificação. ................................................................. 6

Figura 2. Decomposição térmica da partícula: secagem, pirólise primária e

pirólise secundária. ....................................................................................................... 8

Figura 3. Porcentagem de produtos em função da temperatura de pirólise. ... 10

Figura 4. Reator de leito móvel contracorrente (adaptada de BASU, 2010) .... 16

Figura 5. Esquema de funcionamento de um reator co-corrente. Gradiente de

temperatura em função da altura.. .............................................................................. 17

Figura 6. Tipos de reator de leito fluidizado: (a) Leito fluidizado borbulhante; (b)

Leito fluidizado circulante. ........................................................................................... 18

Figura 7. Gaseificador de alimentação superior. ............................................. 20

Figura 8. Gaseificador de alimentação lateral. ................................................ 20

Figura 9. Diferentes estados de um leito de partículas ................................... 22

Figura 10. Diagrama de classificação de partículas de Geldart. ....................... 22

Figura 11. Perda de pressão no leito VS Velocidade superficial. ...................... 24

Figura 12. Estrutura de uma partícula porosa. .................................................. 28

Figura 13. Esquema reator leito fluidizado borbulhante. ................................... 31

Figura 14. Detalhe das fases e das transferências de calor e massa. .............. 36

Figura 15. Esquema do distribuidor de gás. ..................................................... 49

Figura 16. Modelos de partícula: (a) Modelo da conversão uniforme, (b) Modelo

de encolhimento de partícula sem reagir, (c) Modelo de encolhimento do núcleo sem

reagir, (d) Modelo progressivo com encolhimento de partícula, (e) Modelo progressivo

com encolhimento de núcleo. ..................................................................................... 57

Figura 17. Modelos de Partícula: (a) Modelo do núcleo não exposto; (b) Modelo

do núcleo exposto. ...................................................................................................... 58

Figura 18. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir parâmetros de

convergência numérica ............................................................................................... 68

Figura 19. Dimensões básicas equipamentos de leito fluidizado. ..................... 70

Figura 20. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para

caracterização dos gases ........................................................................................... 73

xv


caracterização do combustível sólido. ........................................................................ 74

Figura 22. Perfis de temperatura no leito para RE=19%.. ................................. 78



Figura 25. Diagrama de tubulação e instrumentação da planta piloto. .............. 85

Figura 26. Desenho do reator de leito fluidizado borbulhante. .......................... 86

Figura 27. Distribuidor de gás (adaptada de PID Eng&Tech, 2012) .................. 87

Figura 28. Sistema de aquecimento externo .................................................... 88

Figura 29. Sistema de alimentação de vapor de água. ..................................... 88

Figura 30. Sistema de alimentação de gases (ar, oxigênio e nitrogênio). ......... 89

Figura 31. Gráfico de calibração do fuso de alimentação de biomassa ............ 90

Figura 32. Frações molares das principais espécies químicas para razões

estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana. ...................... 98

Figura 33. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões


Figura 34. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 1000 g/h de bagaço

de cana. ...................................................................................................... 100


de cana. ...................................................................................................... 101


de cana. ...................................................................................................... 101

Figura 37. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE

= 25%, RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h). ............................................................... 102

Figura 38. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%,

RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h). ........................................................................... 103

Figura 39. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =

30% e RE = 35% (1000 g/h). .................................................................................... 103



xvi




de cana ...................................................................................................... 106


de cana. ...................................................................................................... 106


de cana. ...................................................................................................... 107


= 25%, RE = 30% e RE = 35% (800 g/h). ................................................................. 107


RE = 30% e RE = 35% (800 g/h). ............................................................................. 108


30% e RE = 35% (800 g/h). ...................................................................................... 108






de cana. ...................................................................................................... 111


de cana. ...................................................................................................... 111


de cana. ...................................................................................................... 112


= 25%, RE = 30% e RE = 35% (600 g/h). ................................................................. 113


RE = 30% e RE = 35% (600 g/h). ............................................................................. 113


30% e RE = 35% (600 g/h). ...................................................................................... 114



xvii




de cana. ...................................................................................................... 116


de cana. ...................................................................................................... 117


de cana. ...................................................................................................... 117


= 25%, RE = 30% e RE = 35% de RE (400 g/h). ...................................................... 118


RE = 30% e RE = 35% (400 g/h). ............................................................................. 118


30% e RE = 35% (400 g/h). ...................................................................................... 119

Figura 64. Poder calorífico inferior em função das vazões mássicas de bagaço

de cana ...................................................................................................... 120

Figura 65. Eficiência do equipamento em função das vazões mássicas de

bagaço de cana ...................................................................................................... 120

Figura 66. Variação da razão H2/CO em função da vazão mássica de bagaço de

cana. ...................................................................................................... 121

Figura 67. Temperatura média do leito em função da vazão mássica de bagaço

de cana. ...................................................................................................... 121

Figura 68. Mensagem de advertência mostrada pelo CeSFaMB™ para RE =

25% e 400 g/h de bagaço de cana. ........................................................................... 122

Figura 69. Frações molares das principais espécies químicas para OP=21%,

OP=30%, OP=35% e OP=40%. ................................................................................ 123

Figura 70. Poder calorífico e eficiência do equipamento para OP = 21%, OP =

30%, OP = 35% e OP = 40%. ................................................................................... 124

Figura 71. Perfis de temperatura no leito para OP=30% e 1000 g/h de bagaço

de cana. ...................................................................................................... 124


de cana. ...................................................................................................... 125

xviii


de cana.. ...................................................................................................... 125

Figura 74. Frações molares das principais espécies químicas para SBR=22%,

SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%. ......................................................................... 126

Figura 75. Taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), para os diferentes

valores de SBR. ...................................................................................................... 127

Figura 76. Poder calorífico e eficiência do equipamento para SBR=22%,

SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%. ......................................................................... 128

xix

LISTA DE SÍMBOLOS

Símbolo Nome Unidades

� Área m2

� Calor específico Jkg·K

Coeficiente de difusividade m2s

� � Composição do carbonizado --

� � Composição do combustível em base seca e livre de

cinzas --

� � Composição do alcatrão --

� � Composição dos voláteis --

� Diâmetro m

�� Fator de expansão do leito --

��,� Fluxo mássico da espécie química i entre as bolhas e o

gás da emulsão

kgm2·s

� Vazão mássica kgs

�� Taxa de circulação kgs

�� Fluxo de circulação kgm2·s

� Aceleração da gravidade ms2

ℎ Entalpia Jkg

ℎ� Coeficiente de transferência de calor por convecção Wm2·K

!"# Altura do leito expandido m

$

Coeficiente de transferência de massa entre gases

Coeficiente de transferência de massa entre gases e

sólidos

s-1

kmolm2·s

$) Coeficiente cinético da reação química j Variável

xx

1!� Poder calorífico inferior MJkg

3 Massa Molecular kgkmol

4 Massa Kg

567 Número de Arquímedes --

587 Número de Prandtl --

59� Número de Reynolds --

5:; Número de Sherwood --

< Pressão Pa

>̃

Taxa de reação em base molar (para reação

homogênea)

Taxa de reação em base molar (para reação

heterogênea)

kgm3·s

kgm2·s

AB Razão estequiométrica --

A� Taxa de produção ou consumo da espécie química i kgm3·s

A� Taxa de transferência de calor devida à convecção Wm3

A; Taxa de transferência de calor devida à transferência de

massa

Wm3

AC Taxa de geração ou consumo de energia devida à

reação química

Wm3

A9 Taxa de transferência de calor devida à radiação Wm3

D

Área superficial

Geração ou consumo por unidade de volume (Unidade

da propriedade transportada)

m2

m3s

� Temperatura K

�F Temperatura de referência K

G Velocidade ms

H Resistência à transferência de massa para reações

químicas heterogêneas

sm2

� Volume m3

xxi

I Fração mássica --

JK Coeficiente de distribuição de voláteis durante a etapa

de devolatilização --

L Posição vertical M

Subscritos --

--

MNN Aparente --

MO Condição média --

P Leito --

Q Bolha --

QGR$ Total --

�S4Q Combustível --

� Secagem --

�TUV Distribuidor --

W Emulsão --

� Freeboard --

� Gás --

! Relacionado com a circulação de partículas no leito

fluidizado --

ℎWV Reações heterogêneas --

ℎS4 Reações homogêneas --

T Número da peneira ou Número da espécie química --

X Relacionado com o estado inicial do combustível --

XP Entra no leito --

Y Número da reação --

$

Fase (gás ou sólido) ou relacionado com o número da

resistência à transferência de massa para reações

químicas heterogêneas

--

R Nível de tamanho de partícula --

1P Abandona o leito --

4 Tipo de sólido (m=1: Carbonâceos, m=2: Absorventes,

m=3: Inertes) --

4MJ Máximo --

4Q Condição mínima de borbulhamento --

xxii

4� Condição mínima de fluidização --

4TZ Mínimo --

N Partícula --

NRWZG4 Espaço do reator imediatamente abaixo do distribuidor

de gás --

<1 Partículas que abandoam o leito --

>WMR Real --

U Sólidos --

V Terminal --

H Relacionado com o modelo de partícula de núcleo não

exposto --

� Volatéis --

[ Relacionado com a elutriação de partículas ou com o

modelo de partícula de núcleo exposto --

\ Relacionado com o arrasto de partículas --

Letras

gregas

]^�_�à Coeficiente de transferência de calor por convecção

entre o leito e o distribuidor de gás

Wm2·K

b Coeficiente de distribuição da reação de combustão de

carbonizado --

c Porosidade --

d Eficiência do equipamento --

Λ Conversão total no sólido --

f Condutividade térmica Wm·K

g Massa específica kgm3

h Coeficiente estequiométrico --

i Variável --

j Esfericidade --

Φ Coeficiente de Thiele --

l Viscosidade kgm·s

1

1 INTRODUÇÃO

A biomassa é uma fonte renovável de energia e de carbono orgânico. O uso da

biomassa como combustível oferece vantagens, não só em termos de energia, mas

em termos econômicos, políticos, meio ambientais e sociais. Existem muitas maneiras

de transformar biomassa em energia. Uma das mais importantes áreas de pesquisa e

desenvolvimento é a gaseificação.

A gaseificação é um processo de conversão de matérias primas, neste caso

biomassa, em produtos gasosos que podem ser utilizados como combustíveis em

várias aplicações ou utilizados como matérias primas para produzir produtos químicos

com valor agregado. A gaseificação de biomassa em leitos fluidizados tem algumas

vantagens, tais como uma condição quase isotérmica dentro do leito e o fato de ser

um processo com controle mais simples passível de ser implementado em diferentes

escalas.

Os modelos matemáticos são úteis para o projeto, a predição do comportamento

do gaseificador e o estudo dos efeitos dos parâmetros do processo no desempenho do

equipamento.

Embora haja muita literatura a respeito da gaseificação de carvão, não existem

muitos modelos focados em gaseificação de biomassa em leitos fluidizados. Costuma-

se usar heuristicamente a informação de carvão dentro dos modelos para biomassa a

despeito das diferenças entre esses materiais.

A biomassa é mais reativa do que o carvão, sendo a sua pirólise mais rápida. A

biomassa tem uma maior quantidade de voláteis e umidade, uma menor densidade de

energia e um conteúdo baixo de cinzas e enxofre (KAUSHAL et al., 2010).

Surge então a necessidade de utilizar modelos de gaseificação que levem em

conta as características específicas da biomassa para simular processos de

gaseificação e predizer os produtos e os parâmetros ótimos para ditos processos.

Segundo GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010), existem modelos fluidodinâmicos

computacionais (CFD), modelos de fluidização (FM) ou modelos caixa preta (BBM).

Essa classificação é baseada nas simplificações usadas para resolver a fluidodinâmica

do sistema.

Os modelos de fluidização são os mais desenvolvidos para gaseificadores de

leito fluidizado, consistindo de um tratamento teórico que abrange os principais

fenômenos físico-químicos acontecidos durante o processo e de observações

experimentais feitas durante as últimas cinco décadas.

2

Para avaliar um processo de gaseificação experimentalmente, os principais

parâmetros de entrada a serem definidos têm a ver com as características do

equipamento, tais como o tipo de reator, a sua geometria e as propriedades físicas dos

materiais que o constituem, assim como as condições ambientais e, também, as

características físico-químicas dos gases e dos sólidos que são alimentados dentro do

equipamento. Para que os resultados obtidos com um modelo matemático se ajustem

com maior precisão ao comportamento real do processo de gaseificação, o modelo

deve considerar, nas suas entradas, os parâmetros descritos anteriormente.

No presente trabalho será desenvolvida uma análise computacional do processo

de gaseificação de bagaço de cana em um reator de leito fluidizado borbulhante

utilizando o programa comercial CeSFaMB™ (Comprehensive Simulator of Fluidized

and Moving Bed Equipment). Dita análise é dividida em dois estudos que buscam

determinar o comportamento das principais saídas do processo, quando variadas a

vazão mássica de bagaço de cana que entra no reator e a composição e vazão

mássica de agente gaseificador.

No Cap. 2 é feita uma breve descrição dos conceitos fundamentais relacionados

com o processo de gaseificação que serão utilizados ao longo do trabalho para

explicar o modelo desenvolvido no CeSFaMB™ e para analisar os resultados obtidos

nos estudos. Já no Cap. 3, são descritos de forma concisa os diferentes tipos de

reatores que existem para desenvolver processos de gaseificação, mostrando suas

principais características e vantagens.

No Cap. 4 são explicados, na primeira parte, os principais conceitos relacionados

com os modelos de fluidização, mostrando as correlações semiémpiricas

desenvolvidas para modelar os parâmetros fluidodinâmicos do leito. A segunda parte

do capítulo está focalizada a explicar o modelo de fluidização das duas fases. O

objetivo principal desse capítulo é introduzir as correlações semiempíricas utilizadas

para alimentar alguns dos termos fonte do modelo matemático explicado no Cap. 5.

Como dito anteriormente, no Cap. 5 é desenvolvido em detalhe o modelo

matemático para os balanços de massa, espécies e energia, assim como as condições

de contorno necessárias para solucionar o sistema de equações.

O Cap. 6 desenvolve a cinética química do processo de gaseificação. É

explicada a forma de calcular a quantidade de ar necessária no processo. Depois,

cada um dos tipos de reações químicas envolvidas é descrito, detalhando a forma de

calcular as suas taxas de reação. Finalmente, com a mesma estrutura utilizada no

Cap. 2 para explicar o processo de gaseificação, é mostrada a cinética química de

cada uma das etapas do processo. Nesse capítulo, as principais reações químicas

envolvidas na gaseificação, e mostradas no Cap. 2, são usadas para explicar os

3

conceitos apresentados. Com os parâmetros descritos, são definidos completamente

os termos fonte do modelo matemático.

No Cap. 7 é feita uma descrição detalhada do programa CeSFaMB™. O capítulo

está dividido em três partes. Na primeira, são explicados os dados de entrada

necessários para simular um processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado

borbulhante. A segunda parte contém uma descrição do procedimento feito pelo

programa para solucionar o modelo matemático. Finalmente, na terceira parte é

mostrada a forma como o programa apresenta os resultados obtidos durante a

simulação. Para essa última parte do capítulo, mostram-se os resultados obtidos para

uma simulação feita no programa baseada no estudo desenvolvido por CAMPOY

(2009).

Uma descrição dos dados de entrada inseridos no programa para desenvolver a

análise computacional é feita no Cap. 8. Inicialmente, são descritos os valores

adotados para os parâmetros relacionados com a convergência numérica do modelo.

Depois, é descrito em detalhe o equipamento onde se desenvolve o processo de

gaseificação. Finalmente, é mostrada a caracterização do material inerte que compõe

o leito e do bagaço de cana de açúcar, assim como as condições ambientais

consideradas.

O Cap. 9 mostra a descrição dos dois estudos a serem desenvolvidos no

CeSFaMB™. Cada estudo é dividido em vários casos específicos que dependem da

combinação de parâmetros escolhida para a análise. No Cap. 10 são mostrados os

resultados de cada um dos estudos descritos no Cap. 9 e é feita uma análise dos

mesmos, baseada no comportamento de algumas variáveis do processo, tais como a

temperatura média do leito, as taxas de reação e a composição do gás.

Finalmente, as conclusões do trabalho são mostradas no Cap. 11, considerando,

não somente os resultados dos estudos, mas também o concluído da revisão

bibliográfica feita.

Os Caps. 12 e 13 correspondem às referências bibliográficas e ao anexo 1,

respectivamente.

Com toda a descrição feita nesta introdução, podem-se definir, de forma geral,

os objetivos deste trabalho como sendo:

• fazer uma revisão detalhada da modelagem do processo de gaseificação

através de modelos de fluidização;

• avaliar o processo de gaseificação de biomassa em reatores de leito

fluidizado borbulhante com um modelo matemático unidimensional e

permanente, utilizando o programa comercial CeSFaMB™;

4

• determinar a influência das condições do processo no comportamento e

desempenho do gaseificador de leito fluidizado borbulhante que forma parte

de uma planta piloto em escala de laboratório desenvolvida pela empresa

espanhola PID Eng&Tech.

5

2 O PROCESSO DE GASEIFICAÇÃO

A gaseificação é o processo mediante o qual, partindo de um combustível sólido

ou líquido, são obtidos produtos gasosos úteis para liberar energia em outras

aplicações como motores e turbinas ou para a produção de outros compostos

químicos (BASU, 2010). O processo se desenvolve em um reator quando as duas

correntes de alimentação, uma de combustível sólido e uma de gás, entram em

contato e reagem entre si.

A gaseificação e a combustão de combustíveis sólidos são processos que se

desenvolvem em etapas termoquímicas similares. No entanto, existem algumas

diferenças entre os dois, que são mostradas na Tab. 1.

Tabela 1. Diferenças entre os processos de gaseificação e combustão de

combustíveis sólidos em reatores.

Gaseificação Combustão

Energia é armazenada nos

enlaces químicos dos gases

produzidos.

Energia é liberada com a

quebra dos enlaces químicos

dos gases.

Processo desenvolvido em

condições abaixo do valor

estequiométrico de ar

(geralmente, 35% do valor

teórico de oxigênio requerido

para combustão completa).

Processo desenvolvido em

excesso de ar.

No processo de gaseificação se

busca um produto com uma

relação hidrogênio/carbono

alta.

No processo de combustão o

hidrogênio e o carbono são

oxidados para obter H2O e

CO2.

2.1 Etapas do processo

Em geral, o processo de gaseificação, para qualquer combustível sólido

alimentado dentro de um reator, se desenvolve nas seguintes etapas:

• secagem;

• pirólise;

• combustão parcial dos voláteis e do carbonizado;

6

• reações de gaseificação.

A Fig. 1 mostra o processo de gaseificação de biomassa como descrito

anteriormente.

Figura 1. Processo de gaseificação (adaptada de GÓMEZ-BAREA E LECKNER,

2010).

2.1.1 Secagem

Quando a matéria prima é alimentada dentro do gaseificador, a umidade nela

contida é retirada devido às altas temperaturas dentro do equipamento. O valor da

umidade dos sólidos alimentados dentro do gaseificador varia dependendo da

natureza do material, no entanto, pode chegar até 90% em massa (BASU, 2010). Para

vaporizar um quilograma de água é necessária uma energia mínima de 2260 kJ que

não são recuperáveis. Portanto, a umidade inicial da matéria prima alimentada dentro

do gaseificador é um parâmetro importante para avaliar a viabilidade econômica de um

processo de gaseificação, se comparada com o custo energético necessário para a

secagem.

A umidade contida na matéria prima pode ser classificada como sendo umidade

livre ou externa e umidade inerente ou de equilíbrio (BASU, 2010). A umidade inerente

está dentro da estrutura do sólido, enquanto a umidade livre está na superfície. No

caso da umidade inerente, ela não pode ser retirada previamente à gaseificação da

matéria prima. Porém, a umidade externa pode ser retirada com um processo de pré-

secagem e o processo de secagem é completado dentro do gaseificador usando o

7

calor fornecido ao sistema. Esquematicamente, o processo de secagem é descrito

como:

Matéria prima úmida + Calor � Matéria prima seca + H2O

Para obter um gás de síntese com um poder calorífico razoável, recomenda-se

que a biomassa alimentada dentro do reator possua uma umidade entre 10% e 20%

em massa.

2.1.2 Pirólise

A pirólise é a decomposição térmica do combustível sólido em gases não

condensáveis, gases condensáveis e sólidos. Desenvolve-se em total ausência de

oxigênio ou em pequenas quantidades que permitam uma combustão parcial para

obter a energia necessária para que o processo aconteça. Pode ser definida também

como a partição das moléculas complexas do combustível sólido em moléculas mais

simples.

O produto sólido do processo de pirólise é chamado de carbonizado e está

composto, principalmente, por carbono, mas contém também pequenas quantidades

de oxigênio, hidrogênio e outras espécies como enxofre. Os gases condensáveis são

alcatrão, vapor de água, óleo ou nafta (HIGMAN E VAN DER BURGT, 2008). O

alcatrão é um produto altamente viscoso, mistura de muitos hidrocarbonetos

condensáveis, aromáticos e poliaromáticos. Ele pode condensar-se em zonas de baixa

temperatura e ocasionar o entupimento do gaseificador ou também pode sair com a

corrente de gás de síntese na forma de aerosol e diminuir a aplicabilidade de dito gás

em outros equipamentos, devido a esse risco de entupimento. Portanto, é importante

reduzir a quantidade de alcatrão no produto final do processo de gaseificação. BASU

(2010) apresenta em detalhe os diferentes métodos de redução de alcatrão. Os gases

não condensáveis são uma mistura de gases com baixo peso molecular que

participam nas reações das etapas seguintes do processo.

Na Fig. 2 são mostradas as etapas do processo de decomposição térmica de

uma partícula dentro do gaseificador.

8

Figura 2. Decomposição térmica da partícula: secagem, pirólise primária e pirólise

secundária (adaptada de NEVES et al., 2011).

Como visto na figura, a pirólise é desenvolvida em duas etapas, que são:

• Pirólise primária: Após a secagem, o aumento da temperatura faz com que os

enlaces químicos da partícula sejam quebrados termicamente, liberando

voláteis (água, alcatrão, gases não condensáveis) e carbonizado, nomeados

com o número 1 na figura. Independentemente do tipo de combustível sólido

alimentado dentro do reator, a pirólise primária é completada em temperaturas

relativamente baixas (< 500 ºC).

o Pirólise secundária: Na pirólise secundária (~ 300 ºC - ~ 900 ºC), os

voláteis liberados na pirólise primária mudam devido ao craqueamento

ou a reforma do alcatrão (BASU, 2010). O alcatrão formado na pirólise

primária é craqueado termicamente ou com vapor de água para

decompô-lo em gases de peso molecular baixo e em carbonizado.

Dependendo do agente gaseificador utilizado, a reforma do alcatrão

pode acontecer com H2O ou com CO2. As seguintes reações químicas

representam a reforma de alcatrão em cada um dos casos:

CnHx+nH2O⟶ tn+x2 u H2+nCO (R.1)

CnHx+nCO2⟶ tx2u H2+2nCO (R.2)

As reações do alcatrão na pirólise secundária são endotérmicas,

precisando de valores de energia entre 200 e 300 kJ/mol.

9

o Reações homogêneas entre as diferentes espécies gasosas (gases

liberados na pirólise primária e agente gaseificador), assim como

reações heterogêneas entre o sólido e o gás.

� Parâmetros da pirólise

Considerando a taxa de aquecimento do combustível sólido, a pirólise é

classificada como sendo lenta ou rápida. A pirólise é lenta se o tempo de aquecimento

é muito maior que o tempo de reação da pirólise. No caso contrário, a pirólise é

considerada rápida. GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010) mostra a forma de estimar o

tempo de pirólise considerando a taxa característica da reação. Segundo HIGMAN E

VAN DER BURGT (2008), se a taxa de aquecimento é lenta, a pirólise da partícula

começa aproximadamente a 350 ºC. Para temperaturas perto desse valor, as taxas

das reações de gaseificação são baixas, portanto, a quantidade de voláteis ao redor

da partícula aumenta e a gaseificação ocorre depois da pirólise primária. Porém, se a

taxa de aquecimento é rápida, os voláteis não conseguem se acumular em torno da

partícula, pois a pirólise e a gaseificação acontecem simultaneamente, favorecendo a

pirólise secundária e, portanto, produzindo um gás mais limpo que o produzido em

uma pirólise lenta, onde uma grande quantidade de voláteis sem reagir pode

abandonar o equipamento. Essa é a razão pela qual os equipamentos que permitem

altas taxas de transferência de calor produzem produtos mais limpos, por exemplo, os

reatores de leito fluidizado que serão descritos no capítulo seguinte.

No entanto, é possível concluir que só a taxa de reação não define os produtos

da pirólise, pois variando o tempo de residência dos produtos no reator se controla

também a ocorrência das reações secundárias. Por exemplo, para uma taxa de

aquecimento lenta e um tempo de residência alto, os produtos da pirólise primária

podem permanecer no equipamento um tempo suficiente para que a pirólise

secundária seja desenvolvida.

A distribuição dos produtos da pirólise também depende do tamanho da

partícula. Partículas pequenas oferecem menor resistência à saída dos gases

condensáveis, os quais conseguem abandonar a zona de reação sem passar pelo

processo de pirólise secundária, favorecendo a produção de líquido na pirólise.

Partículas maiores facilitam o craqueamento devido à alta resistência que oferecem à

saída dos produtos da pirólise primária, favorecendo a produção de sólidos. Assim,

nos métodos antigos para a produção de carvão vegetal (material carbonizado

resultante da pirólise da biomassa) eram utilizadas grandes peças de madeira (BASU,

2010).

Por último, a temperatura de pirólise também

dos produtos. A Fig. 3 mostra a variação da porcentagem de produtos liberad

pirólise em função da temperatur

Figura 3. Porcentagem de produtos em fu

2.1.3 Reações de gaseificação

Embora o processo de gaseificação envolva todas as transformações totais ou

parciais de um combustível sólido em gases,

processo as reações de gaseificação são aquelas que acontecem entre o material

carbonizado (produto sólido da pirólise

excluindo o oxigênio. A Tab.

gases, e heterogêneas, do carbonizado

calores de reação.

10

Por último, a temperatura de pirólise também afeta a distribuição

mostra a variação da porcentagem de produtos liberad

pirólise em função da temperatura.

rcentagem de produtos em função da temperatura de pirólise

(adaptada de BASU, 2010).

Reações de gaseificação


parciais de um combustível sólido em gases, do ponto de vista


zado (produto sólido da pirólise) e os gases presentes no gaseificador,

excluindo o oxigênio. A Tab. 2 mostra as principais reações homogêneas, entre os

gases, e heterogêneas, do carbonizado com os gases, com os seus respectivos

a distribuição e composição

mostra a variação da porcentagem de produtos liberados na

nção da temperatura de pirólise


das etapas do


) e os gases presentes no gaseificador,

mostra as principais reações homogêneas, entre os

, com os seus respectivos

11

Tabela 2. Principais reações químicas dentro do processo de gaseificação

(GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).

Estequiometria

Calor de

reação

[kJ/mol] a

Nome da reação

Número

da

reação

Reações homogêneas

CO+12O2⇄CO2 -283 Oxidação de monóxido

de carbono (R.3)

H2+12O2⇄H2O -242 Oxidação de

hidrogênio (R.4)

CH4+2O2⇄CO2+2H2O -803 Oxidação de metano (R.5)

CO+H2O⇄CO2+H2 -41 Reação de

deslocamento de àgua (R.6)

Reações heterogêneas

Gaseificação de carbonizado

C+CO2⇄2CO +173 Reação de Boudouard (R.7)

C+H2O⇄CO+H2 +131 Gaseificação com

vapor (R.8)

C+2H2⇄CH4 -75 Hidro-gaseificação (R.9)

Combustão do carbonizado

C+O2⟶CO2 -394 Combustão completa

do carbonizado (R.10)

C+12O2⟶CO -111 Combustão parcial do

carbonizado (R.11)

a Os sinais positivos ou negativos antes do valor do calor de reação indicam se a reação

é endotérmica ou exotérmica, respectivamente.

A reação de deslocamento da água, (R.6), é importante porque incrementa o

hidrogênio molecular nos gases produzidos diminuindo o monóxido de carbono. Nas

reações de gaseificação do material carbonizado, as taxas de reação dependem da

sua reatividade e do potencial de reação do agente gaseificador. A reação de

combustão parcial com oxigênio é a mais rápida de todas as reações heterogêneas,

seguida pela reação de gaseificação com vapor de água que tem uma taxa de reação

de três a cinco ordens de magnitude menor. Depois a reação de gaseificação com

dióxido de carbono, cuja taxa de reação é seis ou sete ordens de magnitude menor e,

12

finalmente, a reação de gaseificação com hidrogênio que é a mais lenta de todas as

reações de gaseificação (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).

2.1.4 Combustão parcial dos voláteis e combustão do carbonizado

Como visto na Tab. 2, as reações de gaseificação, em geral, são endotérmicas,

como é o caso, também, da pirólise e a secagem. O calor necessário para esses

processos é gerado permitindo algumas reações exotérmicas dentro do gaseificador,

como as reações de oxidação (R.3), (R.4) e (R.5) ou como as reações de combustão

de carbonizado (R.10) e (R.11).

A reação de combustão completa do material carbonizado libera uma quantidade

maior de energia, enquanto a reação de combustão parcial com oxigênio libera

somente 28% da energia comparada com a combustão completa, mas produz o gás

combustível CO. A velocidade de reação de combustão parcial é menor que a

velocidade da reação de combustão completa. A ocorrência da reação de combustão

completa ou da reação de combustão parcial está determinada pela temperatura na

qual se encontram os reagentes. Existe um coeficiente de distribuição de reação que

permite representar a reação de combustão geral da seguinte forma:

βC+O2→2zβ-1{CO+z2-β{CO2 (R.12)

onde o valor do coeficiente de distribuição b, segundo BASU (2010) e SOUZA-

SANTOS (2004), é calculado com a seguinte fórmula:

b = [� ][� �] = 2400W�t�� u (1)

onde, � é a temperatura dos reagentes.

Para temperaturas altas, como as encontradas no processo de gaseificação, a

concentração de CO é maior que a do CO2. Portanto, SOUZA-SANTOS (2004) propõe

uma alternativa para a estequiometria desta reação: considerar que a combustão de

carbonizado só produz CO, como mostrado na reação (R.11), e incluir a reação de

oxidação de CO, (R.3), junto com o cálculo do equilíbrio para a estimativa da taxa de

reação. Essa última consideração será aprofundada no Cap. 6.

É importante lembrar que modelar o material carbonizado como sendo

constituído somente por carbono é uma simplificação, pois também contém, em

pequenas quantidades, outras espécies como hidrogênio, oxigênio, nitrogênio e

enxofre.

13

2.2 Agentes gaseificadores

Para que o processo de gaseificação dentro do reator aconteça, uma corrente de

gás que reaja com o combustível sólido, conhecida como agente gaseificador, deve

ser introduzida no equipamento.

O valor de poder calorífico do gás de síntese produzido no processo de

gaseificação depende da quantidade e do tipo de agente gaseificador utilizado. A Tab.

3 mostra os principais agentes gaseificadores, assim como o intervalo de poder

calorífico do gás de síntese produzido quando utilizado cada um deles.

Tabela 3. Poder calorífico do gás de síntese em função do agente gaseificador

(adaptada de BASU, 2010).

Agente gaseificador Poder calorífico do gás de síntese [MJ/Nm 3]

Ar 4 – 7

Vapor de água 10 – 18

Oxigênio 12 – 28

Como visto na Tab. 3, o gás de síntese tem um poder calorífico maior, se

oxigênio é usado como agente gaseificador. Os produtos obtidos usando vapor de

água como agente gaseificador têm uma relação H/C alta, mas o calor necessário

para as reações endotérmicas acontecerem deve ser fornecido mediante fontes

externas. Se ar é usado no processo, o nitrogênio contido nele se dilui no produto,

resultando em valores baixos de poder calorífico.

2.3 Gaseificação alotérmica

A gaseificação alotérmica é conhecida também como gaseificação indireta.

Nesse processo, usa-se vapor de água como agente gaseificador e o calor necessário

para o processo é obtido de uma fonte externa ao reator. Existem três formas de

prover calor em um processo de gaseificação indireta (GÓMEZ-BAREA E LECKNER,

2010). A primeira é usar uma fonte externa, por exemplo, plasma ou energia solar. Até

agora não é uma alternativa comercialmente atraente devido às limitações econômicas

na fabricação dos equipamentos (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010). A segunda é a

recirculação de gás, onde o calor é provido pela recirculação de uma parte do gás

combustível obtido no processo. Os produtos com alta temperatura da combustão

circulam novamente dentro de tubos através do leito do gaseificador. E, a terceira

14

forma, consiste na recirculação de carbonizado para o qual, precisa-se de dois

reatores separados. O primeiro para gaseificar o combustível sólido, e o segundo para

queimar o carbonizado residual e prover o calor necessário para desenvolver o

processo. Este tipo de gaseificadores com dois reatores é oferecido comercialmente e

tem apresentado um bom desempenho.

15

3 CLASSIFICAÇÃO DOS EQUIPAMENTOS

Em geral, os reatores são classificados como sendo de leito móvel, de leito

fluidizado ou de arrasto. Na Tab. 4 é mostrada a faixa de potência de cada um destes

equipamentos.

Tabela 4. Faixa de potência para cada tipo de reator (BASU, 2010).

Tipo de equipamento Faixa de potência

Leito móvel 10 kW - 10 MW

Leito fluidizado 5 MW - 100 MW

Arrasto > 50 MW

3.1 Leito móvel

Para este tipo de reator o combustível sólido se movimenta descendentemente

como um pistão, ou seja, não existe separação entre as partículas sólidas. São

equipamentos que podem ser construídos com baixo custo. No entanto, as taxas de

transferência de calor e de massa são baixas e, por isso, é difícil conseguir uma

distribuição uniforme dos sólidos, da temperatura ou da composição dos gases na

seção transversal. Os reatores de leito móvel podem ser classificados como sendo de

reator contracorrente ou reator co-corrente.

No reator contracorrente, como mostrado na Fig. 4, o combustível sólido

(biomassa, carvão ou outros resíduos) entra pela parte de cima do reator e se

encontra com a corrente de gás que entra por baixo. Neste tipo de reator as etapas de

secagem, devolatilização, gaseificação e combustão não têm regiões bem definidas,

pois uma partícula pode estar sendo devolatilizada na sua superfície ao tempo que

está secando-se no seu interior, ou pode estar sofrendo os processos de gaseificação

e combustão ao mesmo tempo.

16

Figura 4. Reator de leito móvel contracorrente (adaptada de BASU, 2010).

Na medida em que a corrente de gás vai subindo pelo reator, as suas

propriedades como temperatura, composição ou pressão variam devido aos diferentes

processos de transformação que acontecem durante a gaseificação, explicados no

capítulo anterior. Assim, por exemplo, o oxigênio do gás é consumido na parte baixa

do reator, onde acontece a maior parte da oxidação, incrementando, portanto, a

concentração de CO2 e H2O. Depois o CO2 e o H2O reagem com o carbono da fase

sólida para produzir CO e H2. Antes de sair do reator o gás recebe os gases

produzidos na pirólise dos sólidos e o vapor de água produto da secagem, o que

resulta em um alto conteúdo de alcatrão no gás produzido, que restringe a sua

aplicabilidade (BASU, 2010).

No caso do reator co-corrente, a entrada do gás se encontra a uma altura h

abaixo do topo do equipamento, como mostrado na Fig. 5.

Figura 5. Esquema de funcionamento

temperatura em função da altura

Neste tipo de reator o

alta concentração de alcatrão

pela zona de combustão, e devido às altas temperaturas,

craqueado. Portanto, o gás obtido

móvel co-corrente é mais limpo do que o gás obtido em

funcionando em contracorrente.

3.2 Leito fluidizado

Nos reatores de leito fluidizado é possível diferenciar duas regiões; uma região

densa, conhecida como leito e uma região

conhecida como freeboard

constituído, geralmente, por partículas de material inerte que são percorridas por uma

corrente de gás que entra no reator através de um

equipamento. Acima de um

velocidade mínima de fluidização,

no Cap. 4.

Os reatores de leito fluidizado oferecem uma excelente mistura dos sólidos no

leito, uma alta taxa de transferência de calor e massa e, portanto, uniformidade na

17

Esquema de funcionamento de um reator co-corrente. Gradiente de

temperatura em função da altura (adaptada de BASU, 2010)

Neste tipo de reator o gás que abandona a zona de devolatilizaç

alta concentração de alcatrão, passa através da zona de combustão. Ness

, e devido às altas temperaturas, o alcatrão é queimado e

o gás obtido no processo de gaseificação em um reator de le

mais limpo do que o gás obtido em um reator de leito móvel

contracorrente.


densa, conhecida como leito e uma região com menor concentração de sólidos,

freeboard, onde as partículas sólidas se separam do gás. O leito está

por partículas de material inerte que são percorridas por uma

corrente de gás que entra no reator através de um distribuidor colocado no fundo do

um valor de velocidade superficial do gás, conhecida como

velocidade mínima de fluidização, o leito começa ser fluidizado, como



corrente. Gradiente de

daptada de BASU, 2010).

gás que abandona a zona de devolatilização, e tem uma

passa através da zona de combustão. Nessa passagem

o alcatrão é queimado e

um reator de leito

tor de leito móvel


om menor concentração de sólidos,

, onde as partículas sólidas se separam do gás. O leito está

por partículas de material inerte que são percorridas por uma

distribuidor colocado no fundo do

conhecida como

o leito começa ser fluidizado, como será explicado



18

temperatura e na composição dos sólidos no leito. Na maior parte dos leitos

fluidizados, partículas de combustível sólido, trituradas e menores a 10 mm, são

alimentadas dentro do leito, que se encontra a temperatura elevada e em estado de

fluidização.

Os processos de secagem e devolatilização ocorrem na vizinhança do ponto de

alimentação do combustível sólido e podem ser considerados como processos

instantâneos, enquanto a combustão, se houver, ocorre, geralmente, na região acima

do distribuidor.

O distribuidor de gás deve garantir uma distribuição uniforme do agente

gaseificador dentro do leito para uma fluidização homogênea através da seção

transversal do equipamento. Existem diferentes desenhos de distribuidores, desde

placas porosas ou perfuradas até desenhos mais complexos com dispositivos para

retirar acumulações de sólidos que podem produzir o colapso do leito. LEUNG (1971)

apresenta um estudo sobre o projeto de distribuidores de gás em reatores de leito

fluidizado. Na Fig. 6 são mostrados os tipos de gaseificadores de leito fluidizado.

Figura 6. Tipos de reator de leito fluidizado: (a) Leito fluidizado borbulhante; (b)

Leito fluidizado circulante (adaptada de GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).

Os gaseificadores de leito fluidizado borbulhante operam com velocidades

superficiais baixas (0.5 - 2 m/s), enquanto os de leito circulante operam com

19

velocidades maiores (2 - 5 m/s). A recirculação de partículas no gaseificador de leito

fluidizado circulante faz com que o tempo de residência das partículas dentro do reator

seja maior, ou seja, existe um contato maior entre o gás e o sólido, o que melhora a

qualidade do gás de síntese.

Um parâmetro importante para avaliar o processo de gaseificação em um reator

de leito fluidizado é a eficiência do equipamento, que pode ser calculada com

d = ��1!��̀ 1!�̀ (2)

onde, �� corresponde à vazão mássica de gás de síntese que abandona o reator e �̀

correspondem à vazão mássica de combustível sólido introduzido no reator. A entalpia

de combustão do gás é 1!�� e a entalpia de combustão do combustível sólido é 1!�̀ .

3.3 Arrasto

Este tipo de reatores apresenta algumas vantagens como, por exemplo, a

capacidade que tem de operar com quase qualquer tipo de combustível sólido e de

produzir um gás de síntese produzido livre de alcatrão.

As partículas de combustível sólido são reduzidas a um tamanho de

aproximadamente 100 μm. O tempo de residência das partículas dentro do

gaseificador é curto, portanto, para ter uma boa conversão do combustível sólido se

precisa de uma alta temperatura. Essa alta temperatura ocasiona uma alta demanda

de oxigênio dentro do equipamento ou a necessidade de sistemas de aquecimento

externo, o que faz com que os custos deste tipo de equipamentos sejam maiores que,

por exemplo, os reatores de leito fluidizado.

Existem alguns inconvenientes para a gasificação de biomassa em este tipo de

reatores:

• dificuldade para a redução do tamanho das partículas de biomassa de uma

forma econômica;

• corrosão do interior do equipamento devida à natureza agressiva dos resíduos

líquidos da biomassa;

• limitações no tamanho do equipamento devidas à quantidade de biomassa que

pode ser fornecida (HIGMAN E VAN DER BURGT, 2008).

Existem, principalmente, dois tipos de

ponto de entrada da corrente de combustível sólido e que são mostrados nas F

8.

Figura 7. Gaseificador de alimentação superior

Figura 8. Gaseificador de alimentação lateral

Em BASU (2010) e

mais aprofundadas sobre as características de cada um dos tipos de reatores

apresentados neste capítulo.

20

Existem, principalmente, dois tipos de reatores de arrasto, que dependem do

a corrente de combustível sólido e que são mostrados nas F

ficador de alimentação superior (adaptada de HIGMAN E VAN

DER BURGT, 2008).

Gaseificador de alimentação lateral (adaptada de HIGMAN

BURGT, 2008).

e HIGMAN E VAN DER BURGT (2008) são feitas

sobre as características de cada um dos tipos de reatores

apresentados neste capítulo.

de arrasto, que dependem do

a corrente de combustível sólido e que são mostrados nas Figs. 7 e

daptada de HIGMAN E VAN

HIGMAN E VAN DER

são feitas revisões

sobre as características de cada um dos tipos de reatores

21

4 MODELOS DE FLUIDIZAÇÃO

Para modelar todos os fenômenos de conversão de combustíveis em leitos

fluidizados, é necessário descrever os processos que acontecem entre os gases e os

sólidos dentro do reator, aplicando balanços de massa, de espécies, de energia e de

quantidade de movimento, incluindo também a formulação dos termos fonte, as

condições de contorno e as relações constitutivas para cada uma das fases

envolvidas. GOMEZ-BAREA E LECKNER (2010) classificam os modelos como sendo

modelos fluidodinâmicos computacionais (CFD), modelos de fluidização (FM) ou

modelos caixa preta (BBM). A classificação é feita considerando a abordagem e as

simplificações usadas para resolver a fluidodinâmica do sistema.

Entre os três tipos de modelos, os modelos de fluidização congregam exatidão e

baixa complexidade devido às simplificações introduzidas. Neles, as equações

diferenciais de quantidade de movimento não são resolvidas, em lugar disso, a

fluidodinâmica do leito é modelada com correlações semiempíricas baseadas em

dados experimentais coletados nas últimas cinco décadas. O leito é modelado como

sendo constituído por várias regiões ou fases com uma topologia determinada,

existindo transporte de massa e energia entre elas. Trabalhos desenvolvidos usando

modelos de fluidização para simular leitos fluidizados podem ser encontrados em

SOUZA-SANTOS (1989), HAMEL E KRUMM (2001), YAN et al. (1998), YAN et al.

(1999), SADAKA et al. (2002), CHEJNE et al. (2011), CHEJNE E HERNÁNDEZ

(2002), KAUSHAL et al. (2007), KAUSHAL et al. (2010).

4.1 Conceitos básicos de fluidização

Na fluidização um leito de partículas sólidas é levado em um estado com

comportamento similar àquele de um líquido. Para isso, um fluido, gás ou líquido, é

injetado em direção ascendente através do leito com uma taxa de alimentação

suficiente para exercer uma força sobre as partículas que compense o seu peso;

assim, a estrutura sólida original agregada pela força da gravidade, muda para uma

com propriedades similares às de um fluido, ou seja, capacidade de escoar e se

deformar, e onde as partículas podem se mover com certa aleatoriedade umas com

relação às outras (GIBILARO, 2001). A Fig. 9 mostra os diferentes regimes que se

estabelecem quando um leito de partículas é fluidizado. Os conceitos necessários para

entender a transição de um regime para outro serão explicados ao longo das seções

seguintes.

Figura 9. Diferentes es

4.1.1 Classificação de partículas de

GELDART (1973) fez a primeira classificação

fluidizados com gases. Em sua classificação foram reconhecidos quatro grupos

caracterizados pelas massas específicas das partículas e do agente fluidizador, assim

como pelo diâmetro médio das partículas (YANG, 2003).

de classificação de partículas de Geldart para cada um dos grupos de partículas.

Figura 10. Diagrama de classificaç

22

Diferentes estados de um leito de partículas (adaptada

SANTOS, 2004).

Classificação de partículas de Geldart

GELDART (1973) fez a primeira classificação do comportamento de sólidos



como pelo diâmetro médio das partículas (YANG, 2003). A Fig. 10 mostra o diagrama


Diagrama de classificação de partículas de Geldart. (a

GELDART, 1973)

aptada de SOUZA-

do comportamento de sólidos



mostra o diagrama


ão de partículas de Geldart. (adaptada de

23

O grupo A envolve partículas de tamanho pequeno e massa específica baixa

(ρ� < 1400 $�/m�). O leito de partículas apresenta uma expansão homogênea após a

mínima fluidização (Fig. 9b) e antes do começo do borbulhamento (Fig. 9c). As bolhas

de gás aparecem somente quando a velocidade mínima de borbulhamento é atingida

(ver seções seguintes).

O grupo B inclui materiais com tamanhos de partícula médios e massa

específica média, por exemplo, areia de mar ou de rio. As bolhas aparecem

imediatamente acima da velocidade mínima de fluidização, ou seja, não existe uma

condição de operação como a mostrada na Fig. 9b. A velocidade de ascensão das

bolhas é maior que a velocidade do gás nos interstícios da areia (OKA, 2004).

As partículas do grupo C são altamente coesivas, como pós finos que não

fluidizam facilmente. Leitos formados por esse tipo de partículas tendem a formar

canais sem fluidizar.

Finalmente, o grupo D envolve materiais grossos e separados e com massa

específica alta. Uma característica importante desse grupo é que as bolhas ascendem

no leito com uma velocidade menor que aquela do gás nos interstícios das partículas.

Neste grupo de partículas, da mesma forma que nas partículas Tipo B, o leito também

passa de fixo a borbulhante acima da velocidade mínima de fluidização.

YANG (2003) e GOGOLEK E GRACE (1995) apresentam diferentes formas para

definir os limites entre um grupo de partículas e outro. Para leitos fluidizados são

utilizadas partículas tipo A, B e D.

4.1.2 Velocidade mínima de fluidização

A velocidade mínima de fluidização é uma variável importante que permite

avaliar se as condições de fluidização são atingidas. Se a velocidade superficial do

gás é menor que a velocidade mínima de fluidização, então o leito permanece fixo

(SOUZA-SANTOS, 2004).

A perda de pressão devida ao atrito de um fluido escoando através de um leito

de partículas é determinada pela equação de Ergun. Essa equação é a soma de duas

perdas de pressão independentes, uma relacionada com efeitos viscosos e a outra

relacionada com efeitos inerciais. Abrange uma ampla faixa de operação, geralmente

encontrada nos equipamentos que trabalham com leitos (GIBILARO, 2001), e é dada

por

∆<1 = 150

A Eq. (3) pode ser reescrita

no começo da fluidização,

∆<"#��g�� g��1 �

O lado esquerdo da Eq.

fluido sobre o leito e o peso do leito flutuando. Na condição de fluidização esse

quociente é igual a um, ou seja, a força de atrito iguala com

flutuação (GOGOLEK E GRACE, 1995). Para velocida

fluidização a perda de pressão através do leito permanece quase constante, enquanto

o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig.

variação da perda de pressão atravé

Figura 11. Perda de pressão no le

Um método experimental para encontrar o valor da velocidade mínima de

fluidização é medir e traçar a perda de pressão através do leito para diferentes valores

24

z1 � c{�c�

lG�j��

q 1,751 � cc�gG�

j��

reescrita de forma adimensional para determinar as con

�� c"#�1 | 150 1 � c"#c"#�j��59��567 q 1,75

c"#�j�59��567

O lado esquerdo da Eq. (4) é o quociente entre a força de atrito exercida pelo


um, ou seja, a força de atrito iguala com ao peso menos a

(GOGOLEK E GRACE, 1995). Para velocidades maiores que a mínima de


o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig.

variação da perda de pressão através do leito em função da velocidade do fluido.

Perda de pressão no leito VS Velocidade superficial (adaptada

SANTOS, 2004).



(3)

de forma adimensional para determinar as condições

�� (4)

entre a força de atrito exercida pelo


o peso menos a

des maiores que a mínima de


o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig. 11 mostra a

s do leito em função da velocidade do fluido.

daptada SOUZA-



25

de velocidade do fluido e achar a intersecção das duas linhas, horizontal e oblíqua. No

entanto, o comportamento da perda de pressão com respeito à velocidade pode ser

diferente daquele mostrado na Fig. 11 devido a que, por exemplo, a transição para a

fluidização seja gradual, em lugar de abrupta. Este comportamento acontece para

leitos com uma distribuição ampla de partículas. Levando em conta esse fato, existem

relações semiempíricas que permitem o cálculo da velocidade mínima de fluidização.

O número de Reynolds para o estado mínimo de fluidização pode ser obtido

resolvendo a Eq. (4) com o lado esquerdo sendo igual à unidade, como explicado

anteriormente. No entanto, esse valor para o número de Reynolds é muito sensível a

variações da esfericidade j� e da porosidade mínima de fluidização c"#. Portanto,

para 59�� , é utilizada uma equação que conserva a forma geral da Eq. (4),

59�� = �� + ��567 − �� (5)

onde, os coeficientes �� e �� são ajustados com dados experimentais e apresentados

na literatura (SOUZA-SANTOS, 2004; YANG, 2003).

O número de Arquímedes, que relaciona as forças gravitacionais e as forças

viscosas, é dado por

567 = �� g��g�� − g��l�� (6)

Conhecendo o valor dos números de Reynolds e de Arquímedes, é possível

calcular a velocidade mínima de fluidização.

G"# = 59��l��g�� (7)

É importante destacar alguns efeitos da pressão sobre a velocidade mínima de

fluidização. Uma mudança na pressão altera a massa específica do gás, portanto, a

velocidade mínima de fluidização diminui quando a pressão aumenta. No entanto,

esse efeito da pressão sobre a velocidade mínima de fluidização, é menor para

partículas pequenas.

26

4.1.3 Tamanho de partícula

Como visto na seção anterior, o tamanho médio de partícula é um parâmetro

importante para determinar as condições de fluidização. Além disso, como será

mostrado, representa uma das variáveis mais importantes dentro de todo o processo

de gaseificação. Uma amostra de partículas tem uma distribuição estatística de

diâmetros; portanto, escolher o método para determinar o tamanho médio de partícula

não é uma tarefa trivial e, dessa escolha, dependerá a confiabilidade dos valores

calculados com dito tamanho.

Existem várias formas de se calcular o tamanho médio de partícula partindo de

uma distribuição de tamanhos obtida em laboratório, mediante uma análise feita com

peneiras, como explicado em SOUZA-SANTOS (2004). A expressão mais utilizada

para calcular o tamanho médio de partícula �� em processos de gaseificação pode

ser escrita como

�� = 1∑ I��

�� (8)

Para obter a distribuição de tamanhos, as partículas sólidas passam através de

uma série de peneiras com diferentes tamanhos de abertura e, para cada peneira, é

medida a fração mássica de sólidos, I�, que é retida nela. Depois, é achado um

diâmetro médio, ��, para as partículas retidas em cada peneira. Finalmente, a Eq. (8)

é usada para calcular o diâmetro médio de partícula, ��. As diferentes classificações

de peneiras, com os respectivos tamanhos de abertura e equivalências entre

diferentes padrões de classificação, são encontradas em PERRY (1997).

4.1.4 Esfericidade de partícula

A esfericidade é um fator de forma que propõe quantificar a diferença entre a

forma real de uma partícula e a forma de uma esfera. A esfericidade é definida como a

razão entre a área superficial de uma esfera e a área superficial da partícula,

considerando que as duas têm o mesmo volume, (OKA, 2004), e pode ser calculada

por

j� = ��/�0,205D� (9)

27

Obviamente, para uma esfera perfeita, a esfericidade é igual a um; para

partículas não esféricas, a esfericidade é, sempre, menor que um. YANG (2003) e

OKA (2004) mostram valores de esfericidade para alguns tipos comuns de partículas.

4.1.5 Porosidade

A porosidade de um leito de partículas é definida como o quociente entre o

volume total do espaço livre entre as partículas e o volume do leito. Depende do

tamanho e da forma das partículas. Uma definição geral de porosidade que se aplica a

todos os estados de mistura de sólidos e fluídos, e mesmo a todos os regimes de leito

fluidizado, é.

c = � − ∑ �� = �� (10)

em � corresponde ao volume total do leito e ∑ �� é o volume total ocupado pelas

partículas sólidas. A diferença entre esses dois valores é igual ao volume de gás

dentro do leito, ��.

Segundo GOGOLEK E GRACE (1995) a porosidade na condição mínima de

fluidização é determinada pela expressão

c"# = 1 − 4g�!"#�^ (11)

em que altura do leito expandido !"# é medida visualmente ou extrapolando a perda

linear de pressão. A massa total de partículas 4 no leito deve ser conhecida.

No entanto, outros autores (YANG, 2003; OKA, 2004; DE SOUZA SANTOS,

2004) citam o trabalho desenvolvido por Wen e Yu no ano 1966, no qual os autores

acharam baseados em dados experimentais, uma maior relação entre a porosidade na

condição de mínima fluidização e a esfericidade da partícula. As relações encontradas

por Wen e Yu são

1j�c"#� ≈ 14 e 1 − c"#j��c"#� ≈ 11 (12)

As relações mostradas na

Ergun, Eq. (3), para obter a Eq.

na Eq. (12) são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a

porosidade e a esfericidade (

outras porosidades importantes dentro do

4.1.6 Massas específicas para partículas sólidas

Existem muitas definições para a massa específica de partículas

elas sempre apresentam alguma porosidade

definições podem ser mais

de uma partícula sólida e permite desenvolver cada uma das definições de massa

específica.

Figura 12. Estrutura de

Se considerados o volume real da partícula, sem

massa da partícula, obtém-

O volume dos poros é determinado mediante adsorção de gás, deslocamento de

gás ou água ou porosimetria com mercúrio, como explicado em YANG (2003). No

entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig.

massa específica real inclui o volume dos poros fechados na partícula.

A massa específica aparente

dos poros, de acordo com a expressão

28

As relações mostradas na Eq. (12) permitem a simplificação da equação de

para obter a Eq. (5). É importante destacar que as relações mostradas

são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a

porosidade e a esfericidade (SOUZA-SANTOS, 2004). Mais adiante, serão de

outras porosidades importantes dentro do contexto de modelos de fluidização.

Massas específicas para partículas sólidas

Existem muitas definições para a massa específica de partículas

elas sempre apresentam alguma porosidade. Dependendo da sua aplicação, algumas

definições podem ser mais apropriadas que outras. A Fig. 12 ilustra a estrutura

e permite desenvolver cada uma das definições de massa

utura de uma partícula porosa (adaptada de YANG, 2003).

o volume real da partícula, sem incluir o volume dos poros, e a

-se a massa específica real, g7��,

g7�� = 4�� − ��7�`



entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig.

massa específica real inclui o volume dos poros fechados na partícula.

A massa específica aparente g�� da partícula é aquela que considera o volume

de acordo com a expressão.

plificação da equação de

. É importante destacar que as relações mostradas

são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a

, 2004). Mais adiante, serão definidas

de fluidização.

Existem muitas definições para a massa específica de partículas, já que de fato

ndendo da sua aplicação, algumas

ilustra a estrutura porosa

e permite desenvolver cada uma das definições de massa

daptada de YANG, 2003).

o volume dos poros, e a

(13)



entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig. 12); portanto, a

da partícula é aquela que considera o volume

29

g�� = 4�� (14)

A massa específica aparente é menor que a massa específica real. É usada em

aplicações hidrodinâmicas, pois é apropriada para avaliar o comportamento da

partícula em um escoamento ou para estimar o volume total das partículas em um

leito.

Finalmente, um leito de partículas com massa 4 que ocupe um volume total �

terá uma massa específica total ou bulk density igual a

g�� = 4� (15)

Das anteriores definições para massa específica de partículas é possível extrair

outros parâmetros importantes em fluidização e que relacionam as três definições

descritas:

g�� = g7��1 − c�� (16)

g�� = g��z1 − c^{ (17)

onde, c� é a porosidade da partícula e c^ é a porosidade do leito (BASU, 2010).

4.1.7 Velocidade mínima de borbulhamento

Como visto anteriormente, para partículas do grupo A da classificação de

Geldart, as bolhas aparecem em uma velocidade acima da velocidade mínima de

fluidização, conhecida como velocidade mínima de borbulhamento. A determinação da

velocidade mínima de borbulhamento está sujeita a grandes erros experimentais e

usualmente é achada visualmente (OKA, 2004). No entanto, ABRAHAMSEN E

GELDART (1980a) desenvolveram uma fórmula para avaliar a razão entre a

velocidade mínima de borbulhamento e a velocidade mínima de fluidização, e assim

determinar se a partícula se classifica no grupo A. A fórmula desses autores é

G"�G"# = 2300g�F,��l�F, ��F,¡�F,¢��g� − g�� WJNz0,716¤{ (18)

30

onde, ¤ é a fração mássica de partículas menores que 45l4.

4.1.8 Velocidade terminal de partícula

Uma partícula caindo devido ao efeito da gravidade acelerará até o momento em

que a força de arrasto equilibre a força gravitacional, depois do qual a partícula cairá

com uma velocidade constante, conhecida como velocidade terminal (PERRY, 1997).

SOUZA-SANTOS (2004) apresenta um procedimento iterativo para o cálculo da

velocidade terminal em partículas esféricas, Ga, cujas relações são

Ga = ��g� − g��18l� para 59� ≤ 2 (19)

Ga = ¨��,��g� − g��13,9g�F,�l�F,� ªF,«�

para 2 < 59� ≤ 500 (20)

Ga = ¨3,03��,��g� − g��g� ªF,

para 59� > 500 (21)

59� = ��g�Gal� (22)

Para partículas não esféricas, KUNII E LEVENSPIEL (1991) mostram a seguinte

expressão geral para calcular a velocidade terminal, partindo da definição de uma

velocidade terminal adimensional Ga∗.

Ga∗ = ® 18��∗�� + 2,335 − 1,744j�

��∗�F, ¯F,

(23)

A Eq. (23) é válida para partículas com valores de esfericidade entre 0,5 e 1,0. A

velocidade terminal adimensional e o tamanho de partícula adimensional são

definidos, respectivamente, por

Ga∗ = Ga ¨ g��l��g� − g��ª�/�

(24)

�

4.2 Modelo das duas fases

Como dito no começo

como sendo constituído por várias regiões ou fases.

(2004), um dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases

desenvolvido por Toomey e Johnstone no ano 1952. No modelo, o leito é constituído

por duas fases, uma fase densa formada por partículas sólidas e gás intersticial,

conhecida como emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas

sólidas, como mostrado na Fig.

distribuidor vai para a emulsão e a outra parte vai para as bolhas.

A distribuição do fluxo de gás entre as duas fases é importante, especialmente

em sistemas reativos, pois o gás na emulsão está em contato direto com as partículas

sólidas, enquanto o gás na bolha não. O modelo original de duas fases de Toomey e

Johnstone considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é

igual ao excesso de fluxo de gás acima do requerido para atingir a condição de

mínima fluidização, tal que

Figura 13. Esquema reator leito fluidizado borbulhante. (

31

��∗ | �� ¨g��g� � g��l�� ª�/�

Modelo das duas fases

Como dito no começo do capítulo, os modelos de fluidização modelam o leito

como sendo constituído por várias regiões ou fases. Segundo SOUZA

m dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases



mo emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas

sólidas, como mostrado na Fig. 13. Uma parte do gás que entra no reator através do

distribuidor vai para a emulsão e a outra parte vai para as bolhas.




considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é


mínima fluidização, tal que

��^ | G � G"#

reator leito fluidizado borbulhante. (adaptada de

HERNÁNDEZ, 2002).

(25)

, os modelos de fluidização modelam o leito

SOUZA-SANTOS

m dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases



mo emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas

. Uma parte do gás que entra no reator através do




considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é


(26)

daptada de CHEJNE E

32

A Eq. (26) implica que a fase de emulsão ao longo do leito permanece com uma

porosidade constante e igual à porosidade mínima de fluidização ε±². No entanto, em

trabalhos posteriores desenvolvidos por DAVIDSON E HARRISON (1966) e

LOCKNET, DAVIDSON E HARRISON (1967), baseados em dados experimentais, se

comprovou que a quantidade de gás que é distribuído nas bolhas ao longo do leito é

menor que aquela calculada no modelo original das duas fases. Com esses

resultados, autores como GRACE E CLIFT (1974) e ABRAHAMSEN E GELDART

(1980b) desenvolveram estudos usando equações de continuidade para os gases e

sólidos, e concluíram que, quanto mais afastado do distribuidor, a porosidade do leito

aumenta acima do valor correspondente ao de mínima fluidização. Portanto,

considerar o modelo original de duas fases válido para o leito todo, resulta incorreto.

GOMEZ-BAREA E LECKNER (2010) descrevem dois possíveis procedimentos

para calcular a distribuição do gás entre a emulsão e as bolhas. Um dos

procedimentos é usado em SOUZA-SANTOS (1989), que introduziu algumas

simplificações no modelo das duas fases. Considera-se o modelo original válido no

distribuidor e, para posições acima deste, o fluxo de gás através da emulsão e as

bolhas é descrito mediante a transferência de massa entre as fases.

A velocidade do gás na emulsão é determinada por

G�� = ��g�� (27)

Essa velocidade varia para cada posição axial z no leito devido principalmente

às mudanças nas propriedades do gás devidas às variações de temperatura, pressão

e composição do gás.

Considerando que a teoria original de duas fases é válida na altura do

distribuidor (z=0), é possível escrever a relação

G��,³�F = G"#,³�F (28)

É importante destacar que a velocidade mínima de fluidização varia ao longo do

leito devido, também, a mudanças nas propriedades do gás. É por isso, que na Eq.

(28) se especifica que a velocidade mínima de fluidização é para a altura z=0. A

velocidade mínima de fluidização para cada ponto ao longo da altura do leito é

calculada com a Eq. (7).

A área de seção transversal do leito é igual à soma das áreas ocupadas pela

emulsão e pelas bolhas, ou

33

�^ = �� + �� (29)

onde, a área ocupada pelas bolhas é calculada por

�� = �^ ´1 − 1��µ (30)

Na Eq. (30), �� representa o fator de expansão do leito. Essa expansão,

ocasionada pela presença das bolhas, pode ser medida de diferentes formas, a mais

simples é mediante a observação da superfície do leito. No entanto, essa forma de

medir só é possível somente em condições ambientais e em baixas velocidades de

fluidização. Para temperaturas e pressões elevadas, medir a expansão do leito por

observação é impossível, devido a que a superfície do leito é difusa e flutuante. A

correlação semiempírica desenvolvida por BABU, SHAH E TALWALKAR (1978),

ajustando medidas para vários reatores comerciais, é válida dentro de uma ampla

faixa de condições operacionais. A correlação é expressa por

�� = 1 + 1,032�G − G"#�F, «g�F,F¡�g�F,��G"#F,F��^F,�� para �^ < 0,06354

�� = 1 + 14,314�G − G"#�F,«�¡��,FF�g�F,�«�g�F,��G"#F,¢�« para �^ ≥ 0,06354

(31)

A expansão do leito é também variável para cada ponto na posição axial, pois é

função de parâmetros que variam de ponto para ponto ao longo da altura do leito. Com

as Eqs. (29)-(31) é possível achar a área ocupada pela emulsão para cada ponto ao

longo do leito.

A vazão mássica de gás no leito é igual à soma das vazões mássicas de gás na

emulsão e nas bolhas,

�� = �� + �� (32)

34

Esses fluxos mássicos são calculados para cada ponto ao longo do processo de

solução dos balanços diferenciais de massa e energia, explicados no Cap. 5.

4.2.1 Porosidades das fases no leito

Como visto em seções anteriores, a porosidade é a fração do volume total que é

ocupada por gás. A porosidade das bolhas é calculada mediante por

c� = 1 − 1 − c1 − c� (33)

Considerando que as condições na base do leito são aquelas da mínima

fluidização, é possível escrever

c�,³�F = c"#,³�F (34)

Para o calculo da porosidade da emulsão, c�, é usada a correlação desenvolvida

por DELVOSALLE E VANDERSCHUREN (1985),

c� = c"# ´ G�G"#µ�/�,« (35)

Finalmente, a porosidade do leito é determinada com a correlação

c = 1 − 1 − c"#�� (36)

4.2.2 Diâmetro e velocidade das bolhas

Diferentes correlações para achar o diâmetro das bolhas em função da posição

axial no leito têm sido desenvolvidas. O diâmetro é suposto constante para cada

posição axial. A correlação mais utilizada nos trabalhos desenvolvidos com modelos

de fluidização é a proposta por MORI E WEN (1975),

�� = ��· − ��· − ��¸�WJN ¹−0,3 L�^º (37)

35

��· = 2,59��F,�»�^�G − G#�¼F,� (38)

��¸ = 1,38��F,� ¨�^�G − G"#�Z�7�# ªF,� Para placas perfuradas (39)

��¸ = 3,77 �G − G"#�� Para placas porosa (40)

Outra correlação usada para calcular o diâmetro da bolha é a desenvolvida por

STUBINGTON et al. (1984), expressa por

�� = 0,43�G − G"#�F,�zL + 0,1272{F,¡��F,� (41)

A velocidade da bolha é calculada de acordo com a fórmula proposta por

DAVIDSON E HARRISON (1963) dada por

G� = �G − G"#� + 0,711z��{F, (42)

onde, �G − G"#� representa o fluxo visível de gás na bolha e 0,711z��{F, é a

velocidade de ascensão de uma bolha isolada.

4.2.3 Transferência de massa entre as fases

Como já reportado, no modelo de duas fases a emulsão contém todas as

partículas sólidas do leito e gás intersticial, enquanto as bolhas somente são

constituídas por gás. Existe transferência de massa e calor entre as bolhas e a

emulsão e entre os sólidos na emulsão e o gás na emulsão, como mostrado na Fig.

14.

36

Figura 14. Detalhe das fases e das transferências de calor e massa (adaptada de

CHEJNE E HERNÁNDEZ, 2002).

À medida que as bolhas ascendem no leito, o seu diâmetro e velocidade mudam

devido à coalescência com as bolhas que são formadas pelo gás produzido durante o

processo de gaseificação e pela diminuição da pressão estática no leito. É necessário

ter em conta o comportamento dinâmico das bolhas para estudar a transferência de

massa entre a emulsão e estas. SIT E GRACE (1978, 1981) fizeram testes em

laboratório, com diferentes tamanhos de partícula, para determinar a influência de dito

comportamento dinâmico na transferência de massa entre as fases. Desses estudos

foi desenvolvida uma correlação para achar o coeficiente de transferência de massa,

mostrada em SOUZA-SANTOS (2004) e GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010),

$�� = 2G"#�� + 12��/� ¹�c"#G�Á º�/�

(43)

Como visto na Eq. (43), a transferência de massa entre as fases envolve dois

termos aditivos; um convectivo e o outro difusivo. Uma conclusão importante dos

estudos de Sit e Grace é que a transferência entre fases em um leito fluidizado

aumenta devido à interação e coalescência entre as bolhas. Esse aumento é mais

significativo no momento prévio a duas bolhas se juntarem para formar uma. Além

37

disso, o aumento na transferência de massa é maior quanto maior é o tamanho de

partícula, sendo o termo convectivo o que mais contribui com esse aumento.

O fluxo mássico de cada espécie química i entre as bolhas e a emulsão é

calculado com a seguinte relação

��,� = $��gÂ�3��Ã��,� − Ã��,�� (44)

onde, a massa específica em base molar gÂ� é calculada de acordo com

gÂ� = ��gÂ�� + ��gÂ�� (45)

Para o cálculo da transferência de massa entre as partículas sólidas e o gás na

emulsão utiliza-se a definição do número adimensional de Sherwood

5:; = $`�� gÂ�� (46)

onde, $`�� é o coeficiente de transferência de massa entre a partícula sólida e o gás

na emulsão. LA NAUZE et al. (1984) desenvolveram uma correlação para achar o

número de Sherwood considerando a convecção e a difusão ocasionadas pelo

movimento das partículas num leito fluidizado

5:; = 2c"# + ¨4��G"# + c"#G��Á� ªF, (47)

A correlação é válida para partículas com tamanho maior que o tamanho médio.

Para partículas com tamanhos menores que o tamanho médio, os autores

determinaram que a transferência de massa entre a partícula sólida e o gás tem um

comportamento diferente e não pode ser modelada com a Eq. (47). Portanto, outra

correlação foi deduzida para esses tamanhos de partícula, tal que

5:; = 2c"# + ¨4��G"#Á� ªF, (48)

38

4.2.4 Transferência de calor entre as fases

Como no caso da transferência de massa entre fases, existem correlações para

calcular os coeficientes de transferência de calor entre as bolhas e a emulsão e entre

os sólidos e o gás da emulsão. SOUZA-SANTOS (2004) apresenta uma correlação

para o calculo do coeficiente de transferência de calor entre as bolhas e a emulsão,

ℎ�,�� = G"#g�,�Ä��,�Ä3 + 2 ´f�,�Äc"#G�g�,�Ä��,�Ä�� µF, (49)

A média das propriedades do gás (g�,�Ä, f�,�Ä, ��,�Ä) deve ser calculada usando

como referência as condições médias entre o gás da emulsão e o gás das bolhas. A

transferência de calor entre as bolhas e a emulsão é então dada por

A�,�� = ℎ�,�� − �� 6�� (50)

No caso da transferência de calor entre as partículas sólidas no leito e o gás na

emulsão, existem duas parcelas: uma devida à convecção e a outra devida à

transferência de massa entre as fases. A transferência convectiva é calculada através

da expressão

A�,��`�," = ℎ�,��`�,"��̀ �," − �� `�,"�� (51)

onde, o coeficiente de transferência de calor ℎ�,��`�," é calculado com o conjunto de

equações

ℎ�,��`�," = 5Å�,"��" (52)

5Å�," = 0,359�,"�.� para 59�," < 100

5Å�," = 0,4 ¹59�,"c� º�� 587,�

�� para 59�," = 100

(53)

39

59�," = ��"�^l� (54)

587,� = l�g�]� (55)

A transferência de calor entre o gás na emulsão e as partículas sólidas no leito,

devida à transferência de massa entre as fases é determinada com a correlação

A;,��`�," = Ç A;�a,� tℎ�,�ÈÉ,� − ℎ�,�ÊÉu ��`�," �L⁄�� L⁄ FF

�� (56)

O subscrito i na Eq. (56) refere-se a cada uma das espécies químicas envolvidas

no processo podendo chegar, no máximo, a 500 espécies químicas. A numeração

correspondente para cada espécie química é encontrada em SOUZA-SANTOS (2004).

O termo A;�a,� é a taxa de geração ou consumo da espécie química i devida às

reações químicas heterogêneas acontecendo no leito. Essa taxa de geração ou

consumo será explicada no Cap. 6. Em outras palavras, a Eq. (56) permite calcular a

taxa de transferência de calor entre os sólidos no leito e o gás na emulsão devida à

geração ou consumo da espécie química i acontecendo pelas reações heterogêneas

entre as duas fases.

4.2.5 Circulação de partículas no leito

A taxa de circulação de partículas no leito fluidizado afeta os processos de

transferência de massa e calor entre as fases. Taxas de circulação altas permitem

homogeneidade na composição das diferentes fases sólidas presentes no leito, pois

as partículas que reagem com o gás são substituídas rapidamente por outras

partículas ainda sem reagir, e permitem, também, homogeneidade na temperatura do

leito. Quando as taxas de circulação são baixas, altas temperaturas se concentram em

alguns pontos do leito, podendo atingir valores que levem ao seu colapso (SOUZA-

SANTOS, 2004).

O movimento das partículas dentro de um leito fluidizado pode ser calculado

mediante a solução das equações de quantidade de movimento para cada um dos

tipos de partícula. No entanto, apesar que os campos de velocidade encontrados são

satisfatórios quando comparados com medições de laboratório, o tempo

computacional requerido para solucionar as equações de quantidade de movimento

40

para um sistema com vários tipos de partícula é muito alto. SOUZA-SANTOS (1987)

fez uma adaptação do modelo proposto originalmente por Talmor e Benenati no ano

1963 para calcular o fluxo de circulação de partículas tipo m em um leito formado por

vários tipos de partículas,

��," = g�,"�1 − c"#��G − G"#�WJN�−6630��,"��," (57)

onde, ��," é a fração mássica de partículas tipo m.

No entanto, o modelo mostrado na Eq. (57) não permite obter bons resultados

quando os tamanhos e as massas específicas dos diferentes tipos de partículas dentro

do leito são muito diferentes. SOO (1989) propôs um sistema simplificado com duas

equações de continuidade e duas equações de quantidade de movimento para leitos

formados por um só tipo de partículas. O sistema é resolvido usando polinômios, como

mostrado em SOO (1989). Em COSTA E SOUZA-SANTOS (1999) é mostrada uma

revisão do trabalho de Soo na qual são introduzidas algumas modificações na solução

do sistema de equações. Os resultados obtidos no estudo de Costa e Souza-Santos

são utilizados para achar o fluxo de circulação GÍ substituindo o modelo usado em

SOUZA-SANTOS (1987). O fluxo de circulação para cada tipo m de partícula é achado

com a Eq. (58).

��," = ��," (58)

A taxa de circulação é calculada multiplicando o fluxo de circulação pela área da

seção transversal do leito.

��," = ��,"�^ (59)

4.2.6 Distribuição do tamanho das partículas em reg ime permanente

A distribuição de tamanho das partículas, quando o reator funciona em

condições consideradas como regime permanente, é determinada por vários

fenômenos acontecendo dentro do equipamento:

• redução do tamanho devida às reações químicas entre as partículas e o

gás;

• incremento no tamanho médio de partícula no leito devido ao arrasto de

partículas finas para o freeboard;

41

• diminuição no tamanho médio de partícula no leito devida à geração de

partículas finas por causa do atrito entre partículas.

Como visto anteriormente, uma amostra de partículas é constituída por

diferentes tamanhos, cada um com uma correspondente fração mássica.

Considerando que um leito pode ser formado por m tipos de partículas, e chamando

cada nível de tamanho como sendo l, é possível fazer um balanço de massa para um

determinado tipo e tamanho de partículas, de acordo com

I",��Î^," + Γ",� = IÐ,",��Ð," + Γ",�Ñ� + ��Ò,",�,³�³Ó − �Ò,",�,³�³Ô� (60)

O primeiro termo do lado esquerdo da Eq. (60) corresponde às perdas de

partículas tipo m e tamanho l devidas às correntes de saída no leito, por exemplo, o

arrasto de partículas para o freeboard e os dispositivos de retirada de sólidos

presentes no equipamento. O segundo termo do lado esquerdo representa as

partículas de tipo m e tamanho l que são reduzidas a um tamanho l-1 devido ao atrito.

No lado direito, o primeiro termo representa a entrada de partículas tipo m e tamanho l

devida à alimentação de sólidos dentro do leito. O segundo termo representa o ganho

de partículas tipo m e tamanho l devido ao atrito de partículas do mesmo tipo, mas de

tamanho l+1. Finalmente, o terceiro termo do lado direito corresponde à diferença

entre as partículas que são arrastadas do leito para o freeboard e que retornam

novamente ao leito (SOUZA-SANTOS, 2004).

KUNII E LEVENSPIEL (1991) apresentam a seguinte correlação para calcular a

taxa de arrasto de partículas em qualquer altura no freeboard.

�Ò,",� = �Õ,",� + ��Ò,",�,³�³Ó − �Õ,",��WJN [−MÒzL − L^{] (61)

A taxa de partículas que são arrastadas do leito para o freeboard, �Ò,",�,³�³Ó é

calculada mediante a equação (SOUZA-SANTOS, 2004).

�Ò,",�,³�³Ó = 3,07 ∗ 10�¢�^��,³�³Ó g��, �F, �G� − G�,"#�³�³Ó�,

l��, �"I",� (62)

O termo �Õ,",� representa a taxa de elutriação do equipamento. A elutriação é o

fluxo de partículas que são arrastadas do leito para o freeboard e que abandonam o

42

equipamento com a corrente de gás. essa de elutriação é calculada com a seguinte

realação

�Õ,",� = [",�I",� (63)

onde, [",� é igual a

[",� = g�,"�1 − cÖ,",��G� − Ga,",��^ (64)

SOUZA-SANTOS (2004) apresenta as correlações para o cálculo da porosidade

no freeboard, cÖ,",�, e recomenda um valor constante para o parâmetro MÒ na Eq. (61)

igual a 4,0 m-1.

43

5 MODELO MATEMÁTICO

O modelo matemático desenvolvido por SOUZA-SANTOS (1987, 1989) para

calcular os balanços de massa e energia no reator contém várias simplificações que

permitem obter boas predições sobre as condições operacionais de leitos fluidizados

borbulhantes com um baixo custo computacional. Algumas das principais

simplificações são: o modelo é unidimensional, permanente, de duas fases no leito, de

primeira ordem e considera que a taxa de circulação de partículas no leito é

suficientemente alta para ter uma composição homogênea das partículas sólidas no

leito. Uma explicação detalhada das simplificações é encontrada em SOUZA-SANTOS

(2004, 2007).

Em geral, os balanços de massa e energia são calculados igualando-se a taxa

de variação de uma variável com os termos fonte que afetam essa variável, ou seja,

matematicamente tem-se

�zi{�L = D� (65)

Os termos fonte relacionados com transferência de massa e energia entre fases

foram explicados nas seções anteriores; os termos fonte relacionados com as reações

químicas homogêneas e heterogêneas acontecendo dentro do reator são explicados

no Cap. 6.

5.1 Balanço de espécies químicas na bolha

Segundo a teoria de duas fases, as bolhas são constituídas somente por gás e;

portanto, não ocorrem reações químicas heterogêneas no seu interior. A variação da

vazão mássica de uma espécie química i dentro da bolha é igual à quantidade de

espécie química i gerada ou consumida pelas reações químicas homogêneas dentro

da bolha menos a massa de espécie química i transferida entre a bolha e a emulsão,

ou seja,

��,��L = A;�",�,� ��L − ��,� ��L (66)

44

5.2 Balanço de espécies químicas para o gás na emul são

O balanço de massa para a espécie química i no gás da emulsão considera

tanto reações químicas heterogêneas como reações químicas homogêneas e a

transferência de massa entre as bolhas e a emulsão, de forma que

��,��L = Ç A;�a,`�,� ��`�,"�L�

"��+ A;�",��,� ��L − ��,� ��L (67)

5.3 Balanço de espécies químicas para os sólidos na emulsão

Aplicando a hipótese de alta circulação de partículas no leito fluidizado, o

balanço de massa para os sólidos leva em conta a conversão total dos sólidos no leito,

tal que

Λ^,� = 1 − �Î^,��Ð^,� (68)

A vazão mássica da espécie química i que abandona o leito e calculada com

uma média através do leito, dado por.

�Î^,� = �Ð^,� − × Ç A;�a,`�,",� ��`�,"�L�

"��L

³Ó

F (69)

Dentro do reator podem se encontrar três diferentes tipos de sólidos, designados

pelo índice m: m=1: combustível sólido; m=2: partículas absorventes; m=3: partículas

inertes

5.4 Balanço de energia na bolha

A variação de energia na fase de bolha resulta da soma de três parcelas: a

energia gerada pelas reações homogêneas acontecendo, a troca de calor por

convecção entre as bolhas e o gás da emulsão e a energia transportada pela massa

que é transferida entre as fases. O resultado é escrito como

45

�� L = »AC,� − A�,�� − A;,��¼ ��L (70)

5.5 Balanço de energia para o gás na emulsão

Além da energia gerada (ou consumida) pelas reações homogêneas no gás da

emulsão e da transferência de energia entre as fases, devem ser consideradas as

transferências de energia entre o gás da emulsão e os sólidos e entre o gás da

emulsão e as paredes do reator, de forma que

�� L = ®−AC,�� + �A�,�� + A;,�� L⁄�� L⁄ − A�,��Ø

+ Ç �A�,��`�," + A;,��`�,"��

"��¯ ��L

(71)

5.6 Balanço de energia para os sólidos na emulsão

As altas taxas de circulação no leito permitem homogeneidade na temperatura

dos sólidos. No entanto, é necessário fazer uma análise diferencial da temperatura dos

sólidos no leito, já que em algumas regiões, por exemplo, perto do distribuidor, altas

temperaturas são atingidas pelo fato de serem regiões com maior concentração de

oxigênio, onde as reações exotérmicas acontecem. A temperatura média calculada

partindo do perfil de temperatura achado com o balanço de energia deve ser igual

àquela temperatura calculada mediante balanço global e usada para estabelecer as

condições de contorno, como explicado mais adiante.

O balanço de energia considera a taxa de geração ou consumo de energia

devida às reações heterogêneas, a transferência de calor entre os sólidos e os gases

da emulsão e entre partículas sólidas de diferentes tipos, resultando em

��,"�`�," ��̀ �,"�L= ®−AC,`�," − �A�,��`�," + A;,��`�,"� �� L⁄

��̀ �," �L⁄− Ç�A9,`�,"�`�,� + A�,`�,",��

�

��¯ ��̀ �,"�L

(72)

46

A taxa de circulação ��," é calculada como descrito anteriormente, na Seç.

4.2.5.

5.7 Balanço de espécies químicas no freeboard

O balanço de espécies químicas é feito considerando uma única fase gasosa

escoando no freeboard. Em outras palavras, não existe balanço de espécies químicas

separado para o gás e os sólidos no freeboard. Os termos fonte correspondem à taxa

de geração da espécie química i devida às reações químicas heterogêneas e às

reações químicas homogêneas, de forma que

��,Ö�L = Ç A;�a,`Ö,",��

"��`Ö,"�L + A;�",�Ö,� ��Ö�L (73)

5.8 Balanço de energia para o gás no freeboard

Diferente do balanço de espécies químicas, balanços de energia separados para

o gás e para os sólidos são feitos no freeboard. Para o gás no freeboard é

considerada a geração (ou consumo) de energia devida às reações químicas

homogêneas, a transferência de calor por convecção entre o gás e os sólidos, a

energia transportada pela massa que é transferida entre o gás e os sólidos e o calor

trocado entre as paredes do reator e o gás. O resultado é expresso por

��Ö��Ö ��Ö�L = ®−AC,�Ö + Ç �A�,�Ö�`Ö," + A;,�Ö�`Ö,"��

"��− A�,�Ö�Ø¯ ��Ö�L (74)

5.9 Balanço de energia para os sólidos no freeboard

Os termos considerados no balanço de energia para os sólidos no freeboard são

similares aqueles do balanço de energia dos sólidos na emulsão. No entanto, não é

considerada a transferência de calor entre as partículas sólidas de diferentes tipos,

devido à grande separação das partículas sólidas nessa região. O balanço de energia

para os sólidos no freeboard fica (SOUZA-SANTOS, 2004)

47

�̀ Ö,"�`Ö," ��̀ Ö,"�L= ®−AC,`Ö," − �A�,�Ö�`Ö," + A;,�Ö�`Ö,"� ��Ö �L⁄

��̀ Ö," �L⁄− Ç A9,`Ö,"�`Ö,�

�

��¯

(75)

5.10 Condição de contorno para a composição do gás no leito

A composição dos gases que entram no reator através do distribuidor é

conhecida. Portanto, a condição de contorno para cada espécie química i em z = 0 é

dada por

I��,� = I�,� = I�,� em L = 0 (76)

5.11 Condição de contorno para a temperatura do gás no leito

A temperatura dos gases na emulsão e nas bolhas é igual à temperatura dos

gases entrando no reator em z = 0, isto é,

��,� = �� = �� em L = 0 (77)

5.12 Condição de contorno para a vazão mássica de e spécies químicas gasosas

no leito

Considerando que o modelo original de duas fases se aplica na base do leito, em

z = 0, a vazão mássica de gás na emulsão nesse ponto é igual à vazão de gás para

mínima fluidização, como explicado no Cap. 4. Portanto, a vazão mássica nas bolhas

em z = 0 é igual à diferença entre a vazão total de gás e a vazão de gás para mínima

fluidização, de forma que

��,� = ��I��,� (78)

��.� = ��,� − ��,� (79)

48

5.13 Condição de contorno para a temperatura dos só lidos no leito

SOUZA-SANTOS (2004) descreve o processo iterativo para encontrar a

temperatura das partículas sólidas na base do leito do reator, z=0.

• A Fig. 15 mostra um esquema do distribuidor de gás na base do leito, em

z=0. A temperatura média no leito, �̂ ,�Ä, é maior que a temperatura do gás

da superfície do distribuidor, �̂ ,³�F. Portanto, existe uma transferência de

calor entre o leito e a superfície do distribuidor que é igual à transferência

de calor entre a superfície do distribuidor e o plenum, expressa por

f_�à,³�FJ_�à ��̂ ,³�F − ��,��"� = ]^�_�à��̂ ,�Ä − �̂ ,³�F� (80)

onde, ]^�_�à é o coeficiente de transferência de calor entre o leito e a

superfície do distribuidor e é calculado como descrito em SOUZA-SANTOS

(2004). Enquanto f_�à,³�F corresponde à condutividade térmica do

distribuidor.

• A temperatura média do leito, �̂ ,�Ä, é calculada para cada iteração

mediante um balanço global de energia no leito. Como dito anteriormente, a

temperatura encontrada com esse balanço global deve ser igual à média

calculada do perfil de temperaturas achado com a Eq. (72).

• Conhecendo o valor de �̂ ,�Ä é possível calcular o valor da temperatura na

superfície do distribuidor. Esse valor deve coincidir com o valor calculado

com a expressão:

�̂ ,³�F = �F + ��,³�F − �F��,³�F�� + ∑ ��",³�F − �F��,"�"�"��,³�F�� + ∑ ��,"�"�"�� (81)

• Então, as Eqs. (80) e (81) são utilizadas para encontrar o valor da

temperatura da superfície do distribuidor.

49

Figura 15. Esquema do distribuidor de gás (adaptada de SOUZA-SANTOS, 2004).

5.14 Condição de contorno para a vazão mássica dos sólidos no leito

Finalmente, a condição de contorno para a vazão mássica de partículas no leito

é estabelecida em L = L^, usando equação

�̀ Ö,�,³�³Ó = Ç �Ò,",�,³�³Ó I8ÎÙ,��

�� (82)

onde, a taxa de arrasto de partículas desde o leito para o freeboard, �Ò,",�,³�³Ó , é

calculada com a Eq. (62).

5.15 Condição de contorno para a vazão mássica de e spécies químicas gasosas

no freeboard

A vazão mássica de gás que entra no freeboard é igual à soma da vazão

mássica de gás na emulsão e da vazão mássica de gás nas bolhas na parte superior

do leito, tal que

�̀ Ö,� = ��,� + ��,� em L = L^ (83)

50

5.16 Condição de contorno para a temperatura do gás no freeboard

A temperatura do gás que entra no freeboard é calculada como a média mixed-

cup do gás que abandona o leito.

��Ö = �F + ��,³�³Ó − �F� + ��,³�³Ó − �F�� + �� (84)

onde, �F é a temperatura de referência, igual a 298 K.

51

6 CINÉTICA QUÍMICA

Como explicado em no Cap. 2, a gaseificação é um processo termoquímico no

qual um combustível sólido interage com uma corrente de gás, conhecido como

agente gaseificador, para produzir um gás de síntese que pode ser usado para liberar

energia ou como matéria prima de outros processos químicos. O agente gaseificador

utilizado pode ser oxigênio, ar ou vapor de água. No caso do oxigênio e do ar, a

quantidade de oxidante dentro do processo deve ser menor que aquela

correspondente ao valor estequiométrico para uma oxidação completa (BASU, 2010),

geralmente, entre 20% e 35%, segundo SOUZA-SANTOS (2004).

Durante o processo, o agente gaseificador e o combustível sólido sofrem várias

transformações na sua composição e estrutura, que podem ser devidas a fenômenos

relacionados exclusivamente com a temperatura ou a fenômenos químicos

ocasionados pelas reações entre as diferentes espécies. Considerando a descrição

feita por diversos autores (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010; BASU, 2010; SOUZA-

SANTOS, 2004), o processo de gaseificação é desenvolvido em quatro etapas, que

são: secagem, pirólise primária e secundária, gaseificação e combustão parcial. As

transformações relacionadas somente com a temperatura são a secagem, a pirólise

primária e parte da pirólise secundária. Já as transformações químicas ocorrem na

gaseificação, combustão parcial e parte da pirólise secundária, mediante reações

químicas que podem ser entre gases, conhecidas como reações homogêneas, ou

entre um gás e um sólido, conhecidas como reações heterogêneas.

Nesse contexto, uma modelagem completa dos fenômenos de conversão de

combustíveis sólidos em leitos fluidizados requer não apenas a investigação da

termofluidodinâmica multifásica, como também a descrição detalhada de cada um dos

processos de transformação ocorridos. De fato, nos modelos de fluidização (Seç.

2.1.1) e nos modelos de dinâmica dos fluidos computacional (Seç. 2.1.2), surgem

termos fonte nas equações de conservação devidos às interações que ocorrem entre

as espécies químicas no reator. Esses termos fonte são determinados através da

cinética química do processo de gaseificação, que procura descrever cada uma das

etapas termoquímicas nas quais o processo é desenvolvido.

52

6.1 Cálculos iniciais

O combustível sólido que alimenta o reator é caracterizado pela sua análise

elementar e análise imediata. Na análise elementar é mostrada a composição do

combustível sólido em função dos seus elementos básicos,

I� + I� + IÚ + IÅ + I: + �TZLMU + H4T�M�W = 100% (85)

onde I�, I�, IÚ, IÅ e I: são as frações mássicas de carbono, hidrogênio, oxigênio,

nitrogênio e enxofre, respectivamente. O hidrogênio e oxigênio contidos na estrutura

do sólido são independentes do hidrogênio e oxigênio contidos na umidade. As

normas disponíveis para a determinação da análise elementar são ASTM E-177,

ASTM E-778 e ASTM E-775 (BASU, 2010).

A análise imediata permite conhecer a composição do combustível sólido em

termos da umidade, material volátil, cinzas e carbono fixo. O processo para determinar

a análise imediata é mais simples e econômico que o processo para determinar a

análise elementar. As porcentagens de umidade e de cinzas encontradas na análise

imediata são as mesmas que aquelas encontradas na análise elementar. São

utilizadas normas separadas para a determinação de cada uma das parcelas da

análise imediata, como mostrado na Tab. 5.

Tabela 5. Normas utilizadas para a determinação da composição da análise

imediata (BASU, 2010).

Termo Norma

Umidade ASTM E-871

Cinzas ASTM D-1102

Matéria volátil ASTM E-872

Carbono fixo Determinado por diferença

A análise elementar do combustível sólido em base seca e livre de cinzas

permite calcular a quantidade teórica de oxidante para uma combustão completa e,

assim, encontrar o oxidante necessário para o processo de gaseificação. A

estequiometria da oxidação completa do combustível sólido é definida pela reação

CHaHOaONaNSaS+ t1+ aH4 - aO2 + aN2 +aSu O2→CO2+ aH2 H2O+aNNO+aSSO2 (R.13)

53

onde os coeficientes M� determinam a fórmula representativa do combustível, definidos

por

M� = I�3�I�3� (86)

Quando ar é usado como agente gaseificador, a razão ar/combustível teórica

para se ter uma oxidação completa, considerando um mol de combustível, é calculada

por

��7��à. = 4,76 t1 + M�4 + MÚ2 + MÅ2 + M:u1 3�73Þ�"�.

(87)

Com a quantidade teórica de ar é calculado o parâmetro conhecido como razão

estequiométrica, que é a porcentagem de ar usada durante o processo de

gaseificação em relação ao valor estequiométrico, tal que

AB = ��7�7��7��à. (88)

Como citado, a razão estequiométrica varia entre 20% e 35% para processos de

gaseificação.

6.2 Reações químicas

As reações químicas que acontecem durante o processo de gaseificação podem

ser homogêneas ou heterogêneas, e a sua modelagem requer a descrição da

estequiometria e da taxa de reação. Com a estequiometria e a taxa de reação é

possível calcular os termos fonte incluídos nas equações de conservação explicadas

no Cap. 5, através da equação

Aa��,� = 3� Ç h�)>ßà) (89)

em que Aa��,� é a taxa de geração ou consumo da espécie química i devida a todas as

reações j onde essa espécie esteja envolvida. O subscrito tipo faz referência ao tipo de

reação, homogênea ou heterogênea. O coeficiente estequiométrico h�) é positivo se a

54

espécie química i está sendo gerada, ou negativo se a espécie química i está sendo

consumida. Finalmente, >ßà é a taxa da reação j em base molar.

Em BASU (2010), são descritas, em forma simplificada, as principais reações

químicas que acontecem durante o processo de gaseificação. Ditas reações são

mostradas na Tab. 2 no Cap. 2, e são reproduzidas, com a mesma numeração usada

anteriormente, na Tab. 6 para facilitar o desenvolvimento do presente capítulo. A

seguir, é explicada a modelagem proposta para cada um dos tipos de reações

químicas envolvidas no processo de gaseificação, usando uma representação mais

detalhada da estequiometria das reações heterogêneas e utilizando uma numeração

específica para cada espécie química. A numeração usada para cada espécie

química, assim como uma descrição de todas as reações consideradas no modelo, é

encontrada em SOUZA-SANTOS (2010).

Tabela 6. Representação simplificada das principais reações químicas envolvidas

no processo de gaseificação.

Estequiometria Nome da reação Número da

reação

Reações homogêneas

CO+12O2⇄CO2 Oxidação de monóxido de

carbono (R.3)

H2+12O2⇄H2O Oxidação de hidrogênio (R.4)

CH4+2O2⇄CO2+2H2O Oxidação de metano (R.5)

CO+H2O⇄CO2+H2 Reação “Water-gas shift” (R.6)

Reações heterogêneas

Gaseificação de carbonizado

C+CO2⇄2CO Reação de Boudouard (R.7)

C+H2O⇄CO+H2 Gaseificação com vapor (R.8)

C+2H2⇄CH4 Hidro-gaseificação (R.9)

Combustão do carbonizado

C+O2⟶CO2

Combustão completa do

carbonizado (R.10)

C+12O2⟶CO Combustão parcial do

carbonizado (R.11)

55

6.2.1 Reações químicas homogêneas

A estequiometria das principais reações químicas homogêneas envolvidas no

processo de gaseificação é mostrada na Tab. 6. No entanto, em termos gerais, uma

reação química é uma combinação complexa de muitas reações elementares, cuja

sequência de ocorrência é conhecida como mecanismo de cadeia e envolve várias

espécies químicas estáveis e instáveis. Um estudo mais aprofundado sobre os

conceitos básicos em reações químicas é encontrado em TURNS (2000).

A taxa de reação define a velocidade na qual uma reação química é

desenvolvida. Uma forma simplificada de calcular a taxa de reação em base molar

para uma reação química j é através da equação

>ßà = $ßáááâ ã [4]�ä�,å"��Éæ

"��− $ßçááá ã [Z]ä¸,å

��Éæ

�� (90)

onde, [4] e [Z] representam as concentrações molares de reagentes m e produtos n

na reação química j. Os expoentes h",) e h�,) correspondem com os coeficientes

estequiométricos da reação j. O sinal negativo no primeiro expoente indica que a

espécie química m está sendo consumida e o sinal positivo no segundo expoente

indica que a espécie química n está sendo gerada. Finalmente, as constantes $ßáááâ e $ßçááá são os coeficientes cinéticos da reação j nas duas direções.

No entanto, considerando que as reações químicas se desenvolvem pelo

mecanismo da cadeia, muitas delas não podem ser descritas mediante o modelo

simplificado mostrado na Eq. (90). Um exemplo dessa situação se encontra na reação

de oxidação do monóxido de carbono, (R.3), cuja taxa de reação é calculada como

>̃� = $�[� ]�[ �]F,� [!� ]F, (91)

A concentração molar de H�O afeta a taxa da reação (R.3) mesmo, que essa

espécie química não esteja presente na estequiometria da reação pois o H�O atua

como catalisador durante a reação (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E

LECKNER, 2010).

Os coeficientes cinéticos $), geralmente, podem ser calculados de acordo com a

equação clássica de Arrhenius (TURNS, 2000; SOUZA-SANTOS, 2004). No caso da

reação em questão, o coeficiente cinético é calculado por (SOUZA-SANTOS, 2004).

56

$� = 1,3 ∗ 10�«WJN ¹− 34740� º (92)

As Eqs. (93)-(98) mostram as fórmulas usadas para o cálculo das taxas de

reação e dos coeficientes cinéticos das reações (R.4), (R.5) e (R.6).

>̃� = $��, [!�]�, [ �]� (93)

$� = 5,159 ∗ 10��WJN ¹− 3430� º (94)

>̃ = $ ��[�!�]�[ �]� (95)

$ = 3,552 ∗ 10��WJN ¹− 15700� º (96)

>̃� = $� ´[� ][!� ] − [� �][!�]è� µ (97)

$� = 2,78 ∗ 10�WJN ¹− 1510� º (98)

Na Eq. (97), è� representa a constante de equilíbrio da reação. GOMEZ-BAREA

E LECKNER (2010) citam o trabalho desenvolvido por Yoon H. no ano 1978 e

apresentam, para o cálculo dessa constante de equilíbrio, a fórmula

è� = 0,029WJN ¹4094� º (99)

6.2.2 Reações heterogêneas

As reações de gaseificação e combustão do carbonizado, apresentadas na Tab.

6, são exemplos de reações heterogêneas que acontecem durante o processo de

gaseificação. Nesse tipo de reação, a resistência à transferência de massa é maior,

quando comparada com aquela das reações homogêneas. Existem diferentes

modelos de partícula que permitem calcular, de forma aproximada, a taxa de uma

reação heterogênea. Alguns trabalhos desenvolvidos nessa área são encontrados em

MANTRI et al. (1976), GOKARN E DORAISWAMY (1971) e DORAISWAMY (1984).

Uma revisão dos principais modelos de partícula para analisar reações heterogêneas

é feita em GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010). A Fig. 16 mostra os principais

modelos de partícula propostos.

57

Figura 16. Modelos de partícula: (a) Modelo da conversão uniforme, (b) Modelo de

encolhimento de partícula sem reagir, (c) Modelo de encolhimento do núcleo sem

reagir, (d) Modelo progressivo com encolhimento de partícula, (e) Modelo

progressivo com encolhimento de núcleo (adaptada de GÓMEZ-BAREA E

LECKNER, 2010).

Os modelos (b) e (c) são considerados como os modelos de partícula clássicos,

sendo os modelos (d) e (e) extensões usadas para partículas porosas. SOUZA-

SANTOS (2004) apresenta o desenvolvimento matemático para calcular a taxa de

reação para os modelos (b) e (c).

A Fig. 17 mostra os modelos de partícula desenvolvidos em SOUZA-SANTOS

(2004). No modelo do núcleo não exposto, Fig. 17 (a), para que o gás possa reagir

com o núcleo da partícula, a resistência que impõem as camadas de gás e de cinza

que rodeiam o núcleo deve ser superada. No modelo de núcleo exposto, Fig. 17 (b),

58

somente a resistência imposta pela camada de gás que rodeia o núcleo deve ser

superada.

Figura 17. Modelos de Partícula: (a) Modelo do núcleo não exposto; (b) Modelo do

núcleo exposto (adaptada de SOUZA-SANTOS, 2004).

Para cada um dos modelos de partícula, o cálculo da taxa de reação se dá

segundo

>̃) = 2��,Ð[T]é − [T]�ê∑ Hë,�� (100)

onde, o numerador representa o potencial de reação dado pela diferença de

concentrações molares da espécie química i dentro da partícula, [T]�ê, e ao redor da

partícula, [T]é. O diâmetro ��,Ð corresponde com o diâmetro inicial calculado a partir da

distribuição de tamanhos de partícula, como explicado no Cap. 4. As resistências à

transferência de massa para o modelo de núcleo não exposto, Hë,�, são devidas às

resistências impostas pela camada de gás ao redor da partícula, pela camada de

cinzas ou material inerte ao redor da partícula e pelo núcleo reativo da partícula. As

fórmulas para calcular cada uma dessas resistências são, respectivamente,

59

Hë,� = 15:;�,ì (101)

Hë,� = 1 − MM�,6 (102)

Hë,� = 1M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (103)

Para diferenciar as resistências à transferência de massa do modelo de núcleo

não exposto daquelas do modelo exposto, o subscrito U é substituído pelo subscrito X.

É claro que para o modelo de núcleo exposto, onde não há presença de camada de

cinzas ou material inerte ao redor do núcleo, a resistência HÕ,� é igual a zero. A

resistência imposta pelo núcleo é calculada como mostrado na Eq. (104).

HÕ,� = M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (104)

As difusividades �,ì, �,6 e �,Å correspondem, respectivamente, à difusividade

da espécie química i no gás em torno da partícula, à difusividade da espécie química i

na camada de cinza ou material inerte que em torno do núcleo, e à difusividade da

espécie química i no núcleo reativo da partícula. O parâmetro Φ é conhecido como

coeficiente de Thiele e é calculado pela expressão

Φ = >6 ¨$)�[T]é − [T]�ê��,Å ª�/� (105)

Como visto na Eq. (105), o coeficiente de Thiele é o quociente entre os efeitos

cinéticos e os efeitos difusivos na reação química heterogênea. As constantes

cinéticas $) serão explicadas para cada uma das etapas do processo de gaseificação,

nas seguintes seções.

6.3 Secagem

Como já mencionado, algumas das transformações ocorridas durante o processo

de gaseificação são devidas, exclusivamente, a condições de pressão e temperatura.

60

A secagem é um exemplo de esse tipo de transformações. No entanto, uma

abordagem apropriada é modelar a secagem usando a mesma formulação utilizada

para reações heterogêneas, considerando uma taxa de secagem e adotando o modelo

do núcleo não exposto. A taxa de secagem é calculada por

>̃_ = 2��,Ð[!� ]`�a − [!� ]é∑ H_,�� (106)

onde, o subscrito d faz referência ao processo de secagem, (drying). Os valores das

resistências à transferência são

H_,� = Hë,� (107)

H_,� = Hë,� (108)

H_,� = 0 (109)

O valor da resistência H_,� é zero devido a não ter reação química durante o

processo, o que faz com que o coeficiente de Thiele seja zero.

6.4 Pirólise

O modelo de pirólise proposto em SOUZA-SANTOS (2004) calcula, para uma

ampla faixa de combustíveis sólidos, a estequiometria e a cinética química das

reações envolvidas. Inicialmente, será explicada a forma de calcular a estequiometria

do processo, referenciando os trabalhos desenvolvidos para determinar a distribuição

e quantidade dos produtos da pirólise. Ao final, será descrita a cinética química

utilizada para o processo.

6.4.1 Devolatilização

Como explicado em NEVES et al. (2011), o processo de pirólise se desenvolve

em duas etapas, conhecidas como pirólise primária e pirólise secundária. Durante a

pirólise primária, os voláteis contidos na partícula sólida são liberados devido às altas

temperaturas atingidas. Portanto, a pirólise primária é um processo de transformação

sem reações químicas, parecido com a secagem. Dito processo, chamado de

61

devolatilização por alguns autores (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E

LECKNER, 2010), pode ser modelado por

Combustível sólidodaf→xVVolatéis+z1-xV{Carbonizado1 (R.14)

Em (R.14), JK representa a fração de voláteis liberados durante a

devolatilização. Uma forma mais detalhada de mostrar a reação de devolatilização

pode ser apresentada como

Cóôõzó{HóôõzÍ{Oóôõzô{Nóôõzö{Sóôõz÷{→ xø�Cóôøzó{HóôøzÍ{Oóôøzô{Nóôøzö{Sóôøz÷{�+ z1 − xø{�Cóôó�zó{Hóôó�zÍ{Oóôó�zô{Nóôó�zö{Sóôó�z÷{�

(R.15)

Os coeficientes COF correspondem à composição do combustível sólido em

base seca e livre de cinzas, como alimentado dentro do reator. Ditos coeficientes

podem ser calculados partindo da análise elementar do combustível, usando a Eq.

(86).

Conhecendo a composição do combustível original, a sua massa molecular é

dada por

3Ð,Þ�"� = Ç � �zT{�

3� (110)

Portanto, a Eq. (86) permite calcular o lado esquerdo da reação (R.15) e o

problema se reduz a achar as incógnitas do lado direito, ou seja, a fração de voláteis

JK e os coeficientes de composição de voláteis e carbonizado, ��ÚK e ��Ú��.

O primeiro passo consiste em calcular a fração de voláteis. SOUZA-SANTOS

(2004) e GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010) fazem uma revisão dos principais

modelos desenvolvidos para resolver a decomposição do combustível sólido em

voláteis e carbonizado. Ambos os trabalhos contêm uma classificação geral dos

diferentes tipos de modelos. Essa classificação, junto com algumas referências de

trabalhos desenvolvidos sobre cada tipo de modelo, é apresentada na Tab. 7.

62

Tabela 7. Modelos de devolatilização

Tipo de modelo Referências

Modelos

cinéticos

BADZIOCH E HAWKSLEY (1970), THURNER E MANN

(1981), NUNN et al. (1985a), NUNN et al. (1985b), ARENILLAS

et al. (2001), DI BLASI (2008)

Modelos de

energia ativação

distribuída

SONOBE E WORASUWANNARAK (2008), LI et al.

(2009).

Modelos

estruturais

GAVALAS et al. (1981a), GAVALAS et al. (1981b), NIKSA

E KERSTEIN (1987), NIKSA et al. (1987), BACKREEDY et al.

(1999), SOLOMON et al. (1986), SERIO et al. (1987), NIKSA

(1991), NIKSA (1995)

Os trabalhos desenvolvidos por NUNN et al. (1985a) e NUNN et al. (1985b) são

usados para calcular a porcentagem mássica de voláteis produzidos durante a

devolatilização de biomassas e ligninas, respectivamente, como recomendado em

SOUZA-SANTOS (2012). Já para o caso do carvão, o autor recomenda usar o modelo

desenvolvido em SOLOMON et al. (1986). A fração mássica de voláteis produzidos,

IK, é utilizada para calcular o valor de JK na reação (R.15), de acordo com

JK =IK3KIK3K + IÞ�7�.3Þ�7�.

(111)

No entanto, a massa molecular dos voláteis, 3K, e a do carbonizado, 3Þ�7�., não

são conhecidas. Para calcular a massa molecular dos voláteis é necessário achar a

fórmula representativa baseada no C, H, O, N e S. Para isso, a estequiometria

mostrada na reação

Cóôøzó{HóôøzÍ{Oóôøzô{Nóôøzö{Sóôøz÷{→ aø,ÍùH� + a,ÍùôH�O + aø,Íù÷H�S + aø,öÍúNH� + ⋯+ aø,üýþ.�Cóô�zó{Hóô�zÍ{Oóô�zô{Nóô�zö{Sóô�z÷{�

(R.16)

que mostra a decomposição dos voláteis em gases e alcatrão, deve ser resolvida.

Os coeficientes estequiométricos, aV,i, são calculados usando o modelo dos

grupos funcionais apresentado em SOLOMON et al. (1986) e SERIO et al. (1987). Em

63

SOUZA-SANTOS (2010) é feita uma revisão do modelo, onde são descritos os

principais parâmetros e mostrados os valores cinéticos necessários para o cálculo da

evolução de cada espécie química envolvida na reação (R.16).

Conhecendo os valores dos coeficientes estequiométricos da decomposição dos

voláteis para cada espécie química, MK,�, o passo seguinte é calcular os valores da

fórmula representativa do alcatrão, COT(i). O cálculo é feito de acordo com

� �(T) = 3��Þ.3Ð,Þ�"� � �(T) (112)

A massa molecular do alcatrão usada na Eq. (112) depende do modelo utilizado

para calcular JK. Por exemplo, no modelo descrito por NIKSA E KERTEIN (1987),

conhecido como DISKIN, a massa molecular do alcatrão é considerada como sendo

igual a 750 gr/mol.

Quando conhecidos os valores da fórmula representativa do alcatrão, COT(i), e

dos coeficientes estequiométricos, MK,�, calculam-se então os valores dos coeficientes

COV(i) da reação (R.16). Finalmente, os valores calculados para COV(i) são

substituídos na reação (R.15) e são calculados os coeficientes da fórmula

representativa do carbonizado, COC(i). Assim, fica completamente definida a

estequiometria da devolatilização.

A reação (R.16) é modelada como sendo uma reação heterogênea e a sua taxa

de reação é calculada de acordo com o modelo do núcleo não exposto, explicado

anteriormente, onde o núcleo está formado por material sem devolatilizar e a camada

que rodeia o núcleo é carbonizado. A taxa de reação é calculada usando

>̃�� = 2��,Ð

[T]Ð,K − [T]³,K∑ HK,�� (113)

onde, as resistências HK,� são iguais que as resistências Hë,� mostradas nas Eqs.

(101)-(103). A concentração molar [T]Ð,K é calculada partindo da quantidade dada na

análise imediata e a concentração molar [T]³,K é a concentração de voláteis na

partícula na posição z no reator. Para calcular o coeficiente de Thiele é usado o

coeficiente cinético dado por

$�� = 8,6 ∗ 10��WJN ´− 27700�� µ (114)

64

6.4.2 Pirólise secundária

Durante a pirólise secundária acontecem as reações de reforma e craqueamento

do alcatrão, explicadas em detalhe em BASU (2010). Durante esses processos, o

alcatrão produzido na pirólise primária é craqueado devido à temperatura, produzindo

gases, segundo

Cóô�(ó)Hóô�(Í)Oóô�(ô)Nóô�(ö)Sóô�(÷)→ [COT(H) − 4COT(C) + 4COT(O) − 2COT(S) − 3COT(N)]H�+ COT(O)CO + COT(N)NH� + COT(S)H�S+ [COT(C) − COT(O)]CH�

(R.17)

O alcatrão também pode reagir com oxigênio, o que é conhecido como reforma

de alcatrão, dada por.

Cóô�(ó)Hóô�(Í)Oóô�(ô)Nóô�(ö)Sóô�(÷)

+ ¹COT(C)2 + COT(H)

4 + COT(O)2 + COT(N)

2 + COT(S)º O�

→ COT(C)CO + COT(H)2 H�O + COT(N)NO + COT(S)SO�

(R.18)

A taxa de reação e o coeficiente cinético para a reação (R.18) são,

respectivamente

>̃�« = $�«�[�R�MV>ãS]F, [ �]� (115)

$�« = 59,8 ∗ WJN ¹12200� º (116)

SOUZA-SANTOS (2010) apresenta os coeficientes cinéticos da reação de

craqueamento de alcatrão, (R.17), para diferentes tipos de combustível sólidos.

6.5 Reações de gaseificação e combustão do carboniz ado

As reações de gaseificação e combustão do carbonizado produzido durante a

pirólise estão mostradas na Tab. 6. A estequiometria é mostrada de forma detalhada

na Tab. 8.

65

Tabela 8. Estequiometria detalhada das reações de gaseificação e combustão do

carbonizado (SOUZA-SANTOS, 2010).

CHüÍOüôNüöSü÷ + CO�↔ 2CO + aôH�O + ¹aÍ2 − aô − 3

2 aö − a÷º H� + aöNH�+ a÷H�S

(R.7)

CHüÍOüôNüöSü÷ + (1 − aô)H�O↔ t1 + aÍ2 − aô − a÷u H� + CO + aö2 N� + a÷H�S

(R.8)

CHüÍOüôNüöSü÷ + ¹2 − aÍ2 + aô + 32 aö + a÷º H�

↔ CH� + aôH�O + aöNH� + a÷H�S (R.9)

CHüÍOüôNüöSü÷ + ¹12 + aÍ4 − aô2 + aö2 + a÷º O�

→ CO + aÍ2 H�O + aöNO + a÷SO� (R.11)

A fórmula representativa do carbonizado mostrada na Tab. 8 corresponde com

aquela calculada para a etapa de pirólise. Ao invés de incluir a reação de combustão

completa do carbonizado, (R.10), o modelo de SOUZA-SANTOS (2004) inclui as

reações de combustão parcial do carbonizado, (R.11), e de oxidação de monóxido de

carbono, (R.3).

As reações de gaseificação e combustão do carbonizado são heterogêneas. A

taxa de reação é calculada de acordo com o modelo de núcleo não exposto, explicado

anteriormente, onde o material que rodeia o núcleo reativo está formado por cinzas.

Os coeficientes cinéticos envolvidos no cálculo da taxa de reação, através do

coeficiente de Thiele, são mostrados em SOUZA-SANTOS (2010).

66

7 CSFMB©/CeSFaMB™

O CSFMB© ou CeSFaMB™ (Comprehensive Simulator of Fluidized and Moving

Bed Equipment), segundo a sua designação comercial atual (conhecido anteriormente

como CSFB), começou a ser desenvolvido no ano de 1987 como um programa de

simulação de processos de combustão e gaseificação em leitos fluidizados (SOUZA-

SANTOS, 1987). A estrutura básica do programa reside nas correlações

semiempíricas e nos balanços de massa e energia descritos nos Caps. 4 e 5, e na

cinética química para reações homogêneas e heterogêneas, descrita no Cap. 6.

O modelo original desenvolvido em 1987 tem sido modificado significativamente

com a introdução de novas correlações para modelar com maior precisão os

fenômenos físicos e químicos que acontecem dentro do equipamento. SOUZA-

SANTOS (2007) descreve detalhadamente aqueles componentes do modelo que

foram modificadas desde a versão original. Alguns trabalhos que foram desenvolvidos

utilizando o CeSFaMB™ se encontram em VAN DEN ENDEN E LORA (2004),

SOUZA-SANTOS (2007, 2009), BASTOS-NETTO et al.(2011), SOUZA-SANTOS E

CHAVEZ (2012) e MOUTSOGLOU (2012).

No trabalho desenvolvido por VAN DEN ENDEN E LORA (2004), o CeSFaMB™

foi utilizado para projetar um gaseificador de biomassa de leito fluidizado ajustando

alguns parâmetros como o fator de ar, a posição do ponto de alimentação da

biomassa e a altura do leito a fim de obter valores máximo de eficiência e de poder

calorífico do gás de síntese. SOUZA-SANTOS (2007) apresenta as melhorias

introduzidas na nova versão do programa a partir da comparação entre simulações e

um estudo experimental desenvolvido no equipamento operado pelo Instituto de

Tecnologia do Gás (IGT) em Chicago, Illinois. Já em SOUZA-SANTOS (2009) se

mostram os resultados das simulações da planta de gaseificação da Universidade de

California, quanto operada com amêndoa e noz como combustíveis sólidos. BASTOS-

NETTO et al. (2011) apresentam o projeto conceitual de um sistema de gaseificação

para obter gás de síntese partindo de bagaço de cana de açúcar como combustível

sólido e ar como agente gaseificador. MOUTSOGLOU (2012) desenvolveu um estudo

utilizando dois tipos de pasto diferentes a fim de avaliar as características do gás de

síntese quando variada a razão estequiométrica. Finalmente, SOUZA-SANTOS E

CHAVEZ (2012) simularam um processo em uma caldeira de leito fluidizado utilizando

bagaço de cana de açúcar.

67

Uma explicação completa do funcionamento do programa requer a descrição

detalhada dos dados de entrada, do procedimento de solução do modelo e dos

resultados gerados, como será exposto a seguir.

7.1 Dados de entrada

Os dados de entrada requeridos pelo CeSFaMB™ para simular um caso de

gaseificação em leitos fluidizados borbulhantes podem ser classificados em três

categorias, parâmetros de convergência numérica, dados de entrada geométricos e

físicos do reator e caracterização de gases e sólidos. A seguir é feita uma breve

descrição dos dados de entrada mais importantes para a simulação de gaseificadores

de leito fluidizado. Uma descrição detalhada de todos os dados de entrada do

CeSFaMB™ é feita em SOUZA-SANTOS (2012).

7.1.1 Parâmetros de convergência numérica

São os dados utilizados pelo programa para alimentar o algoritmo de solução do

sistema. Os parâmetros mais importantes definem o intervalo de busca da solução, o

desvio máximo permitido na solução, a tolerância máxima permitida para a integração

numérica, a forma de determinar a região de devolatilização no leito, o método de

integração das equações diferenciais e o método para solução das equações

diferenciais não lineares. A Fig. 18 mostra a interface para inserir os parâmetros de

convergência numérica dentro do arquivo de entrada do CeSFaMB™.

68

Figura 18. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir parâmetros de

convergência numérica (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,

Versão 53.4).

• Porcentagem mínima de conversão de carbono fixo no leito (CCMINP):

define a porcentagem mínima de carbono fixo contida na partícula sólida

que é convertida em gases durante o processo de gaseificação. O

combustível sólido alimentado dentro do reator é constituído por umidade,

voláteis, carbono fixo e cinzas. O carbono está presente na fração de

voláteis e na fração de carbono fixo. As frações de cada um desses

constituintes no combustível sólido são determinadas através da análise

imediata, já explicada.

• Porcentagem máxima de conversão de carbono fixo no leito (CCMAXP):

define a porcentagem máxima de carbono fixo contida na partícula sólida

que é convertida em gases durante o processo de gaseificação no leito do

reator.

• Máximo desvio permitido para a convergência de conversão de carbono fixo

no leito (CCDEVP): define o valor de desvio máximo permitido entre o valor

de conversão de carbono fixo suposto e o valor de conversão de carbono

fixo calculado pelo programa. O usuário deve procurar o menor valor

possível para esse parâmetro com o objetivo de conseguir melhores

resultados na simulação. No entanto, é importante ter em conta que valores

69

muito baixos podem levar a um aumento da demanda computacional sem

melhorar significativamente a precisão dos resultados.

• Critério de convergência para a integração numérica dos balanços de

massa e energia (TOLMB): controla a convergência da integração

numérica. Se o valor de TOLMB diminui, então, o valor do erro acumulado

durante a integração numérica diminui também. Porém, se o valor diminui o

tempo computacional aumenta. Portanto, igual ao caso do parâmetro

CCDEVP, é preciso buscar o valor mínimo para obter bons resultados sem

aumentar significativamente os tempos computacionais necessários.

• Fator de convergência ICONV(2): define a forma como é determinada a

região onde acontece a pirólise do combustível sólido dentro do reator.

CeSFaMB™ permite utilizar dois possíveis métodos para determinar dita

região. O primeiro está baseado na faixa de temperaturas usual na qual

acontece a pirólise, geralmente, entre 600 e 1200 K. O segundo método

considera a taxa das reações e a taxa de circulação de partículas no leito;

se a taxa das reações é muito maior que a taxa de circulação de partículas,

então a pirólise acontece perto do ponto de alimentação do combustível

sólido.

• Fator de convergência ICONV(5): permite selecionar o método de

integração das equações diferenciais. CeSFaMB™ utiliza a biblioteca

DIVPAG de Fortran para solucionar o sistema de equações diferenciais que

modela os balanços de massa e energia. Essa biblioteca permite escolher

entre dois métodos, o método de Adams-Moulton ou o método de Gear.

• Fator de convergência ICONV(6): Esse parâmetro permite selecionar

diferentes métodos para solucionar o sistema de equações diferenciais

dependendo do seu grau de rigidez.

7.1.2 Dados de entrada geométricos e físicos do equ ipamento

Esses dados correspondem às dimensões e propriedades físicas do

equipamento a ser simulado. Portanto, é importante ter um conhecimento amplo do

equipamento que permita que os dados introduzidos no programa correspondam à

realidade. Em SOUZA-SANTOS (2012) são mostrados valores típicos que podem ser

usados nas simulações para alguns parâmetros caso não se tenham os dados reais. A

Fig. 19 mostra as principais dimensões a serem consideradas para definir a geometria

de um equipamento de leito fluidizado.

70

Figura 19. Dimensões básicas equipamentos de leito fluidizado (adaptada de

SOUZA-SANTOS, 2012).

Como visto na Fig. 19, as dimensões do reator são definidas para o distribuidor,

o leito e o freeboard. Junto com as dimensões mostradas, devem ser definidas as

características físicas do equipamento que dependem do material especificado para

cada uma das partes deste. A Tab. 9 mostra a descrição dos principais dados

geométricos e físicos de entrada de acordo com a designação dada para cada um em

SOUZA-SANTOS (2012).

71

Tabela 9. Descrição dos principais dados geométricos e físicos do equipamento.

Parte do

reator Dado de entrada

Nome do

parâmetro no

CeSFaMB

Unidades

Todo o

equipamento

Diâmetro interno do

equipamento DIAME(i) (m)

Posição z relativa ao diâmetro

interno ZPOSE(i) (m)

Leito

Altura dinâmica do leito ZD (m)

Espessura do casco e do

isolamento no leito XISD(i) (m)

Condutividade térmica do

casco e do isolamento no leito AKISD(i) (W/m-K)

Emissividade da superfície

externa do leito EPSD --

Freeboard

Altura da saída principal de

gás no freeboard ZF (m)

Espessura do casco e do

isolamento no freeboard XISF(i) (m)


casco e do isolamento no

freeboard

AKISF(i) (W/m-K)

Emissividade da superfície

externa do freeboard EPSF --

Distribuidor

Porosidade da placa

distribuidora EPPP --

Diâmetro médio dos poros na

placa DPOR (m)

Espessura do distribuidor XISDI(i) (m)


distribuidor AKISDI(i) (W/m-K)

72

Na Tab. 9, DIAME(i) é um arranjo que descreve os diâmetros internos do

equipamento em diferentes posições e ZPOSE(i) é o arranjo de posições respectivas

para cada um dos diâmetros. Esses dois arranjos permitem modelar equipamentos

com diferentes formas, por exemplo, cilíndricas ou cônicas.

A altura dinâmica do leito ZD é a altura do leito expandido durante a operação.

Para calcular as perdas de calor por condução entre o leito e o ambiente, devem ser

definidas as espessuras das paredes do leito, como mostrado na Fig. 19. Essas

espessuras são definidas no arranjo XISD(i) e para cada material dever ser definida a

respectiva condutividade térmica no arranjo AKISD(i). As perdas de calor por radiação

são calculadas definindo a emissividade da superfície externa EPSD.

A posição de saída principal do gás, ZF, é um dos parâmetros mais importantes

na descrição geométrica do equipamento. O espaço do freeboard é definido como

sendo igual a ZF-ZD e ali são analisados os processos de arrasto e elutriação. Os

demais parâmetros para o freeboard são os mesmos que aqueles definidos no leito

para calcular as perdas de calor por condução e radiação.

Os dados de entrada definidos para o distribuidor são utilizados pelo programa

para calcular as perdas de pressão do gás quando passa através dele e para a

definição das condições de contorno de temperatura na base do leito para os sólidos.

Os dados referenciados na Tab. 9 correspondem a um distribuidor tipo placa porosa,

que é o tipo de distribuidor que tem o equipamento simulado neste trabalho.

7.1.3 Caracterização de gases e sólidos

Como explicado anteriormente, durante o processo de gaseificação uma

corrente de gás que entra através do distribuidor, ou em um ponto intermediário como

mostrado na Fig. 19, reage com os sólidos que se encontram no leito. O gás que

compões essa corrente é chamado de agente gaseificador. Dentro do reator podem se

encontrar três diferentes tipos de sólidos, designados pelo índice m: m=1: combustível

sólido; m=2: partículas absorventes; m=3: partículas inertes. O programa CeSFaMB™

permite caracterizar os gases e os sólidos que são alimentados dentro do

equipamento.

No caso dos gases, o usuário deve definir a vazão mássica, a temperatura, a

pressão de entrada e a composição. CeSFaMB™ permite ao usuário definir casos em

que vapor de água e gás são alimentados no reator ao mesmo tempo. A composição

do gás pode ser definida em fração molar ou fração mássica de 22 gases diferentes. A

73

Fig. 20 mostra a interface do programa onde são inseridos os dados de caracterização

dos gases.


caracterização dos gases (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,

Versão 53.4).

No caso dos sólidos tipo 1 (combustível sólido), os dados de entrada mais

importantes correspondem ao poder calorífico superior, a vazão mássica de entrada, a

temperatura de entrada, a posição z do ponto de alimentação dentro do reator, a

análise imediata, a análise elementar, as massas específicas total, aparente e real, a

esfericidade e a distribuição de tamanho de partícula. Na Fig. 21 é mostrada a

interface gráfica do programa aonde são introduzidos os dados de caracterização dos

sólidos.

74


caracterização do combustível sólido (tomada da interface gráfica do programa

CeSFaMB™, Versão 53.4).

75

Como visto na Fig. 21, CeSFaMB™ permite definir processos nos quais até

cinco combustíveis sólidos são alimentados dentro do reator. No espaço utilizado para

inserir a distribuição de tamanho de partícula é introduzida a distribuição estatística de

tamanhos feita em laboratório, como explicado em SOUZA-SANTOS (2004). No caso

de partículas sólidas absorventes e inertes, são definidos os mesmos parâmetros que

para o combustível sólido.

7.2 Procedimento de solução do modelo

Os dados de entrada explicados na seção anterior são utilizados para solucionar

o sistema de equações que modela o processo. O procedimento de solução

implementado no CeSFaMB™ executa os passos a seguir.

• Leitura dos dados de entrada numéricos, geométricos e físicos do

equipamento e de caracterização dos gases e sólidos.

• Para a primeira iteração feita pelo programa, o valor da porcentagem

mínima de carbono fixo (CCMINP), explicado anteriormente, é utilizado

para calcular porcentagens de conversão de outros componentes no

combustível sólido.

• Com os valores de conversão de componentes no combustível sólido é

calculada a distribuição do tamanho de partículas em regime permanente

utilizando o modelo de reação heterogênea e de arrasto.

• Partindo dos dados de entrada e do cálculo da distribuição de tamanho de

partículas em regime permanente, são estabelecidas as condições de

contorno em z=0 para os gases e os sólidos, utilizadas para resolver os

balanços de massa e energia.

• O sistema não linear de equações diferenciais é resolvido para o leito, ou

seja, desde z=0 até z=z�.

• Depois de resolver os balanços de massa e energia no leito, se calcula o

valor de conversão de carbono fixo no combustível sólido e se compara

com o valor dado em CCMINP. Se o valor calculado for maior, então o

programa passa para a segunda iteração. Se o valor for menor, o programa

para e pede introduzir um novo valor para CCMINP.

• Os seis passos anteriores são repetidos utilizando o valor de CCMAXP para

calcular a distribuição de tamanho de partículas no leito. Se o valor de

conversão de carbono fixo calculado for menor que o valor de CCMAXP,

então o programa assume um novo valor intermediário de conversão de

76

carbono fixo e começa uma nova iteração. Se o valor calculado for maior, o

programa para e pede introduzir um novo valor para CCMAXP.

• O processo anterior é repetido até que o valor de desvio entre a conversão

calculada e a suposta é menor que o valor dado para o parâmetro

CCDEVP.

• Os valores de temperatura, fluxos e composições no topo do leito (z=z�)

são utilizados como condições de contorno para resolver os balanços

diferenciais de massa e energia no freeboard.

• Os resultados finais são impressos.

7.3 Simulação de caso experimental

O CeSFaMB™ produz vários resultados relacionados com o processo de

gasificação e o desempenho do equipamento. Uma análise aprofundada dos

resultados produzidos pelo programa é dada em SOUZA-SANTOS (2012). A seguir

são mostrados alguns dos resultados obtidos em uma simulação de um processo de

gaseificação em reator de leito fluidizado. Encontrar um estudo experimental que

possa ser simulado no CeSFaMB™ não resulta simples, devido à quantidade de

dados de entrada requeridos pelo programa. Geralmente, esses dados não são

apresentados pelos autores nas suas publicações.

O estudo experimental desenvolvido em CAMPOY (2009) foi simulado no

CeSFaMB™ a fim de certificar o correto uso e a precisão do programa. No estudo, é

simulado o processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante e

atmosférico que forma parte da planta piloto de gaseificação da Universidade de

Sevilha em Espanha. As características do equipamento, tanto geométricas quanto

físicas, são encontradas em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-BAREA et al. (2005). No

estudo, foram utilizados vários tipos de biomassa, entre elas, polpa de azeitona com

uma distribuição de tamanho de partícula como encontrada em GÓMEZ-BAREA et al.

(2005). Diferentes misturas de gases foram usadas como agente gaseificador. No

presente trabalho, são simulados três casos com razões estequiométricas de ar

diferentes, mostradas em CAMPOY (2009), e são comparadas as concentrações

molares em base seca de H2, CO, CO2 e CH4 obtidas nos testes de laboratório com

aquelas obtidas nas simulações. Também, é comparada a temperatura média do leito

para cada um dos casos. Os dados referentes ao material do leito e as condições

operacionais durante os testes são encontrados em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-

BAREA et al. (2005).

77

Na Tab. 10 são mostradas as concentrações molares obtidas nos testes e nas

simulações, para cada uma das espécies químicas descritas anteriormente e para

cada razão estequiométrica considerada.

Tabela 10. Concentrações molares obtidas nos testes VS concentrações molares

obtidas nas simulações (RE=19%, RE=26% e RE=35%)

Razão estequiométrica [%]

Espécie

química 19 27 35

Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação

H2 13,2 20,82 12,6 13,21 8,7 9,18

CO 18,2 20,56 17,6 15,6 15,8 12,30

CO2 14,2 13,22 14,9 14,43 15,1 15,45

CH4 6,0 5,28 5,2 4,3 5,1 3,28

Como visto na tabela, os resultados das simulações conseguem acompanhar o

comportamento geral medido nos testes de laboratório. No entanto, a concentração de

H2 obtida na simulação, para uma razão estequiométrica de 19%, difere daquela

obtida nos testes em 7,62%. Essa diferença representa um erro relativo de 57%, o

qual não permite confiar nesse valor de concentração obtido na simulação. Segundo

SOUZA-SANTOS (2012) diferenças na concentração de uma espécie química

específica são devidas a que as características do combustível sólido gaseificado são

diferentes àquelas dos combustíveis incluídos na base de dados do programa. No

entanto, o programa permite ajustar os parâmetros cinéticos das reações químicas

envolvidas no processo com aqueles obtidos experimentalmente para o combustível, a

fim de aproximar melhor as características do combustível sólido na simulação. O

referido ajuste não foi feito devido ao fato de não contar com os valores dos

parâmetros cinéticos da polpa de azeitona usada no trabalho de CAMPOY (2009).

Independentemente à diferença na concentração de H2 entre a simulação e os

testes para a razão estequiométrica de 19%, a Tab. 10 mostra que os resultados

dados pelo CeSFaMB™ ajustam razoavelmente com os valores reais e, portanto,

permitem desenvolver estudos e análises de processos de gaseificação, tanto

qualitativos quanto quantitativos, para definir possíveis condições operacionais a fim

de predizer a composição do gás de síntese do processo.

As Figs. 22, 23 e 24 mostram os perfis de temperatura no leito do reator

entregados pelo CeSFaMB™ para cada uma das razões estequiométricas simuladas.

78

Figura 22. Perfis de temperatura no leito para RE=19% (tomada da interface

gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).



79



Como visto nas figuras, na medida em que a razão estequiométrica aumenta, a

temperatura média do leito aumenta também. A Tab. 11 mostra os valores em graus

célsius das temperaturas obtidas nos testes comparadas com aqueles valores obtidos

nas simulações.

Tabela 11. Temperatura média do leito para as diferentes razões estequiométricas

[ºC].


19 27 35

Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação

780 775 805 880 812 970

Igual que no caso das concentrações molares, o comportamento da temperatura

média do leito obtido nas simulações se ajusta com aquele dos testes. Para valores

baixos RE, o valor da temperatura média do leito na simulação se aproxima mais

àquele obtido nos testes. Como explicado em SOUZA-SANTOS (2004), o valor de

temperatura medido pelos termopares colocados no equipamento durante os testes de

80

laboratório depende da fase que esteja em contato com o termopar em um instante de

tempo determinado. Assim, por exemplo, o termopar indicará valores maiores de

temperatura se uma bolha de gás está em contato com um termopar perto do

distribuidor. O valor de temperatura será diferente no caso em que uma partícula entre

em contato com o termopar. Portanto, a temperatura média calculada no laboratório

corresponde com uma média estatística. Já no caso do CeSFaMB™, o valor de

temperatura média para cada fase corresponde àquele calculado para cada ponto ao

longo do reator e, portanto, existem diferenças entre os valores reais e os obtidos nas

simulações.

81

8 PARÂMETROS DO PROCESSO

Para simular o processo de gaseificação é necessário conhecer detalhadamente

todos os parâmetros relacionados com a convergência numérica, o equipamento, o

combustível sólido utilizado, o material do leito, o agente gaseificador e as condições

ambientais nas quais é desenvolvido. A seguir é feita uma descrição desses

parâmetros.

8.1 Parâmetros relacionados com a convergência numé rica

Na Seç. 7.1 foram explicados alguns dos principais parâmetros de entrada

relacionados com a convergência numérica do método usado pelo CeSFaMB™ para

resolver o sistema de equações que modela o processo de gaseificação. Os

parâmetros mostrados em dita seção demonstraram ser os que têm maior

sensibilidade em relação à convergência durante a simulação.

A seguir é feita uma breve descrição da forma como cada um dos parâmetros de

convergência foi definido durante as simulações desenvolvidas.

8.1.1 Porcentagem mínima e porcentagem máxima de co nversão de carbono

fixo (CCMINP e CCMAXP)

A porcentagem mínima e a porcentagem máxima de conversão do carbono fixo

contido no combustível sólido no leito do equipamento são usadas pelo programa nas

duas primeiras iterações da simulação. Os valores dados para cada um desses

parâmetros definem um intervalo de busca para a solução do sistema, como explicado

na Seç. 7.2. Portanto, o critério principal para a definição dos valores iniciais de

CCMINP e CCMAXP é selecionar o comprimento do intervalo de busca. A ideia é que

esse comprimento seja o menor possível para, assim, obter uma solução mais rápida

do sistema, como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).

A metodologia utilizada para definir os valores dos parâmetros consistiu em

encontrar, por teste e erro, o maior valor possível de CCMINP para que o desvio entre

a conversão de carbono fixo assumida e a calculada na primeira iteração for positivo e

o menor valor possível de CCMAXP para que o desvio entre a conversão de carbono

fixo assumida e a calculada na segunda iteração for negativo. No entanto, para

algumas simulações desenvolvidas, o intervalo de busca precisou ser redefinido já que

82

a convergência não foi atingida. No Anexo 1 são mostrados os valores de CCMINP e

CCMAXP utilizados durante as simulações.

8.1.2 Máximo desvio permitido na conversão de carbo no fixo (CCDEVP)

O valor do máximo desvio permitido, entre a porcentagem de conversão de

carbono fixo assumida e a calculada, foi definido, em geral, como sendo igual a 1.0,

como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012). No entanto para algumas

simulações nas quais a rigidez do sistema de equações diferenciais tornou-se alta foi

necessário aumentar o valor de CCDEVP até 2.0, que continua estando dentro da

faixa de valores recomendados em SOUZA-SANTOS (2012), mas, como adverte o

autor, afeta a precisão na solução do sistema. No Anexo 1 são mostrados também os

valores definidos para CCDEVP em cada simulação.

8.1.3 Tolerância de integração usada nos balanços d e massa e energia

(TOLMB)

O valor da tolerância máxima permitida para a integração numérica desenvolvida

em cada iteração durante a solução dos balanços de massa e energia deve ser o

menor possível para dar precisão nos resultados obtidos, mas, quanto menor seja dito

valor, o tempo computacional será maior. Portanto, o valor recomendado por SOUZA-

SANTOS (2012) foi o utilizado na maioria das simulações. No entanto, em alguns

casos foi necessário aumentar dito valor devido ao sistema se tornar muito rígido e

não ser atingida a solução.

Adicionalmente, algumas simulações foram feitas para valores menores ao

recomendado pelo autor sem encontrar melhoras significativas nos resultados. O

Anexo 1 contém os valores usados para TOLMB nas simulações.

8.1.4 Fator de convergência ICONV(2)

Como explicado na Seç. 7.1, este parâmetro define a forma como o CeSFaMB™

calcula a região onde a pirólise acontece. Durante a realização das simulações foi

verificado que existe uma maior instabilidade na solução do sistema quando utilizado o

valor padrão sugerido para este parâmetro em SOUZA-SANTOS (2012). Dito valor

padrão define que a região de pirólise coincide com aquela onde existem temperaturas

entre 600 e 1200 K. No entanto, e como dito também em SOUZA-SANTOS (2012),

quando selecionada a outra opção definida no programa, a região de pirólise é

83

calculada considerando a taxa de circulação de partículas no leito, explicada na Seç.

4.2.5, e a taxa das reações de pirólise, explicadas na Seç. 6.4 e, dito cálculo, produz

melhores resultados quando comparados com a opção padrão.

Alem disso, as simulações desenvolvidas usando a segunda opção mostraram

estabilidade e maior rapidez, permitindo definir a convergência do sistema em termos

dos parâmetros CCDEVP e TOLMB. Portanto, o valor de ICONV(2) para todas as

simulações realizadas é igual a 1.


O método selecionado para a solução das equações diferenciais é o método de

Gear, que é o padrão usado pelo CeSFaMB™. Como explicado em SOUZA-SANTOS

(2012), esse método permite obter soluções mais rápidas. WANG E WEN (2006)

ressaltam que o método de Gear permite uma maior precisão e eficiência na solução

de equações diferenciais, especialmente no caso de equações rígidas, como as

encontradas no modelo matemático explicado no Cap. 5, quando comparado com

outros métodos de solução como, por exemplo, o método de Adams-Moulton.


A biblioteca usada pelo programa para solucionar o sistema de equações do

modelo é a DIVPAG de FORTRAN. Como visto em IMSL (2010), o fator de

convergência ICONV(6) permite definir o método de linearização utilizado para

resolver o sistema não linear de equações. SOUZA-SANTOS (2012) recomenda para

sistemas de equações rígidos, como o usado para modelar o processo, utilizar valores

de 1 ou 2 para ICONV(6). Em todas as simulações desenvolvidas foi usado o valor de

2, correspondente a um sistema de linearização tipo corda no qual o Jacobiano é

substituído por uma matriz diagonal baseada em uma derivada direcional.

8.2 Equipamento

O equipamento simulado no presente trabalho corresponde a um gaseificador de

leito fluidizado borbulhante que forma parte de uma planta piloto em escala de

laboratório desenvolvida pela empresa espanhola PID Eng&Tech. Uma descrição de

cada um dos componentes da planta piloto é mostrada na Tab. 12. A Fig. 25 mostra os

diagramas de tubulação e instrumentação da planta piloto incluídos no manual do

usuário do equipamento pela empresa, PID Eng&Tech (2012).

84

Tabela 12. Descrição da planta piloto.

Componente Descrição

Reator de

leito fluidizado

borbulhante

• Temperatura homogênea de operação acima dos 900ºC.

• A perda de pressão através do leito é medida para calcular a

velocidade mínima de fluidização.

• Sistema de remoção de partículas do leito para coletar

carbonizado e cinzas durante a operação

• Resistências elétricas para aquecimento uniforme do leito e

do freeboard. Atingem até 1000 ºC.

Sistema de

alimentação

de agentes

gaseificadores

• As correntes de agente gaseificador são preaquecidas acima

de 600 ºC.

• A água é fornecida mediante uma bomba de deslocamento

positivo e é vaporizada acima de 600 ºC.

Sistema de

alimentação

de sólidos

• Sistema contínuo e não flutuante de alimentação formado por

um recipiente com 10 litros de capacidade e dois fusos de

alimentação.

• Uma corrente de nitrogênio passa continuamente através do

fuso de alimentação para melhorar a movimentação dos

sólidos.

Ciclones

• Dois ciclones são conectados em série e aquecidos acima de

450 ºC, permitindo remover as partículas sólidas da corrente

de gás de saída.

Sistema para

tratamento do

gás produzido

• Um trocador de calor é usado para resfriar os gases quentes

que saem do gaseificador e separar o alcatrão e a água.

• O gás que sai do trocador de calor passa por um filtro para

garantir uma melhor limpeza.

Sistema de

controle

• As variáveis do processo são controladas com PID’s

independentes.

• Um controlador lógico programável controla os alarmes da

planta em caso de alguma falha.

• Um software faz a monitoração do processo, a aquisição de

dados e o registro e automação dos experimentos.

85

Figura 25. Diagrama de tubulação e instrumentação da planta piloto (adaptada de

PID Eng&Tech, 2012).

8.2.1 Reator de leito fluidizado borbulhante

A Fig. 26 mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta

piloto. Como visto na figura, o leito e o

inoxidável 310 e SCH 10.

Figura 26. Desenho do reator de

O reator tem uma altura total igual

leito e o freeboard. Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.

86

Reator de leito fluidizado borbulhante

mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta

sto na figura, o leito e o freeboard são fabricados com tubos de aço

Desenho do reator de leito fluidizado borbulhante (adaptada do desenho

entregado pela PID Eng&Tech)

O reator tem uma altura total igual a 1515 mm e está dividido em duas zonas, o

Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.

mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta

são fabricados com tubos de aço

daptada do desenho

1515 mm e está dividido em duas zonas, o

Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor. O

87

distribuidor é formado por um cilindro com altura de 185 mm preenchido com material

poroso de aço inoxidável. Na parte superior desse cilindro há uma malha de 150

microns através da qual o gás entra no leito do reator, como mostrado na Fig. 27.

Como explicado na Tab. 9 no Cap. 7, um dos dados necessários para definir o

distribuidor de gás é a porosidade do distribuidor. Como esse dado não é conhecido,

adota-se o valor padrão de 0,30 recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).

Figura 27. Distribuidor de gás (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).

Um sistema de aquecimento externo para realizar processos de gaseificação

usando vapor de água como agente gaseificador integra do equipamento. O sistema

consiste de duas resistências elétricas. Segundo PID Eng&Tech (2012), uma

resistência é usada para aquecer o leito e a outra aquece o freeboard. A primeira tem

um comprimento igual a 782 mm e potência de 4800 W, enquanto a segunda tem um

comprimento igual a 477 mm e potência de 4200 W. A Fig. 28 mostra o sistema de

aquecimento descrito.

88

Figura 28. Sistema de aquecimento externo (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).

8.2.2 Sistema de alimentação dos agentes gaseificad ores

Existem dois sistemas independentes para a alimentação de vapor de água e

gases (oxigênio, nitrogênio e ar) dentro do reator. O sistema de alimentação de vapor

de água é mostrado na Fig. 29. Como pode ser observado na figura, uma bomba

introduz água líquida dentro de um evaporador e o vapor produzido é alimentado

dentro do reator como agente gaseificador.

Figura 29. Sistema de alimentação de vapor de água (tomada de PID Eng&Tech,

2012).

89

O sistema de alimentação de gases é mostrado na Fig. 30. Esse sistema permite

introduzir dentro do reator ar, oxigênio ou nitrogênio de forma independente. O

nitrogênio é suprido ao reator em casos de emergência para interromper as reações e,

assim, diminuir a temperatura dentro do equipamento. Os gases são introduzidos

dentro de um pré-aquecedor onde atingem uma temperatura entre 350 ºC e 400 ºC

antes de entrar no reator.

Figura 30. Sistema de alimentação de gases (ar, oxigênio e nitrogênio) (tomada de

PID Eng&Tech, 2012).

90

8.2.3 Sistema de alimentação de sólidos

Como reportado em PID Eng&Tech (2012), a planta piloto foi projetada para

desenvolver pesquisas em gaseificação de bagaço de cana usando ar, oxigênio, vapor

de água ou misturas dessas três substâncias como agentes gaseificadores a pressão

atmosférica.

Como descrito na Tab. 12, o sistema de alimentação dos sólidos dentro do reator

funciona com um fuso que pode ser calibrado para entregar diferentes vazões

mássicas de sólido, dependendo da sua velocidade de rotação. Na Fig. 31 é mostrado

o gráfico de calibração do fuso de alimentação do bagaço de cana. Extrapolando o

gráfico mostrado na Fig. 31, a taxa de alimentação máxima de bagaço de cana dentro

do reator é igual a 1 kg/h.

Figura 31. Gráfico de calibração do fuso de alimentação de biomassa (adaptada de

PID Eng&Tech, 2012)

8.3 Caracterização dos sólidos e condições ambienta is

Dentro do reator são alimentados dois tipos de sólidos; o bagaço de cana, a ser

gaseificado, e o material inerte, que constitui o leito. Para caracterizar os sólidos é

necessário conhecer a distribuição de tamanho de partícula, a forma das partículas, a

esfericidade, a massa específica e, no caso do bagaço de cana, a análise elementar, a

análise imediata e o poder calorífico superior.

A análise elementar, a análise imediata e o poder calorífico do bagaço de cana

utilizado no processo de gaseificação são mostrados na Tab. 13. Na Tab. 14 é

mostrada a distribuição de tamanhos de partículas do bagaço de cana alimentado

91

dentro do reator. Com essa distribuição de tamanhos é calculado o tamanho médio

inicial da partícula, como explicado na Seç. 4.1.3. O leito está formado por material

inerte que tem uma distribuição de tamanho de partícula como mostrada na Tab. 15.

Alguns dados necessários para a caracterização das partículas sólidas não são

conhecidos. Portanto, foram adotados valores encontrados nos exemplos do programa

CeSFaMB™ descritos em SOUZA-SANTOS (2012). Esses valores serão mostrados

na Seç. 9.1. Finalmente, as condições ambientais assumidas durante o processo de

gaseificação são mostradas na Tab. 16.

Tabela 13. Características do bagaço de cana.

Análise imediata

Componente %

Umidade 4,26

Volatéis 77,99

Carbono fixo 11,03

Cinzas 6,72

Análise elementar

Elemento %

Carbono 47,63

Hidrogênio 6,16

Nitrogênio 0,42

Oxigênio 38,46

Enxofre 0,31

Cinzas 7,02

Poder calorífico superior [MJ/kg]

HHV 16,73

Tabela 14. Distribuição de tamanho de partícula para o bagaço de cana

Número de malha Fração mássica retida

10 0,005

18 0,005

35 0,830

60 2,100

120 43,170

230 31,000

400 22,890

92

Tabela 15. Distribuição de tamanho de partícula para o material do leito

Tamanho de abertura da peneira

[mm] Fração mássica retida

0,000 0,01

0,045 9,93

0,120 16,14

0,175 12,05

0,250 19,59

0,3625 15,98

0,463 6,40

0,550 7,03

0,725 9,73

0,850 3,14

Tabela 16. Condições ambientais assumidas.

Parâmetro Valor

Temperatura média do ar no

ambiente [K] 308

Velocidade do vento [m/s] 2

93

9 REALIZAÇÃO DAS SIMULAÇÕES NO

CeSFaMB™

Como visto no Cap. 7, os dados de entrada necessários para desenvolver uma

simulação do processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante

são classificados como sendo parâmetros de convergência numérica, dados

geométricos e físicos do equipamento e dados de caracterização dos gases e dos

sólidos alimentados dentro do reator.

No Cap. 8, foram descritos os parâmetros de convergência, as características

necessárias para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento, e

também as características do bagaço de cana e do material inerte que compõe o leito.

A análise a ser desenvolvida está dividida em duas etapas. Inicialmente, será

analisado o processo de gaseificação considerando diferentes vazões mássicas de

alimentação de bagaço de cana entrando no reator para razões estequiométricas de

25%, 30% e 35%, que estão dentro da faixa recomendada em SOUZA-SANTOS

(2004). A seguir, será avaliado o processo de gaseificação usando misturas de

diferentes gases (ar, oxigênio e/ou vapor de água) como agente gaseificador para

determinar a influência deste parâmetro no processo. Para essa segunda etapa da

análise, será mantida uma vazão de alimentação constante de bagaço de cana

entrando no reator.

9.1 Modelagem no CeSFaMB™

Para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento é utilizado o

esquema mostrado na Fig. 26 para determinar os dados a serem inseridos na interface

do programa. As Tabs. 17 e 18 mostram os valores correspondentes àqueles dados.

Tabela 17. Diâmetros internos e a sua correspondente posição em z.

DIAME(i) [m] 0,0828 0,0828 0,1345 0,1345

ZPOSE(i) [m] 0 0,585 0,897 1,052

94

Tabela 18. Parâmetros geométricos e físicos do equipamento

Nome do parâmetro no CeSFaMB ™ Valor Unidades

ZD 0,585 m

XISD(i) 0.003048 m

AKISD(i) 18,7 W/m-K

EPSD 0,9 --

ZF 1,052 m

XISF(i) 0,003404 m

AKISF(i) 18,7 W/m-K

EPSF 0,9 --

EPPP 0,3 --

DPOR 1,5D-04 m

XISDI(i) 0,185 m

AKISDI(i) 18,7 W/m-K

Como dito na Seç. 8.3, alguns valores para a caracterização do bagaço de cana

e do material inerte do leito não são conhecidos e foram tomados valores típicos

incluídos no programa CeSFaMB™. A Tab. 19 mostra os valores adotados para os

parâmetros desconhecidos das partículas sólidas de bagaço de cana e material inerte.

Tabela 19. Valores tomados do CeSFaMB™ para o bagaço de cana e o material

inerte.

Bagaço de cana Material Inerte

Forma da partícula [ -] Esférica Esférica

Esfericidade [ -] 0,7 0,98

Massa específica total [kg/m^3] 200 2000

Massa específica aparente

[kg/m^3] 720 3563

Massa específica real [kg/m^3] 1394 3564

9.2 Estudo 1: Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de

bagaço de cana

A primeira parte do estudo busca analisar a qualidade do gás obtido no processo

de gaseificação quando utilizadas diferentes vazões mássicas de combustível sólido

95

entrando no reator e, para cada uma dessas vazões, diferentes razões

estequiométricas de ar, semelhante com o estudo realizado por MOUTSOGLOU

(2012).

O gráfico de calibração do fuso de alimentação de bagaço de cana é mostrado

na Fig. 31. Para diferentes taxas de alimentação de bagaço de cana são calculadas as

vazões mássicas de ar que correspondem a razões estequiométricas de 25%, 30% e

35%. Os resultados são mostrados na Tab. 20.

Tabela 20. Vazões mássicas de ar e de bagaço de cana usadas nas simulações

[kg/s].


Caso de estudo Entrada de

biomassa [g/h] 25 30 35

1.1 1000 0.000395 0.000474 0.000553

1.2 800 0.000316 0.000379 0.000442

1.3 600 0.000237 0.000284 0.000332

1.4 400 0.000158 0.000190 0.000221

9.3 Estudo 2: Diferentes agentes gaseificadores

O segundo estudo a ser desenvolvido consiste em alimentar misturas de ar,

oxigênio e vapor de água no reator com o objetivo de avaliar a variação nas

propriedades do gás de síntese produzido durante o processo. Estudos similares

foram desenvolvidos de forma experimental por CAMPOY et al. (2008) e CAMPOY et

al. (2009), nos quais os autores avaliaram o comportamento nas propriedades do gás

de síntese e na eficiência do equipamento para diferentes misturas de ar, oxigênio e

vapor de água.

Como explicado no Cap. 2, quando o processo de gaseificação é desenvolvido

utilizando vapor de água como agente gaseificador, existem diferentes opções para

prover a energia necessária para o processo. Uma das opções é utilizar um sistema

de aquecimento externo, como o descrito na Seç. 8.2.1. Outra opção é introduzir

misturas de ar e/ou oxigênio com vapor de água, para gerar reações exotérmicas que

forneçam o calor necessário para o processo de gaseificação se desenvolver.

Como visto na Seç. 8.2.2, a bomba do sistema de alimentação de água da planta

piloto pode entregar uma vazão volumétrica de até 50 ml/min. Em condições padrão,

essa vazão volumétrica corresponde aproximadamente a 8.3*10-4 kg/s.

96

Para o desenvolvimento do estudo do efeito de diferentes agentes

gaseificadores, for considerada uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h e

uma razão estequiométrica, RE, de 25%.

9.3.1 Caso 2.1: Ar enriquecido com oxigênio

Como explicado no Cap. 2, o nitrogênio contido no ar dilui no gás de síntese

produzido durante a gaseificação e reduz seu poder calorífico. Em termos

volumétricos, a fração de oxigênio no ar corresponde a 21%. Para este primeiro caso,

pretende-se aproveitar a facilidade da planta piloto em admitir oxigênio puro como

agente gaseificador e, assim, aumentar a sua fração volumétrica acima do valor de

21% a fim de diminuir a quantidade de ar entrando no reator e avaliar as propriedades

do gás de síntese. O parâmetro utilizado para definir a porcentagem de oxigênio

contido no agente gaseificador é chamado de OP. Na Tab. 21 são mostradas as

vazões mássicas de agente gaseificador correspondentes a valores de OP de 30%,

35% e 40%.

Tabela 21. Vazões mássicas de agente gaseificador para os diferentes valores de

percentagem de O2.

OP [%] Vazão mássica [kg/s]

30 2,800 E-04

35 2,416 E-04

40 2,129 E-04

9.3.2 Caso 2.2: Mistura de ar enriquecido com oxigê nio e vapor de água

O segundo caso a ser considerado no estudo 2 busca avaliar as características

do gás de síntese quando vapor de água é adicionado ao agente gaseificador. Espera-

se que a quantidade de hidrogênio no gás de síntese seja maior, se comparada com

aquele obtido quando ar é usado como agente gaseificador. Como dito em CAMPOY

et al. (2009) o processo usando misturas de ar enriquecido com oxigênio e vapor de

água como agente gaseificador se torna mais economicamente viável que o processo

usando oxigênio puro e vapor de água, pois uma parcela do oxigênio requerido pelo

processo de gaseificação passa a ser fornecido pelo ar.

Para este caso é definida a razão entre a quantidade de vapor de água fornecida

ao processo e a quantidade de biomassa que é alimentada, denominada SBR ou

Steam to Biomass Ratio. Os valores de SBR usados no presente trabalho são 22%,

97

36%, 43% e 63%, como recomendado em CAMPOY et al. (2009). O valor de OP

correspondente é fixado em 40%. Na Tab. 22 são mostradas as vazões mássicas de

vapor de água para valor de SBR.

Tabela 22. Razão entre vazões mássicas de vapor de água e de biomassa (SBR) e

vazão mássica de água

SBR [%] Vazão mássica [kg/s]

22 6,111 E-05

36 1,000 E-04

43 1,190 E-04

63 1,750 E-05

98

10 RESULTADOS E ANÁLISE

Neste capítulo serão apresentados os resultados obtidos para cada um dos

Estudos descritos no Cap. 9. A análise dos resultados estará baseada na composição

do gás de síntese produzido durante o processo, no poder calorífico do gás de síntese

em condições padrão de pressão e temperatura, na eficiência do equipamento

considerando condições padrão de pressão e temperatura, no perfil de temperatura no

leito e nas taxas de reação das principais reações químicas envolvidas no processo.

No Anexo 2, são mostrados em tabelas todos os resultados dos Estudos 1 e 2.

10.1 Estudo 1 – Diferentes razões estequiométricas e vazões máss icas de

bagaço de cana

Os resultados de cada um dos Casos do Estudo 1 são apresentados e

analisados para cada uma das vazões mássicas de bagaço de cana que alimentam o

reator.

10.1.1 Caso 1.1

Para avaliar a composição do gás de síntese que produzido no reator são

mostradas as frações molares das principais espécies químicas que o compõem. A

Fig. 32 apresenta diferentes frações molares para cada uma das razões

estequiométricas simuladas com uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h.


estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana.

0,0

5,0

10,0

15,0

20,0

25,0

25 30 35

[i]

[%]

RE [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

99

Como visto na Fig. 32, para razões estequiométricas menores o gás de síntese

possui uma maior quantidade de espécies químicas combustíveis, neste casso H2, CO

e CH4, o que permite supor que o seu poder calorífico é maior quanto menor seja a

razão estequiométrica. O comportamento descrito está de acordo com o conceito

básico do processo de gaseificação, explicado no Cap. 2. Quando comparadas as

concentrações para RE = 25% e 35%, o incremento no H2, CO e CH4 é igual a 41,2%,

32,2% e 1323%, respectivamente.

O poder calorífico inferior do gás produzido para cada uma das razões

estequiométricas e a eficiência do equipamento devem ser analisadas nas mesmas

condições de pressão, temperatura e composição, para serem parâmetros de

comparação válidos entre os gases de síntese produzidos para cada uma das razões

estequiométricas simuladas. A Fig. 33 mostra o poder calorífico e a eficiência do

equipamento, obtidos nas simulações, considerando o gás de síntese como sendo

seco, livre de alcatrão e para condições de pressão e temperatura de 1 atm e 298 K,

respectivamente.



Tomando como base os resultados obtidos para uma razão estequiométrica de

25%, pode-se quantificar a diminuição percentual na eficiência do equipamento e no

poder calorífico do gás de síntese para as razões estequiométricas de 30% e 35%,

como mostrado na Tab.23.

0,0

10,0

20,0

30,0

40,0

50,0

60,0

70,0

80,0

25 30 35

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

RE [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

100


calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (1000 g/h).

Razão

estequiométrica

[%]

Poder

calorífico

inferior

[MJ/kg]

Diminuição

no poder

calorífico

[%]

Eficiência

[%]

Diminuição na

eficiência do

equipamento

[%]

25 5,1 -- 73,3 --

30 4,1 18,5 65,6 10,5

35 3,4 33,9 57,6 21,4

Os perfis de temperatura no leito fornecidos pelo programa para cada simulação

são mostrados nas Figs. 34-36 para RE de 25%, 30% e 35%, respectivamente. Como

visto nas figuras, a temperatura média do leito aumenta na medida em que a razão de

ar aumenta. Esse comportamento permite explicar qualitativamente a diminuição na

fração molar de espécies gasosas combustíveis no gás de síntese produzido, já que

uma maior quantidade de oxidante dentro do equipamento promove um aumento nas

reações de oxidação (R.3), (R.4) e (R.5), explicadas na Seç. 6.2.1.

Figura 34. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 1000 g/h de bagaço de

cana.

101


cana.


cana.

102

Como já referenciado, nas bolhas somente acontecem reações homogêneas e a

temperatura atingida nelas na região perto da entrada do bagaço de cada no reator é o

resultado do aumento nas reações de oxidação de hidrogênio e monóxido de carbono

que são liberados na pirólise e, como mencionado no Cap. 4, geram novas bolhas com

abundante quantidade de espécies químicas combustíveis. Nos perfis de temperatura

também pode ser visto que a temperatura dos sólidos do leito e do gás da emulsão

mantém-se constante, o que pode ser devido às altas taxas de circulação no leito que

permitem uma homogeneização da temperatura.

Uma análise das taxas das reações (R.3), (R.4) e (R.5) corrobora o mostrado no

comportamento dos perfis de temperatura e no comportamento das frações molares

das espécies químicas. As Figs. 37-39 apresentam o comportamento das taxas de

reação mencionadas na emulsão com relação à posição z no leito do reator.

Figura 37. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =

25%, RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h).

0,00E+00

1,00E-03

2,00E-03

3,00E-03

4,00E-03

5,00E-03

6,00E-03

7,00E-03

8,00E-03

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16

r 3̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

103

Figura 38. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =

30% e RE = 35% (1000 g/h).


30% e RE = 35% (1000 g/h).

Como visto nas Figs. 37-39, o oxigênio é consumido mais rapidamente na

medida em que a razão estequiométrica aumenta. Portanto, as taxas das reações de

oxidação são muito maiores para razões estequiométricas de 30% e 35%, se

comparadas àquelas atingidas com a razão estequiométrica de 25%, o que explica a

0,00E+00

2,00E-03

4,00E-03

6,00E-03

8,00E-03

1,00E-02

1,20E-02

1,40E-02

1,60E-02

1,80E-02

2,00E-02

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16

r 4̃ [

km

ol/

m^

3 s

]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

0,00E+00

5,00E-04

1,00E-03

1,50E-03

2,00E-03

2,50E-03

3,00E-03

3,50E-03

4,00E-03

4,50E-03

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16

r 5̃ [

km

ol/

m^

3 s

]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

104

diminuição na quantidade de H2, CO e CH4 no gás de síntese e o incremento na

temperatura média do leito em função do aumento da razão estequiométrica. A menor

concentração de oxigênio para razões estequiométricas menores resulta, não somente

em taxas de reação de oxidação menores, mas também em uma maior extensão da

reação ao longo do leito. Uma avaliação quantitativa do aumento da taxa de reação

com o aumento da razão estequiométrica nas reações de oxidação descritas pode ser

obtida se calculada a média da taxa de reação para cada razão estequiométrica, como

mostrado na Tab. 24.

Tabela 24. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (1000

g/h).

Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica

Reação RE 25% RE 30% RE 35%

(R.3) 3,896 E-08 1,4975 E-06 1,2196 E-06

(R.4) 5,332 E-10 1,5500 E-09 8,067 E-09

(R.5) 6,564E-07 3,9500 E-06 1,668 E-05

Nas seguintes seções é repetida a mesma análise para os outros casos

mostrados na Tab. 20.

10.1.2 Caso 1.2

Para uma vazão mássica de 800 g/h de bagaço de cana entrando no reator,

foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.

Na Fig. 40 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas

combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.



0,0

5,0

10,0

15,0

20,0

25,0

25 30 35

[i]

[%]

RE [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

105

A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada

uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 41.



A Tab. 25 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do

equipamento em função das razões estequiométricas.



Razão

estequiométrica

[%]

Poder

calorífico

inferior

[MJ/kg]

Diminuição

no poder

calorífico

[%]

Eficiência

[%]

Diminuição na

eficiência do

equipamento

[%]

25 5,0 -- 72,1 --

30 4,1 16,5 66,2 8,1

35 3,4 31,3 59,2 17,9

Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de

25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 42-44, respectivamente.

0,0

10,0

20,0

30,0

40,0

50,0

60,0

70,0

80,0

25 30 35

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

RE [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

106


cana.


cana.

107


cana.

O comportamento mostrado nos perfis de temperatura é similar àquele mostrado

no Caso 1.1 e pode ser explicado com a mesma análise. Os resultados comparativos

das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs. 45-47.


25%, RE = 30% e RE = 35% (800 g/h).

0,00E+00

2,00E-04

4,00E-04

6,00E-04

8,00E-04

1,00E-03

1,20E-03

1,40E-03

1,60E-03

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12

r 3̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

108


30% e RE = 35% (800 g/h).


30% e RE = 35% (800 g/h).

As taxas de reação seguem, também, o mesmo comportamento do Caso 1.1. O

oxigênio é consumido totalmente em z = 0,31 m quando a razão estequiométrica é

igual a 35%, em z = 0,41 quando a razão estequiométrica é igual a 30% e em z = 1,0

0,00E+00

1,00E-03

2,00E-03

3,00E-03

4,00E-03

5,00E-03

6,00E-03

7,00E-03

8,00E-03

9,00E-03

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12

r 4̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

0,00E+00

5,00E-04

1,00E-03

1,50E-03

2,00E-03

2,50E-03

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12

r 5̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

109

quando a razão estequiométrica é igual a 25%. O comportamento das taxas da reação

de oxidação de hidrogênio mostrados na Fig. 46 permite concluir que, para uma razão

estequiométrica igual a 25%, a concentração de hidrogênio aumenta na região entre z

= 0,6 m e z = 1,0 m, o que pode ser devido ao processo de pirólise, aumentando,

portanto, o valor da taxa de reação. Na Tab. 26 se mostra a média calculada para

cada uma das taxas de reação apresentadas nas Figs. 45-47.


g/h).



(R.3) 4,890 E-09 9,201 E-08 5,300 E-07

(R.4) 2,140 E-10 1,078 E-09 5,216 E-09

(R.5) 4,331E-07 2,378 E-06 1,115 E-05

10.1.3 Caso 1.3

Para uma vazão mássica de 600 g/h de bagaço de cana sendo admitida no

reator, foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e

35%. Na Fig. 48 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas




A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada

uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 49.

0,0

5,0

10,0

15,0

20,0

25,0

25 30 35

[i]

[%]

RE [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

110







Razão

estequiométrica

[%]

Poder

calorífico

inferior

[MJ/kg]

Diminuição

no poder

calorífico

[%]

Eficiência

[%]

Diminuição na

eficiência do

equipamento

[%]

25 4,7 -- 68,4 --

30 4,2 11,1 66,6 2,6

35 3,4 26,3 60,0 12,3


25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 50-52, respectivamente.

0,0

10,0

20,0

30,0

40,0

50,0

60,0

70,0

80,0

25 30 35

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

RE [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

111


cana.


cana.

112


cana.

Como esperado, a temperatura média do leito aumenta em função do

incremento da razão estequiométrica. No entanto, o valor máximo de temperatura

atingido nas bolhas é menor àquele obtido nos Casos 1.1 e 1.2. Tal comportamento

pode ser o resultado de uma menor quantidade de voláteis produzidos durante a

pirólise como consequência da diminuição da vazão mássica de bagaço de cana

entrando no reator.

Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e

(R.5), são mostrados nas Figs.53-55.

113


25%, RE = 30% e RE = 35% (600 g/h).


30% e RE = 35% (600 g/h).

0,00E+00

5,00E-05

1,00E-04

1,50E-04

2,00E-04

2,50E-04

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25

r 3̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

0,00E+00

5,00E-04

1,00E-03

1,50E-03

2,00E-03

2,50E-03

3,00E-03

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25

r 4̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

114


30% e RE = 35% (600 g/h).

Na Tab. 28 é apresentada a média calculada para cada uma das taxas de

reação apresentadas nas Figs. 45-47.


g/h).



(R.3) 4,321 E-09 2,987 E-08 9,020 E-08

(R.4) 1,292 E-09 5,334 E-10 1,119 E-09

(R.5) 1,231 E-07 9,143 E-07 2,929 E-06

10.1.4 Caso 1.4

Para uma vazão mássica de 400 g/h de bagaço de cana entrando no reator,

foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.

Na Fig. 56 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas


0,00E+00

1,00E-04

2,00E-04

3,00E-04

4,00E-04

5,00E-04

6,00E-04

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25

r 5̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

115



A eficiência do equipamento e o poder calorífico inferior do gás de síntese, para

cada uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 57.





0,0

5,0

10,0

15,0

20,0

25,0

30,0

25 30 35

[i]

[%]

RE [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

0,0

10,0

20,0

30,0

40,0

50,0

60,0

70,0

80,0

25 30 35

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

RE [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

116



Razão

estequiométrica

[%]

Poder

calorífico

inferior

[MJ/kg]

Diminuição

no poder

calorífico

[%]

Eficiência

[%]

Diminuição na

eficiência do

equipamento

[%]

25 4,9 -- 71,4 --

30 4,0 16,7 65,4 8,3

35 3,4 29,5 60,4 15,4


25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs.58-60, respectivamente.


cana.

117


cana.


cana.

118

A temperatura média do leito diminui significativamente se comparada com os

resultados obtidos nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3. Uma análise deste resultado é mostrada

na seguinte seção. Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação,

(R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs.61-63.


25%, RE = 30% e RE = 35% de RE (400 g/h).


30% e RE = 35% (400 g/h).

0,00E+00

2,00E-06

4,00E-06

6,00E-06

8,00E-06

1,00E-05

1,20E-05

1,40E-05

1,60E-05

1,80E-05

2,00E-05

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30

r 3̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

0,00E+00

2,00E-04

4,00E-04

6,00E-04

8,00E-04

1,00E-03

1,20E-03

1,40E-03

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30

r 4̃[k

mo

l/m

^3

s]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

119


30% e RE = 35% (400 g/h).

O comportamento das taxas de reação de oxidação para 400 g/h de bagaço de

cana entrando no reator apresenta algumas características especiais que devem ser

analisadas. Seguindo a tendência mostrada nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3, a extensão das

reações ao longo do leito do reator é maior para uma vazão mássica de bagaço de

cana menor. No entanto, o cosumo do oxigênio não apresenta o mesmo

comportamento que nos casos anteriores. Esse fenômeno pode ser explicado devido à

região de pirólise se encontrar mais espalhada ao longo do leito do reator e não perto

do ponto de alimentação. Na Tab. 30 se mostra a média calculada para cada uma das

taxas de reação apresentadas nas Figs.61-63.


g/h).



(R.3) 4,182 E-10 3,506 E-09 6,773 E-07

(R.4) 2,215 E-07 2,922 E-09 1,102 E-04

(R.5) 2,063 E-07 9,143 E-07 4,132 E-06

0,00E+00

2,00E-05

4,00E-05

6,00E-05

8,00E-05

1,00E-04

1,20E-04

1,40E-04

1,60E-04

0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30

r 5̃ [

km

ol/

m^

3 s

]

z [m]

RE 25

RE 30

RE 35

120

10.1.5 Comparação entre os casos

Em geral, para uma mesma razão estequiométrica, o poder calorífico inferior do

gás de síntese e a eficiência do equipamento permanecem constantes para todas as

vazões mássicas de bagaço de cana, como mostrado nas Figs. 64 e 65.

Figura 64. Poder calorífico inferior em função das vazões mássicas de bagaço de

cana

Figura 65. Eficiência do equipamento em função das vazões mássicas de bagaço

de cana

No entanto, apesar desses parâmetros permanecerem aproximadamente

constantes quando variada a vazão mássica de bagaço de cana, as frações molares

de H2 e CO apresentam um comportamento variável. No caso do hidrogênio, a fração

2

3

4

5

6

400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200

LHV

[M

J/k

g]

F comb. [gr/h]

RE=25%

RE=30%

RE=35%

50

55

60

65

70

75

400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200

η[%

]

F comb. [gr/h]

RE=25%

RE=30%

RE=35%

121

molar, em geral, aumenta quando diminuída a vazão mássica de bagaço de cana, já

para o caso do monóxido de carbono a sua fração molar diminui para vazões

mássicas de bagaço de cana menores. A Fig. 66 mostra a variação da razão das

frações molares de hidrogênio e monóxido de carbono em função da vazão mássica

de bagaço de cana.

Figura 66. Variação da razão H2/CO em função da vazão mássica de bagaço de

cana.

Finalmente, o comportamento da temperatura média do leito em função da

vazão mássica de bagaço de cana é mostrado na Fig. 67.

Figura 67. Temperatura média do leito em função da vazão mássica de bagaço de

cana.

Como visto na Fig. 67, a temperatura média do leito aumenta quando a vazão

mássica de bagaço de cana é maior. Assim, por exemplo, no caso de RE=25% e uma

vazão mássica de 400 g/h, a temperatura média do leito é igual a 800 K, ou 527 ºC,

1,0

1,2

1,4

1,6

400 500 600 700 800 900 1000 1100

[H2

]/[C

O]

F comb. [gr/h]

RE=25%

RE=30%

RE=35%

750

800

850

900

950

1000

1050

1100

400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200

T a

v,B

[K]

F comb. [gr/h]

RE=25%

RE=30%

RE=35%

122

devido à pouca quantidade de oxidante e à baixa taxa de alimentação de bagaço de

cana dentro do reator, o que ocasiona que as reações exotérmicas diminuam

liberando, portanto, uma menor quantidade de calor durante o processo. Esse baixo

valor de temperatura pode ocasionar condições de funcionamento do gaseificador

indesejáveis, uma vez que alguns processos de transformação, como a pirólise são

afetados e podem não ser completados. Essa explicação é corroborada pelos

resultados obtidos para as taxas de reação, já explicados, onde foi visto que para

vazões mássicas menores de bagaço de cada o valor das taxas de reação é menor e

a extensão das reações ao longo do leito é maior. Pode-se concluir que vazões

mássicas menores ocasionam que a região de pirólise se afaste do ponto de

alimentação do bagaço de cana e se espalhe pelo leito do reator. Com 400 g/h e RE =

25%, a pirólise não é completada no leito. O CeSFaMB™ adverte dessa situação

através da seguinte mensagem mostrada nos resultados da simulação para esse caso

MESSAGE NUMBER: 703 ATTENTION: DEVOLATILIZATION COULD NOT BE COMPLETED IN THE BED. PROBABLY, IT WILL BE COMPLETED IN THE FREEBOARD. OTHERWISE, TRY TO INCREASE THE RESIDENCE TIME OF CARBONACEOUS FUEL IN THE BED. AS A SUGGESTION, INCREASE THE BED HEIGHT AND/OR DECREASE THE CARBONACEOUS FEEDING RATE.

Figura 68. Mensagem de advertência mostrada pelo CeSFaMB™ para RE = 25% e

400 g/h de bagaço de cana.

Diminuir a taxa de alimentação do bagaço de cana traz maiores instabilidades,

levando, inclusive, a que o programa não consiga resolver o sistema e a simulação

seja interrompida. Portanto, embora o poder calorífico inferior e a eficiência do

equipamento sejam semelhantes em todos os casos, é recomendável operar o

equipamento com valores altos de vazão mássica de bagaço de cana. Baseado nas

simulações, esse valor no deve ser menor a 600 g/h a fim de garantir boas condições

operacionais durante o processo.

Os resultados do Estudo 1 ajustam com aqueles obtidos em MOUTSOGLOU

(2012).

123

10.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores

A seguir são mostrados os resultados das simulações feitas para cada um dos

casos descritos na Seç. 9.3. No final desta seção serão comparados os resultados

obtidos no estudo para os casos 2.1 e 2.2.

10.2.1 Caso 2.1

Na Fig. 69 são mostradas as frações molares das principais espécies químicas

presentes no gás de síntese produzido durante o processo de gaseificação com ar

enriquecido como oxigênio a 30%, 35% e 40%. Na Fig. 69 ainda são mostradas as

frações molares para um valor de OP de 21%, que corresponde ao ar normal e que

foram mostrados na Seç. 10.1.1.

Figura 69. Frações molares das principais espécies químicas para OP=21%,

OP=30%, OP=35% e OP=40%.

O comportamento geral mostra que as frações molares aumentam

proporcionalmente com o aumento do parâmetro OP. As frações de duas importantes

espécies químicas, o hidrogênio e o monóxido de carbono, têm um incremento de

28,7% e 33,4%, respectivamente, quando comparados os resultados de OP=21% e

OP=40%.

Para avaliar a melhora no processo e na qualidade do gás de síntese são

mostrados, o poder calorífico e a eficiência do equipamento, na Fig. 70.

0

5

10

15

20

25

30

21 26 31 36 41

[i]

[%]

OP [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

124

Figura 70. Poder calorífico e eficiência do equipamento para OP = 21%, OP =

30%, OP = 35% e OP = 40%.

O aumento da eficiência do equipamento e do poder calorífico do gás de síntese,

se comparados os resultados de OP=21%, e 40%, é de 2,41% e 43,3%,

respectivamente.

As Figs. 71-73 mostram os perfis de temperatura no leito para todos os valores

de OP enriquecidos considerados. Em geral, e considerando RE= 25% para todas as

simulações, os resultados mostram que a temperatura média mantém-se constante

para todos os casos.

Figura 71. Perfis de temperatura no leito para OP=30% e 1000 g/h de bagaço de

cana.

0

10

20

30

40

50

60

70

80

21 23 25 27 29 31 33 35 37 39

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

OP [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

125


cana.


cana..

A Tab. 31 mostra os valores da temperatura média no leito, incluído o valor para

OP=21% que corresponde ao ar. Os resultados mostram que há um pequeno

126

incremento na temperatura do leito na medida em que o parâmetro OP aumenta,

devido a um incremento nas reações de oxidação, evidenciado no aumento de

espécies químicas tais como o CO2 e o H2O e ocasionado pela maior concentração de

reagente no agente gaseificador.

Tabela 31. Temperatura média do leito em relação a OP.

OP [%] Temperatura média [K]

21 939,68

30 967,10

35 977,69

40 985,20

Para este caso é possível concluir que aumentando a concentração de oxigênio

no ar consegue-se uma melhora significativa na qualidade do gás de síntese e nas

características operacionais do equipamento. Sua utilização, entretanto, deve ser

avaliada diante de outros fatores relacionados ao funcionamento do gaseificador, tais

como disponibilidade de O2 e custo de operação.

10.2.2 Caso 2.2

As frações molares de H2, H2O, CO, CO2 e CH4 são mostradas na Fig. 74 para

os valores de SBR mostrados na Seç. 9.3.2. O valor de OP usado em todas as

simulações é 40%.

Figura 74. Frações molares das principais espécies químicas para SBR=22%,

SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.

0

5

10

15

20

25

30

35

22 42 62

[i]

[%]

SBR [%]

H2

H2O

CO

CO2

CH4

127

Um gráfico comparativo da taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), é

mostrado na Fig. 75 para diferentes razões de vazão mássica de vapor de água e de

biomassa (SBR). No gráfico, pode-se observar que a ordem de grandeza da taxa de

reação para todos os valores de SBR é semelhante. Portanto, o aumento da

concentração de água e a diminuição do monóxido de carbono e do hidrogênio no gás

de síntese não podem ser explicados somente partindo do comportamento dessa

reação. Portanto, conclui-se que valores altos de SBR ocasionam que uma parte do

vapor de água injetado abandone o equipamento diluído com o gás de síntese

diminuindo eficiência do processo, pois o seu poder calorífico inferior diminui.

No entanto, a concentração de hidrogênio no gás de síntese, nos casos com

injeção de vapor de água, é maior que no caso em que somente ar é usado como

agente gaseificador, como esperado. Por exemplo, existe um incremento de 34,01%

na concentração de hidrogênio se comparados os resultados para o processo

desenvolvido com ar e o processo com OP=40% e SBR=22%. Para esse mesmo

caso, a concentração de hidrogênio aumenta em 4,10% se comparada com o caso em

que ar enriquecido com oxigênio com um valor de OP=40% é usado. Em geral, a

concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta, mas esse aumento é menor

na medida em que SBR aumenta e, por exemplo, para SBR=63, a concentração de

hidrogênio é menor que no caso em que OP=40%.

Figura 75. Taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), para os diferentes

valores de SBR.

0,00E+00

5,00E-04

1,00E-03

1,50E-03

2,00E-03

2,50E-03

3,00E-03

3,50E-03

0,00 0,10 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70

r 6̃ [

km

ol/

m^

3 s

]

z [m]

SBR 22

SBR 36

SBR 43

SBR 63

128

Como visto na Fig. 75, a reação de deslocamento da água possui taxas elevadas

ao longo de um comprimento maior do equipamento na medida em que o valor de

SBR aumenta. Para o caso em que SBR=63% a taxa de reação é alta se comparada

com a dos outros valores de SBR. É possível concluir que quando o valor de SBR

aumenta, a taxa de reação se incrementa ocasionando que a reação de deslocamento

da água continue desenvolvendo-se acima do leito, em z = 0.6 m, o que explica a

diminuição de CO no gás de síntese.

Na Fig. 76 é mostrada a eficiência e o poder calorífico do gás de síntese para

todos os valores de SBR.

Figura 76. Poder calorífico e eficiência do equipamento para SBR=22%,

SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.

O poder calorífico do gás de síntese é menor se comparado com aquele obtido

no processo com ar enriquecido com OP=40%. Quando comparado com o processo

usando somente ar como agente gaseificador, a eficiência do equipamento é menor,

mas o poder calorífico do gás é maior quando vapor é adicionado ao agente

gaseificador.

Pode-se concluir que quando vapor de água é misturado no agente gaseificador,

a concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta para valores de SBR entre

21% e 43%. Embora o gás tenha um poder calorífico menor que o obtido quando a

mistura de ar e oxigênio com OP=40% é usada, uma maior concentração de

hidrogênio faz com que o gás de síntese seja mais limpo quando usado como

combustível.

0

10

20

30

40

50

60

70

80

22 27 32 37 42 47 52 57 62

LHV

[M

J/k

g]

e η

[%]

SBR [%]

LHV [MJ/kg]

η (298 K, 1 atm) [%]

129

11 CONCLUSÕES E SUGESTÕES No presente capítulo são mostradas as conclusões extraídas da análise da

revisão e dos resultados obtidos nos estudos desenvolvidos no trabalho. Também são

feitas algumas sugestões para futuros trabalhos.

A gaseificação é um processo que permite aproveitar melhor a energia contida

em combustíveis sólidos, se comparada com processos como a combustão. O gás

gerado pode ser armazenado, transportado e utilizado em aplicações como, por

exemplo, motores e turbinas. O processo vem sendo estudado com o objetivo de

controlar as variáveis envolvidas e definir e otimizar as características do gás de

síntese. No entanto, muitos dos estudos desenvolvidos foram feitos em equipamentos

de escala laboratorial, o que faz com que ainda seja difícil o escalonamento para

equipamentos industriais.

Os modelos matemáticos permitem capturar o comportamento do processo de

gaseificação, ajudando a projetar equipamentos e otimizar as condições operacionais

dos processos. Porém, ainda é necessário desenvolver trabalhos experimentais que

permitam melhorar as hipóteses e as correlações envolvidas nos modelos

matemáticos.

Embora os modelos de fluidização estejam baseados em correlações

semiempíricas obtidas experimentalmente nas últimas cinco décadas e que permitem

uma grande simplificação na modelagem do processo de gaseificação, essas

correlações foram conseguidas em condições experimentais específicas que podem

ser diferentes daquelas que se têm dentro de um reator determinado. Portanto, é

importante ressaltar que a aplicação dessas correlações afeta o grau de precisão dos

modelos de fluidização.

De todos os tipos de modelos de devolatilização desenvolvidos até hoje,

somente os modelos estruturais permitem determinar a distribuição e quantidade das

espécies químicas produzidas durante essa etapa do processo de gaseificação. No

entanto, é necessário avançar mais no desenvolvimento e implementação de modelos

estruturais para biomassa.

Apesar das simplificações introduzidas no modelo matemático dos balanços de

massa, espécies e energia, o nível de acoplamento e não linearidade do sistema de

equações diferenciais faz com que a sua solução seja complexa e dependa da

adequada definição das condições de contorno dos gases e dos sólidos, assim como

das características do equipamento. Portanto, é importante conhecer com a maior

precisão possível os dados de entrada do processo.

130

O programa CeSFaMB™ permite simular rapidamente, entre outros, processos

de gaseificação em reatores de leito fluidizado. O tempo médio transcorrido para o

desenvolvimento de uma simulação é de 30 minutos. Os dados de entrada

necessários pedidos pelo programa incluem parâmetros de convergência numérica,

características do equipamento e características dos gases e sólidos envolvidos no

processo. No entanto, nem sempre são conhecidos todos os dados pedidos pelo

programa relacionados com o equipamento, os gases e os sólidos e, portanto, devem

adotar-se valores encontrados na literatura ou em exemplos do programa que tenham

condições similares àquelas do processo a ser simulado. Este procedimento pode

afetar a qualidade dos resultados obtidos nas simulações.

A convergência da solução dos balanços de massa, espécies e energia no

equipamento depende da correta definição dos dados de entrada relacionados com a

convergência numérica. Alguns valores desses parâmetros definidos como padrão no

programa permitem, para alguns casos, uma convergência mais rápida, mas afetam a

precisão nos resultados e, inclusive, podem gerar instabilidade numérica, impedindo a

convergência do sistema. Portanto, é recomendável definir os valores para os

parâmetros de convergência que permitam uma maior estabilidade na solução do

sistema e melhorem a precisão dos resultados, mesmo que não sejam os valores

padrão recomendados no programa.

Em um processo de gaseificação usando ar como agente gaseificador, o poder

calorífico do gás de síntese e a eficiência do equipamento aumentam na medida em

que a razão estequiométrica diminui. Esses aumentos são devidos a uma maior

concentração de gases combustíveis, como hidrogênio e monóxido de carbono, no

gás produzido, já que as taxas das reações de oxidação decrescem quando a razão

estequiométrica diminui.

A temperatura média do leito aumenta quando a razão estequiométrica aumenta.

Quando a vazão mássica de bagaço de cana alimentada dentro do reator

diminui, a temperatura média do leito cai. Vazões mássicas baixas fazem com que a

temperatura do leito não seja suficiente para sustentar os fenômenos de

transformação do processo de gaseificação como, por exemplo, a pirólise. Portanto, é

recomendável operar o equipamento com taxas de alimentação de bagaço de cana

altas o suficiente para evitar problemas operacionais. Segundo os resultados obtidos a

vazão mássica de bagaço de cana mínima recomendável é igual a 600 g/h.

Para uma mesma razão estequiométrica e diferentes vazões mássicas de

bagaço de cana, o gás de síntese produzido tem um poder calorífico semelhante. A

eficiência do equipamento para cada caso também permanece, aproximadamente,

131

constante. No entanto, a razão entre o hidrogênio e o monóxido de carbono diminui na

medida em que a vazão mássica de bagaço de cana aumenta.

Quando ar enriquecido com oxigênio é usado como agente gaseificador,

aumentam a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás produzido sem um

aumento significativo na temperatura média do leito. O aumento desses parâmetros é

maior na medida em que a quantidade de oxigênio no agente gaseificador aumenta.

Esse comportamento é esperado já que usando ar enriquecido com oxigênio, a

quantidade de ar necessária para atingir uma razão estequiométrica é menor e,

portanto, a concentração de nitrogênio no gás de síntese diminui.

Adicionando pequenas quantidades de vapor de água na mistura ar-oxigênio é

possível aumentar a concentração de hidrogênio no gás de síntese produzido,

diminuindo um pouco a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de

síntese, se comparado com os resultados para misturas ar-oxigênio. O aumento da

concentração de hidrogênio é devido à reação de deslocamento da água. No entanto,

quando a concentração de vapor de água no agente gaseificador aumenta

significativamente, uma parte deste sai diluída no gás de síntese, o que afeta a

qualidade do gás levando, inclusive, a concentrações de hidrogênio abaixo daquelas

obtidas para misturas ar-oxigênio. Portanto, a utilização de misturas ar-oxigênio-vapor

de água está restrita a valores pequenos da razão entre o vapor de água e a

quantidade de biomassa entrando no reator.

Em trabalhos futuros devem ser desenvolvidos estudos experimentais na planta

piloto da PID Eng&Tech atendendo as recomendações e conclusões encontradas no

presente trabalho. Também podem ser desenvolvidos estudos computacionais

utilizando modelagens diferentes do processo de gaseificação a fim de comparar os

resultados entre modelos e com os estudos experimentais e, assim, estabelecer

possíveis melhorias no modelo de fluidização.

É importante desenvolver mais estudos experimentais que permitam atualizar as

correlações semiempíricas utilizadas no modelo de fluidização, a fim de que se

ajustem com as condições operacionais e características do combustível sólido

encontradas no processo de gaseificação. Também é importante o desenvolvimento

de estudos experimentais relacionados com a pirólise do bagaço de cana utilizado no

processo com o objetivo de medir os parâmetros da cinética química e, se for

necessário, ajustar esses valores nas simulações para, assim, melhorar os resultados.

132

12 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS

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Powders Part I. Homogeneous Expansion. Powder Technology. 26 (1). p. 35-46.

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140

13 ANEXO 1 – PARÂMETROS DE

CONVERGÊNCIA

A seguir são mostrados os valores adotados para os parâmetros de

convergência no CeSFaMB™ para cada um dos estudos desenvolvidos no presente

trabalho.

13.1 Estudo 1 - Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de

bagaço de cana

Tabela A1. Parâmetros de convergência para o Estudo 1.

Vazão mássica de

bagaço de cana

[g/h]

RE

[%]

CCMAXP

[%]

CCMINP

[%]

CCDEVP

[%] TOLMB

1000

25 90 30 1,0 1 D-06

30 90 30 1,0 1 D-06

35 90 30 1,0 1 D-06

800

25 98 70 2,0 1 D-06

30 90 70 1,0 1 D-06

35 90 70 1,0 1 D-06

600

25 90 70 2,0 2 D-06

30 90 75 1,0 1 D-06

35 90 75 1,0 1 D-06

400

25 98 70 2,0 2 D-06

30 92 80 2,0 1 D-06

35 98 80 1,0 1 D-06

13.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores.

O Estudo 2 está dividido em dois casos. Os valores dos parâmetros de

convergência utilizados nas simulações são mostrados nas Tabs. A2 e A3.

141

13.2.1 Caso 2.1

Tabela A2. Parâmetros de convergência Estudo 2, Caso 2.1.

OP

[%]

CCMAXP

[%]

CCMINP

[%]

CCDEVP

[%]

TOLMB

30 90 30 1,0 1 D-06

35 90 30 1,0 1 D-06

40 90 30 1,0 1 D-06

13.2.2 Caso 2.2

Tabela A3. Parâmetros de convergência Estudo 2, Caso 2.2.

SBR

[%]

CCMAXP

[%]

CCMINP

[%]

CCDEVP

[%]

TOLMB

22 90 70 1,0 1,5 D-06

36 90 70 1,0 1 D-06

43 90 70 1,0 2 D-06

63 90 70 1,0 2 D-06

142

14 ANEXO 2 – RESULTADOS DOS

ESTUDOS Nas Tabs. A4 e A5 são mostrados os resultados dos Estudos 1 e 2.

Tabela A4. Resultados do Estudo 1

ESTUDO 1

Caso 1.1 Caso 1.2 Caso 1.3 Caso 1.4

Condições operacionais

F�ü�üç [kg/h] 1,0 1,0 1,0 0,8 0,8 0,8 0,6 0,6 0,6 0,4 0,4 0,4

Fü� [kg/h] 1,4 1,7 2,0 1,1 1,4 1,6 0,8 1,0 1,2 0,6 0,7 0,8

Fôù [kg/h] 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

F�ü�� [kg/h] 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Variáveis principais da análise

RE 25 30 35 25 30 35 25 30 35 25 30 35

OP 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

SBR 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Composição do gás de síntese (fração molar)

H2 21,6 18,0 15,3 22,1 18,5 15,6 21,5 19,2 16,2 24,0 19.9 16.9

H2O 7,9 9,7 11,3 7,5 9,0 10,6 7,6 8,6 9,9 5,7 7,7 8,9

CO 18,2 15,7 13,8 17,3 15,2 13,4 16,0 14,6 12,7 15,6 13,4 11,8

CO2 12,3 12,7 12,9 13,1 13,2 13,3 14,0 14,0 14,0 14,9 15,0 15,0

CH4 0,5 0,3 0,0 0,5 0,4 0,2 0,5 0,4 0,3 0,4 0,4 0,3

Variáveis do processo

LHV [MJ/kg] 5,0 4,1 3,4 5,0 4,1 3,4 4,7 4,1 3,4 4,8 4,0 3,4

η 73,3 65,6 57,6 72,1 66,2 59,2 68,4 66,6 59,9 71,4 65,4 60,4

Tü�,� [K] 939 999 1044 915 969 1013 872 923 969 808 863 902

143

Tabela A5. Resultados do Estudo 2

ESTUDO 2,

Caso 2.1 Caso 2.2

Condições operacionais

F�ü�üç [kg/h] 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00

Fü� [kg/h] 0,62 0,66 0,70 0,70 0,70 0,70 0,70

Fôù [kg/h] 0,14 0,21 0,31 0,31 0,31 0,31 0,31

F�ü�� [kg/h] 0 0 0 0,22 0,36 0,43 0,63

Variáveis principais da análise

RE 25 25 25 25 25 25 25

OP 30 35 40 40 40 40 40

SBR 0 0 0 22 36 43 63

Composição do gás de síntese (fração molar)

H2 25,1 26,6 27,8 28,9 28,3 27,8 25,9

H2O 9,5 10,1 10,7 18,0 22,8 25,2 32,0

CO 21,4 23,0 24,3 15,9 12,6 11,5 8,7

CO2 14,4 15,0 15,6 18,5 18,9 18,9 18,3

CH4 0,6 0,6 0,7 0,6 0,5 0,5 0,5

Variáveis do processo

LHV [MJ/kg] 6,2 6,8 7,3 6,8 6,6 6,5 6,2

η 74,0 74,8 75,0 72,8 71,4 70,6 67,4

Tü�,� [K] 967 978 985 940 967 978 985

Documents

ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO …w2.files.scire.net.br/atrio/ufrj-pem_upl/THESIS/20/pemufrj2012msc... · simulação de diferentes processos em reatores de leito