iii

LEITE, MARCO ANTONIO HAIKAL

Gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar:

estudo experimental e simulação computacional

[Rio de Janeiro] 2014

XIX, 104 p. 29,7 cm (COPPE/UFRJ, D.Sc.

Engenharia Mecânica, 2014)

Tese – Universidade Federal do Rio de Janeiro,

COPPE

1. Gaseificação 2. Biomassa 3. Simulação

computacional

I. COPPE/UFRJ II. Título (série)

Leite, Marco Antonio Haikal

Gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar: estudo

experimental e simulação computacional/ Marco

Antonio Haikal Leite. – Rio de Janeiro: UFRJ/ COPPE,

2014.

XXIV, 233p.: il.; 29,7 cm.

Orientador: Manuel Ernani de Carvalho Cruz

Tese (doutorado) – UFRJ/ COPPE/ Programa de

Engenharia Mecânica, 2014.

Referências Bibliográficas: p. 202-208

1. Gaseificação. 2. Biomassa. 3. Simulação

computacional. 4. Gaseificador de leito fluidizado

circulante. I. Cruz, Manuel Ernani de Carvalho. II

Universidade Federal do Rio de Janeiro, COPPE,

Programa de Engenharia Mecânica. III. Título.

iv

"In physical science the first essential step in the direction of learning any subject is to

find principles of numerical reckoning and practicable methods for measuring some

quality connected with it. I often say that when you can measure what you are speaking

about, and express it in numbers, you know something about it; but when you cannot

measure it, when you cannot express it in numbers, your knowledge is of a meagre and

unsatisfactory kind; it may be the beginning of knowledge, but you have scarcely in

your thoughts advanced to the state of Science, whatever the matter may be."

Lord Kelvin, From lecture to the Institution of Civil Engineers, London (3 May 1883),

'Electrical Units of Measurement', Popular Lectures and Addresses (1889), Vol. 1, 80-

81.

"With three parameters, I can fit an elephant.”

Lord Kelvin

“A theory is the more impressive the greater the simplicity of its premises, the more

different kinds of things it relates, and the more extended its area of applicability.

Therefore the deep impression that classical thermodynamics made upon me. It is the

only physical theory of universal content which I am convinced will never be

overthrown, within the framework of applicability of its basic concepts.”

Albert Einstein

“Nothing in life is certain except death, taxes and the second law of thermodynamics.

All three are processes in which useful or accessible forms of some quantity, such as

energy or money, are transformed into useless, inaccessible forms of the same quantity.

That is not to say that these three processes don't have fringe benefits: taxes pay for

roads and schools; the second law of thermodynamics drives cars, computers and

metabolism; and death, at the very least, opens up tenured faculty positions.”

Seth Lloyd

v

Para minha esposa Tereza, minha filha Beatriz, meu filho Alexandre, minha mãe

Salma e meu pai Antonio (in Memoriam), com amor e carinho.

vi

AGRADECIMENTOS

Não poderia deixar de expressar meus sinceros agradecimentos a pessoas que

contribuíram de maneira significativa para a conclusão deste trabalho.

A minha esposa Tereza, companheira de vinte e oito anos, pelo amor, incentivo,

apoio irrestrito, exemplo de amor ao estudo e trabalho e pela paciência, além da

importante ajuda na elaboração de gráficos e figuras.

A meus filhos Beatriz e Alexandre pelo apoio, compreensão e interesse, mesmo

quando o trabalho na tese roubava tempo precioso do nosso convívio.

A minha mãe Salma e meu pai Antonio (in Memoriam), por terem despertado em

mim o interesse pelo estudo e trabalho, me levando a não estar nunca satisfeito e a

buscar novas conquistas.

Ao professor e orientador Manuel Ernani, por fornecer orientação firme e segura e

mostrando o caminho a seguir, mesmo nos momentos de maiores incertezas.

Ao André Fachetti, que atuou não só como gerente, mas também como amigo e

pelo incentivo ao meu doutorado.

Ao Fernando Baratelli, pelo incentivo desde o mestrado, e pelas sugestões sempre

oportunas, que enriqueceram e aperfeiçoaram o trabalho, além do eterno bom humor.

A Fernando Castellões pelo incentivo a cursar o doutorado e pela ajuda e sugestões

para enriquecimento do trabalho.

A Antonio Flutt pelas muitas horas em que estudamos juntos e pelo apoio nas horas

de maiores incertezas e desafios.

A Cristina Quitete, com quem trabalho desde 2006, pelo conhecimento de

engenharia química que compartilhou, pelo apoio, sugestões, ajuda nos experimentos,

sem esquecer dos divertidos almoços quase diários.

vii

Ao Marcelo Queiroz pela grande ajuda nas simulações, experimentos e em todos os

aspectos do projeto de gaseificação, sem esquecer também dos divertidos almoços quase

diários.

Ao Vítor Ximenes pela inestimável ajuda na análise estatística dos dados dos

experimentos, além do bom humor.

A Wiebren de Jong pelo apoio nos períodos passados na Holanda, na viabilização

dos experimentos na planta piloto de gaseificação, bem como na orientação na análise

dos dados do alcatrão.

A Marcin Siedlecki e Martina Fantini pela participação nos experimentos e na

coleta dos dados, além das brincadeiras transculturais sobre futebol, comida e cultura.

Aos amigos Nafiseh Talebanfard, Gerasimos Sarras, Yash Joshi, Onursal

Yakaboylu, Piotr Plaza, Wijittra Hongsiri, Sawat Poomsawat e George Tsalidis por

tornarem mais agradáveis minhas estadas em Delft.

Ao prof. Adrian Verkooijen por viabilizar meus períodos em Delft, pela orientação,

além do bom humor.

Finalmente, agradeço ao professor Albino Leiroz e ao Vinícius Lidoíno, pela ajuda

nas simulações no programa CSFMB.

viii

Resumo da Tese apresentada à COPPE/UFRJ como parte dos requisitos necessários

para a obtenção do grau de Doutor em Ciências (D.Sc.)

GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO DE CANA-DE-AÇÚCAR: ESTUDO

EXPERIMENTAL E SIMULAÇÃO COMPUTACIONAL

Marco Antonio Haikal Leite

Dezembro / 2014

Orientador: Manuel Ernani de Carvalho Cruz

Programa: Engenharia Mecânica

Este trabalho apresenta os resultados da execução de um planejamento

experimental de 19 corridas de gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar em um

gaseificador de leito fluidizado circulante utilizando vapor e oxigênio como agentes

gaseificantes. Estes experimentos permitiram a obtenção de dados de composição por

cromatografia do gás produzido, do teor de alcatrão pelo método SPA e informações

sobre a distribuição granulométrica dos particulados por amostragem utilizando

impactador cascata. A composição foi determinada pela técnica SEM-EDS. Foi também

estudado o desempenho do sistema de filtragem de alta temperatura. A partir do

tratamento dos dados, foram obtidas correlações estatisticamente significativas que

permitem a predição da composição do gás produzido, bem como uma janela ótima de

operação para maximizar os teores de hidrogênio e de monóxido de carbono e

minimizar os teores de gás carbônico, metano e de alcatrão.

Foi também desenvolvida uma simulação usando a técnica de dinâmica dos fluidos

computacional, com escoamento reativo, 3D, multifásico, com modelo de turbulência e

transmissão de calor. A simulação teve o modelo de dinâmica dos fluidos e transmissão

de calor validada com dados experimentais.

Finalmente, as corridas experimentais foram simuladas através do programa

comercial CSFMB. Os resultados foram comparados com os experimentos e com

aqueles preditos pelas correlações. Essas últimas levam a menores desvios dos dados

experimentais do que os da simulação.

ix

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

requirements for the degree of Doctor of Science (D.Sc.)

SUGAR CANE BAGASSE GASIFICATION: EXPERIMENTAL STUDY AND

COMPUTATIONAL SIMULATION

Marco Antonio Haikal Leite

December / 2014

Advisor: Manuel Ernani de Carvalho Cruz

Department: Mechanical Engineering

This work presents the results of the execution of an experimental planning

consisting of 19 sugar cane bagasse test runs in a circulating fluidized bed gasifier using

steam and oxygen as gasifying agents. Those experiments allowed obtaining produced

gas composition data by chromatography and tar by SPA method and information

regarding particulate particle size distribution using sampling with cascade impactor.

Composition was determined with SEM-EDS technique. High temperature filter

performance was also studied. Statistically significant correlations allowing produced

gas composition prediction and a window of optimized operation, maximizing hydrogen

and carbon monoxide content and minimizing carbon dioxide, methane and tar content

were obtained from data treatment.

A simulation using computational fluid dynamics was also developed, with reactive

multiphase flow, 3D, turbulence model and heat transmission. The simulation had the

fluid dynamics and heat transmission model validated with experimental data.

Finally, experimental runs were simulated using commercial software CSFMB. The

results were compared with experiments and with predictions with correlations. The

latter had smaller deviations than the commercial software.

x

Índice

Lista de Figuras ............................................................................................................. xiii

Lista de Tabelas ........................................................................................................... xviii

Simbologia e Nomenclatura ........................................................................................... xx

1 Introdução ................................................................................................................. 1

1.1 Contexto atual .................................................................................................... 1

1.2 Motivação .......................................................................................................... 4

1.3 Objetivos e contribuições deste trabalho ........................................................... 5

1.4 Delineamento do Trabalho ................................................................................. 6

2 Revisão Bibliográfica ............................................................................................... 7

2.1 Fundamentação .................................................................................................. 7

2.1.1 Biomassa ..................................................................................................... 7

2.1.2 Conversão termoquímica de biomassa ..................................................... 10

2.2 Modelagem de gaseificadores de biomassa ..................................................... 62

2.2.1 Modelos “caixa preta” .............................................................................. 62

2.2.2 Modelos de fluidização ............................................................................. 63

2.2.3 Modelos CFD ........................................................................................... 64

3 Planejamento Experimental .................................................................................... 68

3.1 Introdução ........................................................................................................ 68

3.2 Planejamento fatorial ....................................................................................... 70

3.3 Variáveis independentes (fatores) .................................................................... 71

4 Realização e Análise dos Experimentos ................................................................. 77

4.1 Unidade piloto de gaseificação ........................................................................ 77

4.2 Caracterização do leito ..................................................................................... 87

xi

4.3 Caracterização da biomassa ............................................................................. 92

4.4 Cálculo da razão oxigênio-combustível estequiométrica para o bagaço ......... 95

4.5 Avaliação dos dados gerados pelos testes ........................................................ 96

5 Resultados Experimentais ...................................................................................... 98

5.1 Captura dos dados ............................................................................................ 98

5.2 Caracterização do gás produzido. .................................................................... 99

5.2.1 Concentração de hidrogênio no gás produzido ...................................... 105

5.2.2 Alcatrão .................................................................................................. 107

5.3 Determinação dos estados estacionários ........................................................ 107

5.4 Avaliação dos dados gerados pelos testes ...................................................... 110

5.4.1 Análise estatística dos resultados ........................................................... 115

5.4.2 Análise do teor de alcatrão ..................................................................... 125

5.4.3 Determinação de uma região ótima de operação .................................... 132

5.5 Análises de sólidos ......................................................................................... 135

5.5.1 Análise das cinzas da biomassa .............................................................. 135

5.5.2 Velas cerâmicas do filtro de alta temperatura ........................................ 137

5.5.3 Experimentos com o filtro de alta temperatura ...................................... 137

5.5.4 Caracterização de sólidos. ...................................................................... 142

5.5.5 Efeito do filtro na composição do gás .................................................... 151

5.5.6 Análise SEM-EDS .................................................................................. 153

5.5.7 Análise das cinzas do filtro ..................................................................... 156

6 Resultados das Simulações Computacionais ........................................................ 159

6.1 Modelo CFD Euleriano-Euleriano usando ANSYS FLUENT ...................... 159

6.2 Gaseificador modelado .................................................................................. 160

6.3 Modelo físico ................................................................................................. 162

xii

6.4 Geometria e malha ......................................................................................... 163

6.5 Simulação e validação ................................................................................... 164

6.6 Modelo de reações químicas adotado para a simulação em CFD .................. 178

6.7 Modelo de fluidização CSFMB ..................................................................... 182

7 Análise Comparativa Crítica ................................................................................ 192

8 Conclusões e Sugestões ........................................................................................ 199

REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ......................................................................... 202

ANEXO 1 - Resultados de todos os estados estacionários. .......................................... 209

ANEXO 2 – Média de todos os estados estacionários obtidos .................................... 217

ANEXO 3 – Configurações do Modelo em CFD ......................................................... 219

xiii

Lista de Figuras

Figura 1 - Processos de secagem e devolatilização da biomassa num gaseificador de

leito fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010. .... 13

Figura 2 - Gráfico típico de concentração de umidade durante a secagem de

partícula porosa adaptado de SOUZA-SANTOS, 2010. ........................................... 14

Figura 3 - Cominuição das partículas de biomassa em carvão e cinzas adaptado de

GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010. ....................................................................... 15

Figura 4 - Processos de conversão do carvão formado num gaseificador de leito

fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010. ............. 16

Figura 5 - Processos de conversão num gaseificador de leito fluidizado circulante

adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010. ................................................. 16

Figura 6 - Regimes de fluidização. .............................................................................. 48

Figura 7 - Gaseificador de leito fixo contracorrente adaptado de KNOEF, 2005;

OLOFSSON et al., 2005. .............................................................................................. 50

Figura 8 - Gaseificador de leito fixo concorrente adaptado de KNOEF, 2005;

OLOFSSON et al., 2005. .............................................................................................. 52

Figura 9 - Gaseificador de leito fluidizado borbulhante adaptado de KNOEF,

2005; OLOFSSON et al., 2005. .................................................................................... 54

Figura 10 - Gaseificador de leito fluidizado circulante adaptado de KNOEF, 2005;

OLOFSSON et al., 2005. .............................................................................................. 57

Figura 11 - Escoamento multifásico característico de um gaseificador de leito

fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010. ............. 58

Figura 12 - Diversas configurações de gaseificadores de leito de arraste................ 59

Figura 13 - Esquema do sistema de gaseificação. ...................................................... 79

Figura 14 - Sistema de alimentação de sólidos. .......................................................... 81

xiv

Figura 15 - P&ID da planta piloto da TUDelft adaptado de SIEDLECKI e JONG,

2011. ............................................................................................................................... 82

Figura 16 - Linha de amostragem do gás produzido adaptado de JONG, 2011. ... 84

Figura 17 – Sistema de amostragem de gases. ........................................................... 85

Figura 18 - Distribuição granulométrica do leito de magnesita. .............................. 88

Figura 19 - Difratograma de uma amostra virgem de magnesita M85. .................. 90

Figura 20 - Espectroscopia Raman de amostra de magnesita M85. ........................ 91

Figura 21 - Esquema do processo de análise de dados utilizado na TUDelft. ......... 99

Figura 22 – Concentração de H2 no gás produzido em base seca, livre de nitrogênio

em função de λ............................................................................................................. 106

Figura 23 - Concentração de H2 no gás produzido em base seca, livre de nitrogênio

em função da razão vapor / biomassa. ...................................................................... 106

Figura 24 - Perfis de vazão de oxigênio, vapor d’água e biomassa durante o Teste

1. ................................................................................................................................... 108

Figura 25 - Perfis de concentração de hidrogênio, monóxido de carbono e dióxido

de carbono durante o Teste 1. ................................................................................... 109

Figura 26 - Esquema que mostra a obtenção de um único valor de estado

estacionário para cada uma das combinações (esquerda) e para o ponto central

(direita). ....................................................................................................................... 110

Figura 27 - Representação dos valores finais para os fatores e os respectivos

valores planejados. ..................................................................................................... 112

Figura 28 - Gráficos de Pareto para os efeitos normalizados (no sentido horário:

hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H2/CO e dióxido de

carbono). ...................................................................................................................... 116

xv

Figura 29 - Gráficos com os resultados obtidos nas condições não centrais (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H2/CO

e dióxido de carbono). ................................................................................................ 117

Figura 30 - Valores experimentais versus valores obtidos pelos modelos (no sentido

horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H2/CO e

dióxido de carbono). ................................................................................................... 121

Figura 31 - Gráficos de Pareto para os diferentes componentes do alcatrão,

conversão de carbono e rendimento a frio. .............................................................. 128

Figura 32 – Correlação entre os valores experimentais e os preditos pelos modelos

para os diferentes componentes do alcatrão, conversão de carbono e rendimento a

frio. ............................................................................................................................... 130

Figura 33 - Superfície de resposta para a função desirability. ................................ 133

Figura 34 - Metodologia de determinação do ponto ótimo do planejamento através

de interpolação por spline. ......................................................................................... 134

Figura 35 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 3. ................ 139

Figura 36 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 4. ................ 139

Figura 37 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 6. ................ 140

Figura 38 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 12. .............. 140

Figura 39 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 16. .............. 141

Figura 40 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 17 (velas

catalíticas). ................................................................................................................... 141

Figura 41 – Sistema de amostragem de partículas. ................................................. 144

Figura 42 - Placas do impactador após um experimento. ....................................... 145

Figura 43 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,25 e S/B=0,50. ................................................................................ 147

xvi

Figura 44 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,25 e S/B=1,00. ................................................................................ 147

Figura 45 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,325 e S/B=0,75. .............................................................................. 148

Figura 46 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,40 e S/B=0,50. ................................................................................ 148

Figura 47 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,40 e S/B=1,00. ................................................................................ 149

Figura 48 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,325 e S/B=0,75, com a utilização das velas catalíticas. .............. 149

Figura 49 – Distribuição granulométrica a montante e a jusante do filtro durante

testes com diferentes pontos de operação. ................................................................ 150

Figura 50 - Concentração de alcatrão antes e depois do filtro PALL para pontos de

operação selecionados. ............................................................................................... 153

Figura 51 - Imagem SEM do teste 17 (4 de julho), com particulado coletado em

diferentes estágios. ...................................................................................................... 154

Figura 52 - Análise SEM-EDS de amostra a montante do filtro com λ=0,25 e S/B=1

com diâmetro aerodinâmico de corte de 5,7 µm. Composição em base mássica. . 154

Figura 53 - Imagem SEM de particulados coletados em diferentes estágios a

jusante do filtro, no Teste 12. .................................................................................... 155

Figura 54 - Análise SEM-EDS de amostragem a jusante do filtro, com λ=0,25 e

S/B=1, em estágio com diâmetro aerodinâmico de corte de 1 mm. Composição em

base mássica. ............................................................................................................... 156

Figura 55 – Planta piloto GABI-1. ............................................................................ 161

Figura 56 - Esquema simplificado do gaseificador da planta piloto GABI-1. ...... 162

xvii

Figura 57 - Geometria do gaseificador em 3D. ....................................................... 164

Figura 58 – Modelo físico a frio de leito fluidizado circulante. .............................. 165

Figura 59 - Simulação da alimentação do leito no gaseificador. ............................ 166

Figura 60 - Velocidades no interior do riser em experimento. ............................... 167

Figura 61 - Simulação da operação normal em leito fluidizado circulante. .......... 168

Figura 62 - Simulação do funcionamento do ciclone em operação normal. .......... 169

Figura 63 - Perfil de pressão simulado do gaseificador durante a operação normal.

...................................................................................................................................... 170

Figura 64 - Medição de pressão na base do riser durante experimento. ............... 170

Figura 65 - Perfil de temperatura dos gases simulado. ........................................... 171

Figura 66 - Perfil de temperatura simulado dos sólidos. ........................................ 172

Figura 67 - Temperatura média experimental no interior do riser. ...................... 173

Figura 68 - Velocidade simulada dos gases no gaseificador. .................................. 173

Figura 69 - Velocidade simulada dos sólidos no gaseificador. ................................ 174

Figura 70 - Velocidades experimentais no interior do riser. ................................... 175

Figura 71 - Curto circuito simulado na operação do gaseificador. ........................ 176

Figura 72 - Falha simulada no selo no fundo do downcomer. ................................. 177

Figura 73 - Perfil de pressão experimental e altura do selo de sólidos. ................. 177

xviii

Lista de Tabelas

Tabela 1 - Constantes das taxas cinéticas das reações de devolatilização e

craqueamento. ................................................................................................................. 29

Tabela 2 - Reações químicas, fatores pré-exponenciais e energia de ativação. ............. 42

Tabela 3 - Reações químicas e taxas cinéticas do processo de gaseificação. ................. 45

Tabela 4 - Matriz experimental inicial. .......................................................................... 73

Tabela 5 - Matriz experimental proposta. ....................................................................... 75

Tabela 6 - Planejamento experimental executado. ......................................................... 76

Tabela 7 - Resumo dos métodos analíticos e componentes medidos ............................. 86

Tabela 8 - Composição do leito de magnesita. ............................................................... 87

Tabela 9 - Distribuição granulométrica do leito de magnesita. ...................................... 88

Tabela 10 - Resultados da análise elementar, em base seca, do bagaço de cana. .......... 92

Tabela 11 - Resultados da análise imediata, em base seca, do bagaço de cana. ............ 92

Tabela 12 - Comparação entre análise imediata e análise elementar de diversas

biomassas. ....................................................................................................................... 94

Tabela 13 - Etapas de cálculo para determinação da razão oxigênio-biomassa

estequiométrica. .............................................................................................................. 95

Tabela 14 - Coeficientes obtidos a partir do balanço dos elementos. ............................. 96

Tabela 15 - Visão geral dos experimentos realizados na TUDelft. ................................ 97

Tabela 16 - Resultados principais (continua nas próximas duas páginas). .................. 102

Tabela 17 - Média dos pontos obtidos em cada set-point. ........................................... 112

Tabela 18 - Fatores e respostas para os testes realizados. ............................................ 114

Tabela 19 - Estimativa dos efeitos e dos coeficientes para os modelos, com as variáveis

significativas. ................................................................................................................ 118

Tabela 20 - Resultados da análise de variância (ANOVA). ......................................... 123

xix

Tabela 21 - Coeficiente de determinação e teste de significância da regressão. .......... 124

Tabela 22 - Teores de alcatrão, alcatrão sem BTX, poliaromáticos, monoaromáticos e

fenólicos determinados através de amostragem SPA. .................................................. 126

Tabela 23 - Tabela de efeitos para as diferentes formas de avaliar o teor de alcatrão. 127

Tabela 24 - Média dos resultados de análise das cinzas do bagaço de cana utilizado. 136

Tabela 25 - Propriedades físicas do material das velas. ............................................... 137

Tabela 26 - Testes e pontos escolhidos para amostragem de particulado na campanha

experimental. ................................................................................................................ 146

Tabela 27 – Eficiência da filtragem das velas DSN 10-20 ........................................... 151

Tabela 28 – Composição do gás antes e depois do filtro PALL para dois tipos de velas e

diferentes pontos de operação....................................................................................... 152

Tabela 29 - Análise XRF de amostras de cinzas coletadas durante os testes 9, 10 e 14,

composição em base mássica. ...................................................................................... 157

Tabela 30 - Análise imediata de pellets de bagaço de cana.......................................... 179

Tabela 31 - Análise elementar de pellets de bagaço de cana........................................ 179

Tabela 32 - Composição da pseudo-espécie alcatrão. .................................................. 180

Tabela 33 - Modelo de escoamento reativo para a simulação CFD. ............................ 181

Tabela 34 – Resultados das simulações no CSFMB de 16 testes na TUDelft. ............ 184

Tabela 35 – Comparação dos testes experimentais com as simulações e cálculo dos

desvios (continua nas próximas três páginas)............................................................... 185

Tabela 36 – Comparação das correlações empíricas com os testes experimentais e

cálculo dos desvios (continua na próxima página). ...................................................... 189

Tabela 37 - Médias e desvios padrões dos desvios das simulações e correlações em

relação aos testes experimentais. .................................................................................. 191

xx

Simbologia e Nomenclatura

Abreviações

BP – British Petroleum

CENPES – Centro de Pesquisas da Petrobras, localizado no Rio de Janeiro, Brasil

CG – Cromatógrafo a gás

CFD – Computational Fluid Dynamics (Fluidodinâmica computacional)

CONAB – Companhia Nacional de Abastecimento

CSFMB – Comprehensive Simulator for Fluidized and Moving Beds

DNS – Direct Numerical Simulation (Simulação Numérica Direta)

DDPM – Dense Discrete Phase Model (Modelo Discreto de Fase Densa)

EPE – Empresa de Pesquisa Energética

FTIR – Fourier Transform Infrared Spectroscopy (Espectroscopia Infravermelha por

Transformada de Fourier)

GABI-1 – Planta piloto de gaseificação de biomassa da Petrobras

NDIR – Non Dispersive Infrared Spectroscopy (Espectroscopia Infravermelha não

dispersiva)

P&D – Pesquisa e Desenvolvimento

PSD – Particle Size Distribution (Distribuição granulométrica de partículas)

SEM-EDS – Scanning Electron Microscope – Energy Dispersive Spectography

(Microscópio Eletrônico de Varredura – Detetor de Espectografia Dispersiva de Raios –

X)

SPA – Solid Phase Adsorption (Adsorção em fase sólida)

TUDelft – Universidade Técnica de Delft, localizada em Delft, Holanda

xxi

UNICAMP – Universidade Estadual de Campinas

UNIFEI – Universidade Federal de Itajubá

Símbolos Latinos

CC – conversão de carbono [%]

CGE – rendimento a frio do gás [%]

Cd – coeficiente de arrasto

Cm – velocidade do som [m/s]

dp – diâmetro médio da partícula [m]

D – diâmetro do riser [m]

qF ,empuxo – força de empuxo [N]

qF – somatório das forças externas [N]

vmF – forças de massa virtual [N]

g – aceleração da gravidade [m/s2]

g – vetor aceleração da gravidade [m/s2]

Gs – vazão mássica de sólidos [kg/m2s]

hp – entalpia específica da fase q [J/kg]

I – tensor unitário

iqJ – taxa de difusão da espécie i na fase q, que ocorre devido a gradientes de

concentração

L – altura do riser [m]

Kpq – coeficiente de transferência de momento entre as fases p e q [kg/s]

biomassam& - vazão mássica de biomassa [kg/h]

sicbiomassam ,& - vazão mássica de biomassa seca, isenta de cinzas [kg/h]

xxii

gascarbonom ,& - massa de carbono no gás produzido (CO, CO2, CH4) em base seca

por massa de gás produzido em base seca [kg/kg]

biomassacarbonom ,& - massa de carbono na biomassa em base seca [kg/kg]

2Om& - vazão mássica de oxigênio fornecido [kg/h]

esteqOm2

& - vazão mássica estequiométrica de oxigênio [kg/h]

pqm& − transferência de massa da fase p para a fase q [kg/s]

qpm& − transferência de massa da fase q para a fase p [kg/s]

vaporm& - vazão mássica de vapor fornecido [kg/h]

p − pressão [Pa]

PCI – poder calorífico inferior [ ]

qq – vetor fluxo de calor [W/m2]

Qpq – troca de calor entre as fases p e q [W]

Rpq – vetor força de interação entre as fases [N]

iqR – taxa líquida de produção da espécie homogênea i pela reação química na

fase q

iR – taxa de reação heterogênea

SB – razão vapor / biomassa [kg/kg]

qS − termo fonte de massa ou de entalpia para a fase q

tep – tonelada equivalente de petróleo

u0 – velocidade superficial do gás [m/s]

umf – velocidade de mínima fluidização [m/s]

qu − vetor velocidade da fase q [m/s]

ut – velocidade de transporte pneumático [m/s]

xxiii

qV − volume de uma fase q [m3]

iqY – fração mássica da espécie i na fase q

Símbolos Gregos

qα − fração de volumétrica de uma fase q

β − coeficiente de arraste

ε − − − − fração de vazios do leito

φ −−−− fator de forma ou esfericidade da partícula

ϕ −−−− variável de campo qualquer

ϕ −−−− média temporal de uma variável de campo

ϕ ′ −−−− flutuação na faixa onde foi tomada a média temporal da variável de campo

λ − razão estequiométrica de oxigênio

qλ − viscosidade cinemática da fase q [m2/s]

µ − viscosidade do gás [Pa s]

µg − viscosidade do gás [Pa s]

µq − viscosidade da fase q [Pa s]

ρp – massa específica da partícula [kg/m3]

ρg – massa específica do gás [kg/m3]

qρ − massa específica de uma fase q [kg/m3]

uρ − vetor quantidade de movimento linear específico [kg/m2s]

qτ − tensor tensão da fase q

xxiv

Números Adimensionais

Ar –2

3)(

µρρρ gdPgpg −

- número de Arquimedes, representando a razão entre a

força da gravidade e as forças viscosas atuando na partícula

Fr – gL

u 20 - número de Froude baseado na altura do reator de subida,

representando a razão entre as forças de inércia e a força gravitacional

G* − 0u

G

pρ - fluxo de sólidos adimensional, representando a razão entre a taxa

de recirculação de sólidos e a vazão volumétrica do gás

M – mC

u0 - número de Mach, representando a razão entre a velocidade do gás e

a velocidade do som no meio

Rep – g

pg du

µρ 0 - número de Reynolds baseado no diâmetro da partícula,

representando a razão entre a inércia da partícula e a força viscosa do gás

Reg – g

g Lu

µρ 0 - número de Reynolds baseado no gás, representando a razão

entre a inércia e a força viscosa do gás

ρ∗ – g

p

ρρ

- razão de massas específicas, representando a razão entre a inércia

do sólido e a inércia do gás

1

1 Introdução

1.1 Contexto atual

A utilização eficiente da energia é de fundamental importância para a vida

moderna, podendo ser considerada um insumo essencial à realização de praticamente

todas as atividades humanas e ao desenvolvimento econômico (LORA e

NASCIMENTO, 2004).

Um dos maiores desafios atuais da indústria de energia é atender às necessidades

energéticas de uma população crescente, sobretudo nos países de industrialização

recente como o Brasil, e ao mesmo tempo preservar o meio ambiente.

De acordo com levantamentos referentes ao ano base de 2013 do Balanço

Energético Nacional (EPE, 2014b), a Oferta Interna de Energia no Brasil atingiu 296,2

milhões de toneladas equivalentes de petróleo (tep), valor 4,5% superior ao verificado

em 2012 e equivalente a cerca de 2,2% da oferta de energia mundial (BP, 2014), o que

mostra uma necessidade de aumento significativa.

Já a Oferta Interna de Energia per capita alcançou em 2013 o valor de 1,467

tep/habitante, crescendo 3,6% em relação a 2012 para um aumento do PIB per capita de

1,4% (EPE, 2014b), mas ainda inferior à média mundial de 1,9 tep/habitante, e muito

inferior à média de 4,9 tep/habitante dos países desenvolvidos. Pode-se concluir que, à

medida que a economia for se desenvolvendo, a tendência é de se aproximar

primeiramente da média mundial e em seguida dos países desenvolvidos.

A energia proveniente de fontes renováveis apresentou uma pequena redução de

42,3% para 41% no ano de 2013, devido à redução da oferta interna de hidroeletricidade

por condições hidrológicas desfavoráveis e consequente aumento da geração térmica,

principalmente utilizando gás natural. Essa proporção ainda é das mais altas do mundo,

2

contrastando com a média mundial de 13%, e com a média dos países desenvolvidos, de

apenas 8,1% (EPE, 2014b). Se considerarmos apenas a geração da energia elétrica, as

fontes renováveis responderam por 79,3% do total em 2013. Só a hidroeletricidade

respondeu por 70,6% do total, apesar de ter caído 5,9% em relação a 2013. A menor

geração hidroelétrica foi compensada por um aumento de 47,6% na geração a gás

natural, de 36,2% na geração a diesel e a óleo combustível, de 75,7% na geração a

carvão, de 30,3% na geração eólica e de 14,5% na geração a biomassa, que inclui

bagaço de cana de açúcar, lenha e lixívia. A participação da biomassa no total de

produção de energia elétrica em 2013 foi de 7,6%, contra 11,3% do gás natural, sendo a

terceira maior participação. A biomassa possui a vantagem de ser um recurso renovável,

proveniente de vegetais que absorvem durante o seu crescimento gás carbônico (CO2)

da atmosfera. Sua combustão, ao devolver este gás à atmosfera resulta num balanço de

carbono muito mais benigno do que os combustíveis fósseis. Além disso, a temperatura

menor em que ocorre a combustão da biomassa implica em menores emissões de óxidos

de nitrogênio (NOx). Seu baixo teor de enxofre também resulta em menores emissões de

óxidos de enxofre (SOx) (QUAAK et al., 1999).

No total da matriz energética, a biomassa de cana responde por 16,1% (EPE,

2014b). Com relação aos biocombustíveis, o Brasil responde por 24% da produção

mundial, sendo o segundo maior produtor (BP, 2014). A quantidade de cana moída em

2013 atingiu 649,3 milhões de toneladas, com um aumento de 9,3% em relação a 2012.

A estimativa da CONAB para o ano de 2014 é da ordem de 670 milhões de toneladas,

embora haja também estimativas de 650 milhões de toneladas por conta de problemas

climáticos. Durante o ano de 2013 foram produzidos 27,7 bilhões de litros de etanol,

sendo 11,7 bilhões de anidro e 15,9 bilhões de hidratado, um aumento de volume

produzido de 18%. Este volume permitiu o aumento do percentual de etanol anidro na

3

gasolina de 20 para 25%, estando em estudo o aumento para 27,5%. Estimativas da

produção de etanol na safra 2014/2015 indicam uma tendência de estabilidade ou

pequena redução por conta do menor teor de sacarose na cana por problemas

agronômicos e pelo excedente mundial de açúcar já há três anos (EPE, 2014a).

Cerca de 231 kg de bagaço com uma umidade de 48,67% são resíduos do

processamento de cada tonelada de cana-de-açúcar nas usinas de açúcar e etanol

(HASSUANI et al., 2005). Para a quantidade de cana moída em 2013, serão produzidas

73 milhões de toneladas de bagaço em base seca. A maior parte deste bagaço é

queimado em caldeiras de grelhas com pressões de vapor de 21 bar ou inferiores. Esta

pressão leva a rendimentos muito baixos para geração de energia elétrica através do

ciclo de Rankine. A energia elétrica gerada nas usinas era de difícil comercialização,

então o baixo rendimento era uma maneira de dar destinação aos resíduos, gerando o

vapor e a energia elétrica necessários para o consumo próprio da usina. A partir da

possibilidade da venda de energia para as concessionárias ou para o Sistema Integrado

Nacional, novos projetos com pressões de vapor de 65 bar e chegando até na vizinhança

de 100 bar, além da evolução natural da tecnologia, com menor necessidade de vapor

para produzir etanol ou açúcar levaram a uma maior disponibilidade do bagaço. A

quantidade de bagaço devida a estas melhorias do processo está projetada para aumentar

de 4,1 milhões de toneladas adicionais de bagaço em 2015 para 15,03 milhões de

toneladas em 2022 (HENRIQUES et al., 2014). Esta grande quantidade de biomassa

pode ser utilizada competitivamente para geração de energia através do ciclo vapor,

para produção de etanol de segunda geração pela rota bioquímica ou para geração de

bioprodutos pela rota termoquímica.

A rota termoquímica, como a gaseificação para a produção de gás de síntese

permite a produção de biocombustíveis ou bioprodutos e também vapor e energia

4

elétrica como subprodutos, com maiores rendimentos e eficiência. É uma rota flexível

tanto do ponto de vista da matéria-prima quanto do produto final e constitui o objeto

deste trabalho.

1.2 Motivação

Os sistemas de gaseificação, produzindo monóxido de carbono e hidrogênio, a

partir de uma grande variedade de matérias primas, incluindo resíduos agroindustriais,

apresentam uma fonte potencialmente crescente de combustíveis limpos, além de

produtos químicos de alta pureza, sendo também uma opção para geração de energia

elétrica com baixos níveis de emissão de poluentes atmosféricos (LORA e

VENTURINI, 2012).

No projeto de concepção de empreendimentos industriais, é sempre necessária a

execução de um estudo de viabilidade técnico-econômica. Os projetistas da instalação

ou os detentores da tecnologia utilizam índices técnicos para previsão da quantidade e

qualidade do produto a partir da matéria-prima. Esses índices são determinados a partir

de estudos experimentais utilizando plantas piloto ou simulações validadas

experimentalmente. A partir da experiência com a construção das unidades de

demonstração ou industriais, há um refinamento desses indicadores.

Para uma tecnologia ainda em desenvolvimento, como é o caso da gaseificação de

bagaço de cana-de-açúcar, estes índices técnicos ainda não estão disponíveis.

Surge então a motivação deste trabalho de, a partir de experimentos em escala

piloto, desenvolver correlações empíricas e simulações validadas experimentalmente

para prever a quantidade e sobretudo a qualidade do gás de síntese produzido através da

tecnologia de gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar.

5

1.3 Objetivos e contribuições deste trabalho

A literatura científica apresenta poucos trabalhos experimentais abordando o

principal resíduo agroindustrial brasileiro, o bagaço de cana (HASSUANI et al., 2005).

Não foram localizados trabalhos envolvendo a gaseificação em leito fluidizado

circulante, uma das tecnologias de gaseificação mais adequadas para utilização de

biomassa em grande escala, com bagaço de cana como matéria prima e utilização de

vapor e oxigênio como agentes gaseificantes (GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010).

Da mesma forma, a simulação em CFD deste tipo de gaseificador possui apenas

alguns exemplos para carvão (GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010; SHI et al., 2007).

A interação entre a fluidodinâmica dos reatores de leito fluidizado circulante e as

reações de gaseificação é muito complexa e pouco conhecida, fazendo com que o

projeto dos gaseificadores seja puramente baseado em correlações experimentais

(GERBER et al., 2010). Estas correlações não foram localizadas para a gaseificação de

bagaço de cana-de açúcar. Este trabalho vem contribuir para o preenchimento desta

lacuna na literatura, com respaldo em dados experimentais.

Especificamente, podemos explicitar as principais contribuições deste trabalho:

• a partir da realização de experimentos inéditos de alta complexidade,

combinando a gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar em leito circulante

em planta piloto, caracterização da composição do gás produzido, análises

do teor de alcatrão, particulados, perfis de temperatura e pressão ao longo

do gaseificador, o desenvolvimento de correlações empíricas

estatisticamente significativas para a previsão da composição do gás de

síntese produzido a partir da gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar e a

determinação de uma janela ótima de operação para maximizar a produção

6

de hidrogênio e de monóxido de carbono e minimizar a produção de gás

carbônico, metano e de alcatrão;

• realização de simulações inéditas e com custo computacional elevado,

combinando fluidodinâmica, transferência de calor e reações químicas, para

previsão do comportamento do gaseificador;

1.4 Delineamento do Trabalho

Este trabalho é constituído de três partes principais. Na primeira parte, que se

constitui basicamente do capítulo 2, é apresentada uma revisão bibliográfica sobre

biomassa, sua disponibilidade no país, tipos e propriedades, as rotas tecnológicas para a

conversão de biomassa, a conversão termoquímica, uma visão dos processos de

gaseificação e resultados experimentais anteriores e a modelagem de gaseificadores de

biomassa. Na segunda parte, que engloba os capítulos 3, 4 e 5, são apresentados a planta

piloto da TUDelft, o planejamento experimental proposto, a realização das corridas,

seus resultados e a análise dos dados. No capítulo 6 são apresentados resultados de

modelagem do gaseificador da planta piloto da PETROBRAS GABI-1, utilizando-se

uma simulação em fluidodinâmica computacional através do programa FLUENT, e sua

validação experimental, além de simulações do gaseificador da TUDelft utilizando as

correlações empíricas obtidas a partir dos experimentos, e utilizando-se o programa

comercial CSFMB. Estas duas últimas simulações são então comparadas com os

resultados experimentais.

7

2 Revisão Bibliográfica

2.1 Fundamentação

2.1.1 Biomassa

É uma denominação para material orgânico com origem vegetal, como algas,

árvores e plantas. É produzida pelas plantas verdes através da fotossíntese e inclui toda

a vegetação terrestre e aquática, bem como resíduos orgânicos (MCKENDRY, 2002a).

Sua composição compreende uma mistura complexa de polímeros naturais de

carboidratos com organização celular bastante regular como celulose, hemicelulose,

lignina, extrativos e minerais e se origina de reações entre gás carbônico do ar, água e a

luz solar através da fotossíntese (LORA e VENTURINI, 2012).

A fotossíntese converte menos de 1% da energia disponibilizada pelo sol em

ligações químicas entre as moléculas de carbono, hidrogênio e oxigênio. A quebra

dessas ligações, através de digestão, combustão ou decomposição resulta na liberação

desta energia armazenada. Se o processamento da biomassa é eficiente, química ou

biologicamente e combinado com oxigênio, o carbono é oxidado a dióxido de carbono e

o hidrogênio a água. Estes ficam então disponíveis para a formação de novas plantas, de

forma cíclica e renovável (MCKENDRY, 2002a).

A celulose é um polímero de glicose, de cadeia longa de peso molecular variável,

com fórmula empírica (C6H10O5)n, com um valor mínimo de n=200 (tipicamente 300 a

700, podendo passar de 7000). Suas fibras resistentes constituem a parede celular das

plantas, como forma de proteger os açúcares contidos no interior da planta do ataque de

insetos e fungos. Constitui cerca de 40 a 60% da biomassa em base mássica.

A hemicelulose compõe entre 15 e 50% da biomassa em base mássica. É uma

mistura de polissacarídeos, composta de glicose, manose, xilose e arabinose, além dos

8

ácidos galaturônico e metilglicurônico. Difere da celulose por consistir basicamente de

monossacarídeos de C5 (MCKENDRY, 2002a).

Já a lignina, compondo de 10 a 30% da biomassa, é um grupo de compostos

amorfos e de alto peso molecular. São compostos de fenil-propanos, com um, dois ou

três grupos de metóxidos nos anéis benzênicos. Nas madeiras macias, a lignina é

composta basicamente de guaianol, que apresenta apenas um grupo de metóxido no anel

benzênico. Nas madeiras duras, o siringil apresenta dois grupos metóxidos. Este fato

pode explicar os maiores rendimentos de metanol e de ácido acético obtidos na pirólise

de madeiras duras (LORA e VENTURINI, 2012).

As cinzas correspondem a óxidos de cálcio, potássio, sódio, magnésio, silício, ferro

e fósforo, com conteúdo inferior a 1% em massa. Já os extrativos, compostos de resinas,

terpenos, ácidos graxos, pigmentos taninos e carboidratos correspondem a 2 a 5% em

base mássica.

Na rota bioquímica, algumas tecnologias de segunda geração aproveitam apenas a

celulose (C6), enquanto outras também aproveitam o C5 da hemicelulose, mas nenhuma

aproveita a lignina. Já as rotas termoquímicas aproveitam a biomassa integralmente,

com exceção das cinzas.

2.1.1.1 Definições e disponibilidade de biomassa no Brasil

A biomassa é definida como “qualquer matéria de origem vegetal usada como fonte

de energia” (AURÉLIO, 2012). Responde por aproximadamente 10% da oferta de

energia do mundo, sendo 66% de seu total usada em países do terceiro mundo para

cocção e calefação. Excluindo o consumo residencial, os maiores consumidores para

fins energéticos são o Brasil, os Estados Unidos e a Índia (VAKKILAINEN et al.,

2013). Na matriz energética brasileira, de acordo com dados de 2013 (EPE, 2014b) os

produtos da cana respondem por 16,1%, enquanto a lenha e o carvão vegetal respondem

9

por 8,3% e a lixívia ou licor negro, produto do processamento da indústria do papel e

celulose responde por 1,9%.

No setor energético foram consumidas aproximadamente 57,5 milhões de toneladas

de bagaço de cana-de-açúcar para uma produção de 12,25 milhões de tep.

Já o setor industrial utilizou 81 milhões de toneladas de bagaço, praticamente tudo

no setor de alimentos e bebidas, correspondendo a 19,5% do consumo industrial, com a

lenha respondendo por 8,7%, a lixívia por 5,6% e o carvão vegetal por 4,1%. Nos

Estados Unidos, a maior parte da biomassa é de origem florestal, sendo mais da metade

licor negro.

2.1.1.2 Rotas tecnológicas de conversão de biomassa

A biomassa pode ser convertida em diversos produtos: calor, potência,

combustíveis ou produtos químicos. A escolha do produto final depende de diversos

fatores, como o tipo, a quantidade da biomassa, considerações econômicas, critérios

ambientais, a composição da biomassa e requisitos do produto final (MCKENDRY,

2002b).

A conversão da biomassa pode ser realizada através de duas rotas tecnológicas

principais: a rota bioquímica e a rota termoquímica. A extração mecânica de óleo com a

posterior esterificação também pode ser considerada uma rota tecnológica, utilizada

particularmente para a produção de biodiesel

A rota bioquímica compreende a fermentação e a digestão. Estas tecnologias são

especialmente convenientes para biomassas com alto teor de umidade. A fermentação

utiliza biomassas com grande quantidade de açúcares como a cana-de-açúcar, a

beterraba e o sorgo sacarino ou cereais com grande teor de amido como o milho e o

trigo. A biomassa é cominuída e no caso dos cereais, o amido é primeiramente

transformado em açúcares através de enzimas. Os açúcares são então convertidos em

10

etanol pelo uso de leveduras. O processo final é a destilação, que é um processo

energeticamente intensivo.

O resíduo sólido da fermentação pode servir para queima em caldeiras de grelhas

como no caso do bagaço ou servir de ração animal como no caso do milho. Biomassas

lignocelulósicas como o bagaço ou a palha da cana, madeira e culturas energéticas como

a cana energia e o capim elefante podem ser também utilizadas para a produção de

etanol. A celulose e a hemicelulose podem ter seus açúcares utilizados, num processo

mais complexo que necessita uma hidrólise ácida ou enzimática para permitir a

fermentação dos açúcares C5 e C6. Este processo não permite a utilização da lignina.

A digestão é um processo em que material orgânico é convertido em biogás por

bactérias anaeróbicas. O gás resultante é uma mistura de metano, gás carbônico e H2S e

possui um poder calorífico inferior (PCI) 20 a 40% menor que o da matéria-prima. Este

gás pode ser utilizado diretamente em motores ou purificado para retirada do CO2 e do

gás sulfídrico para atingir PCI comparável ao do gás natural. É um processo utilizado

para biomassas com alto teor de umidade, como dejetos animais (MCKENDRY,

2002b).

2.1.2 Conversão termoquímica de biomassa

A conversão termoquímica da biomassa pode ser feita pelos processos de

combustão, pirólise, liquefação e gaseificação.

A combustão da biomassa é a oxidação total da biomassa e é largamente utilizada

no país para geração de vapor e de energia elétrica nas usinas de açúcar e de álcool e na

indústria de papel e de celulose. Os gases nas caldeiras de grelhas atingem temperaturas

da ordem de 800 a 1000 °C, permitindo a queima de biomassas com umidade de até

50%, como é o caso do bagaço, após o processo de extração do caldo. Os rendimentos

11

atingidos nos ciclos de Rankine de baixa pressão, com 21 bar ou inferiores, são baixos,

em torno de 20%.

A pirólise é um processo em que a biomassa é submetida a temperaturas próximas a

500 °C na ausência de oxigênio. Os produtos podem ser líquidos como o bio-óleo, que

é obtido na chamada pirólise rápida, sólidos como carvão vegetal na carbonização ou

pirólise lenta e gases, ou a sua combinação. Um fator determinante para a composição

final dos produtos é o tempo de residência.

O bio-óleo é corrosivo pelo alto teor de ácidos, pode possuir na sua composição

metais alcalinos e possui alto teor de oxigenados, o que limita a sua utilização sem

tratamento para aplicações mais exigentes, como o uso em motores e turbinas.

A liquefação é um tipo de hidrogenação que utiliza uma atmosfera redutora,

pressões elevadas entre 50 e 200 bar e atinge temperaturas da ordem de 450 °C. A

biomassa é moída e misturada com um solvente orgânico ou água, podendo usar um

catalisador. O líquido obtido tem menor teor de oxigenados que o bio-óleo, porém com

maior viscosidade.

Já na gaseificação, a biomassa é submetida a temperaturas elevadas, da ordem de

850 °C nos gaseificadores de leito fluidizado circulante e de 1300 °C nos gaseificadores

de escoamento por arraste ou “fluxo de arraste”, em condições sub-estequiométricas e

com baixo tempo de residência, sendo um processo de oxidação parcial. A gaseificação

é um processo que remonta ao século 19. Seu sucesso se deve não apenas à mais fácil

utilização dos gases do que dos sólidos, mas há também um argumento químico mais

fundamental. Se examinarmos as reações

12

C + O2=CO2 -394 MJ/kmol (1)

C + �� O2=CO -111 MJ/kmol (2)

CO +�� O2=CO2 -283 MJ/kmol (3)

Podemos concluir que fazendo-se um investimento de -111 MJ/kmol ou cerca de

28% do poder calorífico contido na biomassa para a oxidação parcial do carbono, o gás

resultante ainda contém cerca de 72% do total inicial da energia química da biomassa.

Nos processos reais, além do carbono há também hidrogênio, o que aumenta a energia

química do gás produzido para 75 a 88% da energia original. A partir do século 20, a

reação endotérmica de reforma a vapor

C + H2O = CO + H2 +131 MJ/kmol (4)

e a reação de deslocamento ou de shift

CO + H2O = H2 + CO2 -41 MJ/kmol (5)

tornaram possível a produção de hidrogênio puro ou do gás de síntese, que é uma

mistura de monóxido de carbono e hidrogênio, como matérias primas para a produção

de amônia ou de metanol (HIGMAN e BURGT, 2008).

2.1.2.1 Visão dos processos de gaseificação

A biomassa sofre uma série de processos de conversão ao ser introduzida num

reator de leito fluidizado circulante. A biomassa alimentada, ao ser aquecida sofre

inicialmente um processo de secagem e devolatilização, com a saída de hidrogênio,

vapor d’água, CO, e hidrocarbonetos, como mostrado na Figura 1.

13

Biomassa

Carvão

Voláteis(H2,H2O, CO,CxHy)

Processos de Secagem e Devolatização Biomassa

OxigênioVapor

Retorno doCarbono nãoConvertido

Combustão doCarbono nãoConvertido

Figura 1 - Processos de secagem e devolatilização da biomassa num

gaseificador de leito fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e

LECKNER, 2010.

A secagem é o primeiro processo a ocorrer a partir do aquecimento das partículas

de biomassa. À pressão atmosférica, este processo acontece até uma temperatura de

cerca de 380 K (SOUZA-SANTOS, 2010). A secagem é uma sequência de etapas

envolvendo as fases sólido poroso, vapor, e água líquida. Durante o processo de

migração através do sólido poroso, pode haver dissolução na água de íons de sódio e

potássio no interior dos poros, o que resulta em fenômenos complexos de tensão

superficial (SOUZA-SANTOS, 2010).

A Figura 2 mostra o comportamento típico da concentração de umidade de uma

partícula porosa. A região de A para B representa o aquecimento da partícula. A região

de B para C mostra a secagem a taxa temporal constante, ou a primeira fase de secagem,

em que a água migra dos poros internos para a superfície da partícula, onde evapora

14

para o gás circundante. A região de C para D representa a fase de taxa de secagem

declinante. A água líquida não está mais disponível na superfície e precisa mudar de

fase para gás no interior da partícula. O vapor tem então de percorrer a camada de

material seco circundante ao núcleo úmido. Esta camada aumenta, à medida que a

umidade diminui, logo a resistência para os processos de transferência de calor e massa

entre a interface úmida e a superfície da partícula aumentam.

A

B

C

D

t

Concentraçãode umidade

Figura 2 - Gráfico típico de concentração de umidade durante a secagem de

partícula porosa adaptado de SOUZA-SANTOS, 2010.

Como no caso de um gaseificador de leito fluidizado circulante a temperatura é

bastante alta, da ordem de 850 oC, o aquecimento da partícula é muito rápido, com a

região de A para B da Figura 2 ocorrendo em um intervalo de tempo pequeno,

considerado desprezível para a maioria dos modelos. A secagem a taxa constante

também é muito rápida, devido à grande diferença de temperatura e concentração de

15

umidade entre a interface da partícula e o gás. Quanto à secagem à taxa decrescente, o

tempo do processo também diminui com o aumento da temperatura (SOUZA-SANTOS,

2010).

O processo de devolatilização inclui a pirólise e diversas reações resultando em

liberação de gases voláteis como H2, CO, CO2, H2O e CH4 como mostrado na Figura 1,

além da formação de compostos pesados como alcatrão e carvão. As partículas de

biomassa sofrem fragmentação primária devido às tensões internas resultantes do

aquecimento, da liberação de vapor e voláteis, e da pirólise. A fragmentação secundária

ocorre pelo atrito e pela conversão das partículas de carvão, como mostrado na Figura

3, reduzindo seu tamanho e levando à formação de cinza pela oxidação e posteriores

reações de gaseificação, como mostrado na Figura 4 e na Figura 5.

partícula de biomassa

carvão grosseiro

Carvão fino

cinza de fundo e carvão não convertido

cinza circulante cinza volante e carvão não convertido

Figura 3 - Cominuição das partículas de biomassa em carvão e cinzas adaptado

de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010.

16

Carvão

Conversão do Carvão

Biomassa

OxigênioVapor

Retorno doCarbono nãoConvertido

Combustão doCarbono nãoConvertido

H2O + CO ↔ H2 + CO2

H2H2O

CO2CO

Cominuição do Carvão e da Biomassa

Figura 4 - Processos de conversão do carvão formado num gaseificador de leito

fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010.

Biomassa

OxigênioVapor

Retorno doCarbono nãoConvertido

Combustão doCarbono nãoConvertido

Carvões

Processos de Pirólisee Devolatilização

Processo de Gaseificação

Alcatrões

Gás ProduzidoCO, CO2, H2, CH4,

H2O, C2+, Alcatrões,Cinza Volante

Cinza de Fundo

Cinza Circulantee Carbono não

Convertido

Figura 5 - Processos de conversão num gaseificador de leito fluidizado

circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010.

17

2.1.2.2 Reações no gaseificador

Na literatura clássica sobre reações químicas (FOGLER, 1999), a taxa de cinética

básica das reações químicas é estudada de forma a ser expressa através da Equação (6):

BAAA CCkr ⋅⋅=− (6)

onde rA é a taxa de reatividade da substância A, kA é a constante de cinética da

reatividade da substância A, CA é a concentração da substância A, e CB é a concentração

da substância B. Isso para uma dada reação química expressa pela Equação

Estequiométrica (7):

DCBA +→+ (7)

onde A e B são os reagentes, e C e D são os produtos.

A constante de cinética k é definida pela equação de Arrhenius expressa pela

Equação (8):

TR

E

eATk ⋅−

⋅=)( (8)

onde T é a temperatura da reação, A é o fator de frequência ou fator pré-exponencial, E

é a energia de ativação da reação e R é a constante universal dos gases.

18

2.1.2.3 Estudo numérico da gaseificação de carvão usando o modelo multifásico

em CFD Euleriano-Euleriano

Foram realizados estudos de gaseificação de carvão (SHI et al., 2007) através de

simulação em CFD utilizando a formulação multifásica Euleriana-Euleriana, que trata

as fases sólida e gasosa como contínuas e interpenetrantes. O modelo tratava a fase

gasosa como uma mistura de 11 espécies gasosas: O2, CO, CO2, CH4, H2, H2O, N2, H2S,

NH3, Cl2 e alcatrão e a fase sólida, o carvão, como uma mistura de 4 espécies: umidade,

voláteis, carbono sólido e cinzas. O modelo reativo proposto para as reações

homogêneas foi expresso pelas Equações de (9) a (12) a seguir.

A reação de oxidação do hidrogênio é expressa pela Equação (9),

OHOH 222 21 →⋅+

(9)

A reação de combustão do metano é expressa pela Equação (10),

OHCOOCH 224 223 ⋅+→⋅+

(10)

A reação de oxidação do monóxido de carbono é expressa pela Equação (11),

2221 COOCO →⋅+

(11)

A reação de combustão do alcatrão é expressa pela Equação (12),

19

OHfCOfOfAlcatrão 232221 ⋅+⋅→⋅+ (12)

onde f1, f2 e f3 são coeficientes estequiométricas baseada nas análises elementar e

imediata do carvão, combustível a ser gaseificado.

O modelo reativo proposto para as reações heterogêneas foi expresso pelas

Equações de (13) a (20):

A reação de combustão do carbono é expressa pela Equação (13),

COOC →+⋅ 22 (13)

O processo de secagem é expresso pela Equação (14),

vaporumidade→ (14)

O processo de devolatilização é expresso pela Equação (15),

...24 ++++→ HCHCOTarvoláteis (15)

O processo de craqueamento do alcatrão é expresso pela Equação (16),

...24 ++++→ HCHCOCAlcatrão (16)

As reações a seguir são reversíveis, de acordo com o ponto de operação.

20

A reação de gaseificação por dióxido de carbono é expressa pela Equação (17),

COCOC ⋅↔+ 22 (17)

A reação de gaseificação por vapor é expressa pela Equação (18),

22 HCOOHC +↔+ (18)

A reação de gaseificação por hidrogênio, metanação, é expressa pela Equação (19),

42 21

21 CHHC ⋅↔+⋅

(19)

A reação de deslocamento de vapor ou water gas shift é expressa pela Equação

(20),

222 HCOOHCO +↔+ (20)

2.1.2.4 Simulação avançada de gaseificador através do modelo MGAS

Foi realizado estudo de simulação numérica do processo de gaseificação do carvão

através do modelo MGAS (SYAMLAL, 1992), desenvolvido para o Departamento de

Energia dos Estados Unidos (DOE). O modelo proposto para a simulação continha as

reações a seguir, com as suas respectivas taxas de cinética. Este modelo será examinado

em detalhe porque será usado para a simulação em CFD do escoamento reativo.

21

• Secagem

O processo de secagem transforma a espécie umidade da fase sólida na espécie

vapor da fase gasosa e é expressa pela Equação (21),

VaporUmidade→ (21)

A taxa da reação de secagem é apresentada na Equação (22),

umidsTR

E

xekR s ⋅⋅−⋅⋅= ⋅−

ρε )1(sec

secsec (22)

onde Rsec é a taxa da reação de secagem, Esec é a energia de ativação da reação em ����,

Ts é a temperatura da fase sólida em K, R é a constante universal dos gases em ������.� ,

ε é a porosidade da fase sólida, ρs é a massa específica dos sólidos em kg/m3, e xumid é a

fração da espécie umidade na fase da biomassa em %

• Devolatilização

O processo de devolatilização ou pirólise consiste na decomposição das espécies,

voláteis da fase sólida nas seguintes espécies da fase gasosa: H2O, NH3, C2H4, H2S,

CH4, H2, C2H6, CO, CO2, C6H6 e alcatrão. A reação de devolatilização é apresentada na

Equação (23),

322

2666242

42

00426467,000310884,000763441,0

00209698,0075354,00151265,00331301,0

0253063,0215724,0300531,0317723,0

NHSHOH

HHCHCHC

CHCOCOTarVoláteis

vapor +++++++

+++→

(23)

22

A taxa da reação de devolatilização é apresentada na Equação (24),

)()1( 1xxekR volsTR

E

devdevs

dev

−⋅⋅−⋅⋅= ⋅−

ρε (24)

onde Rdev é a taxa da reação de devolatilização, Edev é a energia de ativação da reação

em ������.� , xvol é a fração da espécie voláteis na fase biomassa em % e x1 é a fração de

massa remanescente de voláteis em função da temperatura em %. Esta fração é

calculada a partir da Equação (25),

Para o caso 1123<sT então 010 =x ,

Para o caso 1123≥sT então 1001

15,2732,867

914,3

10 ⋅

−=

sTx

É então calculado o valor de x1:

s

volcfs

xxxx

ρρ 00

1001

+⋅⋅=

(25)

onde 0sρ é a massa específica de sólidos no instante de tempo anterior em ���, 10x a

fração de massa remanescente de voláteis como fração das cinzas no instante de tempo

anterior em % , 0cfx é a fração mássica de carbono fixo da biomassa no instante de

tempo anterior em % e 0volx é a fração mássica de voláteis no instante de tempo

anterior em %.

Para o caso 1xxvol ≥ então 0=devR

23

Para o caso 1xxvol < então a reação de devolatilização é expressa como a Equação

(24).

• Craqueamento

O processo de craqueamento consiste da decomposição da espécie alcatrão da fase

gasosa nas seguintes espécies: carbono fixo (CF), H2O, NH3, C2H4, H2S,CH4, H2, C2H6,

CO, CO2 e C6H6. A reação de devolatilização é apresentada na Equação (26)

322

2666242

42

0121429,0010625,000799245,0

00763441,0274339,0158273,0120616,0

0921321,000846533,00117933,0295986,0

NHSHOH

HHCHCHC

CHCOCOCFAlcatrão

vapor ++++++++

++++→

(26)

A taxa da reação de craqueamento é apresentada na Equação (27).

tg

TR

E

crcr yekR g

cr

⋅⋅⋅⋅= ⋅−

ρε (27)

onde Rcr é a taxa da reação de craqueamento do alcatrão, Ec é a energia de ativação da

reação em ������.�, ty é a fração mássica de alcatrão na fase gasosa em % e Tg é a

temperatura da fase gasosa em K.

• Reação de gaseificação por vapor

A reação de gaseificação por vapor consiste em uma reação reversível de formação

de monóxido de carbono e hidrogênio a partir de carbono sólido e vapor. A reação de

24

gaseificação por vapor é apresentada na Equação (28),

22 HCOOHC +↔+ (28)

A taxa da reação de gaseificação por vapor é apresentada na Equação (29),

)(12 122 OHOH

cfsTR

E

gvgv PPx

ekR g

gv

−⋅⋅

⋅⋅= ⋅− ρ

(29)

onde gvR é a taxa da reação de gaseificação a vapor, gvE

é a energia de ativação da

reação em Kkgmol

kJ

⋅ , cfx é a fração mássica de carbono fixo na fase de biomassa em

% , OHP2 é a pressão parcial de vapor em Pa e 12OHP

é a pressão parcial de vapor em

função das pressões parciais de CO e 2H em Pa. Está última é calculada através da

Equação (30),

)16326

29,17(1

2

2

gT

COHOH

e

PPP

−

⋅=

(30)

onde 2HP é a pressão parcial de hidrogênio em Pa e COP é a pressão parcial de

monóxido de carbono em Pa;

• Reação de gaseificação por dióxido de carbono

A reação de gaseificação por dióxido de carbono consiste em uma reação reversível

25

de formação de monóxido de carbono a partir de dióxido de carbono e carbono sólido.

A reação de gaseificação por CO2 é apresentada na Equação estequiométrica (31),

COCOC 22 ↔+ (31)

A taxa da reação de gaseificação a 2CO é apresentada na Equação (32),

)(12 122 COCO

cfsTR

E

gcgc PPx

ekR g

gc

−⋅⋅

⋅⋅= ⋅− ρ

(32)

onde gcR é a taxa da reação de gaseificação a 2CO , gcE

é a energia de ativação da

reação em Kkgmol

kJ

⋅ , 2COPé a pressão parcial de dióxido de carbono em Pa e 12COP

é a

pressão parcial de 2CO em função da pressão parcial de CO em Pa, calculada através

da Equação (33),

)20282

92,20(

2

12

gT

COCO

e

PP

−=

(33)

• Reação de Metanação

A reação de metanação ou gaseificação por hidrogênio consiste de uma reação

reversível de formação de metano a partir de hidrogênio e de carbono sólido. A reação

de metanação é apresentada na Equação (34),

26

42 5,05,0 CHHC ↔+ (34)

A taxa da reação de metanação é apresentada na Equação (35),

)(12 1

8078087,7

22 HHcfsT

m PPx

eR g −⋅⋅

⋅=

+− ρ

(35)

onde mR é a taxa da reação de metanação, e 12HP é a pressão parcial de hidrogênio em

função da pressão parcial de metano em Pa. Esta é calculada através da Equação (36),

)10999

43,13(1

4

2

gT

CHH

e

PP

+−=

(36)

onde 4CHP é a pressão parcial de metano em Pa.

• Reação de deslocamento de vapor

A reação de deslocamento de vapor ou water-gas-shift (WGS) consiste de uma

reação reversível de formação de hidrogênio a partir de CO e de vapor. A reação WGS é

apresentada na Equação estequiométrica (37),

222 HCOOHCO +↔+ (37)

27

A taxa da reação WGS é apresentada na Equação (38) a seguir:

⋅

−⋅⋅

⋅⋅⋅⋅⋅−⋅⋅⋅=

+−

⋅−

−

+−

g

gg

T

HCOOHCO

TRp

T

sawgs

e

yyyy

epexwgER

71,395561,3630

2

27760

2505,0

555391,8

00

2

2

)1(305877,2 ρεε

(38)

onde wgsR é a taxa da reação WGS, 3wg é uma constante adimensional da reação, 0ax

é a fração mássica de cinzas do instante anterior em % , COy é a fração mássica de CO

da fase gasosa em % , OHy2 é a fração mássica de vapor da fase gasosa em % , 2COy

é a

fração mássica de 2CO da fase gasosa em % , 2Hy é a fração mássica de 2H da fase

gasosa em % e p é a pressão total em Pa.

• Reação de Combustão

A reação de combustão consiste na reação de formação de CO2 a partir de carbono

sólido e de oxigênio. A reação de combustão é apresentada na Equação (39),

22 COOC →+ (39)

A taxa da reação de combustão é apresentada na Equação (40),

28

0

0

0

0

5,22

75,1

2

75,1

)1(1

)1(

2

180026,4)1(292,0

1

2

180026,4)1(292,0

1000001,0 2

cfcf

acf

cfcf

acf

gp

g

gp

g

Ocf

cf

comb

xx

xxxx

xx

Td

T

Td

T

Px

x

R

⋅−⋅

−

⋅−⋅

⋅⋅

⋅⋅

⋅⋅−⋅

+

⋅⋅

⋅⋅−⋅

⋅+

=

εεε

(40)

onde combR é a taxa da reação de combustão, e 2OP é a pressão parcial de oxigênio em

Pa.

• Constantes cinéticas e energia de ativação das reações

A Tabela 1 apresenta as constantes das taxas de cinética das reações utilizadas

(SYAMLAL, 1992) no modelo desenvolvido para o processo de gaseificação de carvão.

29

Tabela 1 - Constantes das taxas cinéticas das reações de devolatilização e

craqueamento.

Descrição unidade Valor

Constante universal dos gases, R Kmol

cal

⋅

1,987

Constante da reação de devolatilização, devk s

1

110000

Energia de ativação da reação de devolatilização, devE mol

cal

21200

Constante da reação de secagem, seck s

1

110000

Energia de ativação da reação de secagem, secE mol

cal

21200

Constante da reação de craqueamento, crk s

1

2,5E+07

Energia de ativação da reação de craqueamento, crE mol

cal

27750

Constante da reação de gaseificação a vapor, gvk

satm⋅1

930

Energia de ativação da reação de gaseificação

a vapor, gvE

mol

cal

45000

Constante da reação de gaseificação a dióxido

de carbono, gck satm⋅

1

930

Energia de ativação da reação de gaseificação a

dióxido de carbono, gcE

mol

cal

45000

• Estequiometria das reações

Este item apresenta o modelo utilizado para a determinação da estequiometria das

reações de devolatilização e craqueamento do alcatrão (SYAMLAL, 1992).

O modelo depende dos seguintes parâmetros experimentais:

- cfx e volx obtidos através de analise imediata da biomassa;

30

- cx , Hx , Ox , Nx e Sx obtidos através de analise elementar da biomassa;

- Composição do alcatrão (cft , Hft , Oft , Nft e Sft );

- Composição dos gases formados durante a devolatilização;

-Composição dos gases formados durante o craqueamento.

onde cfx é a fração mássica de carbono fixo da biomassa em % , volx é a fração mássica

de voláteis da biomassa em % , cx é a fração mássica de carbono da biomassa em % ,

Hx é a fração mássica de hidrogênio da biomassa em % , Ox é a fração mássica de

oxigênio da biomassa em % , Nx é a fração mássica de nitrogênio da biomassa, Sx é a

fração mássica de enxofre da biomassa em % , cft é a fração mássica de carbono da

pseudo-espécie de alcatrão em % , Hft é a fração mássica de hidrogênio da pseudo-

espécie de alcatrão em % , Oft é a fração mássica de oxigênio da pseudo-espécie de

alcatrão em % , Nft é a fração mássica de nitrogênio da pseudo-espécie de alcatrão em

% e Sft é a fração mássica de enxofre da pseudo-espécie de alcatrão em % . A pseudo-

espécie de alcatrão indica o composto utilizado para descrever o alcatrão (nesta

simulação está sendo utilizado o tolueno).

Neste modelo foi feito um ajuste de discrepâncias ponderando as frações mássicas

dos componentes em função da fração mássica de voláteis. A seguir são apresentadas

nas Equações (60) a (64) os ajustes das espécies envolvidas:

vm

cfcc x

xxfv

−=

(60)

vm

HH x

xfv =

(61)

31

vm

OO x

xfv =

(62)

vm

NN x

xfv =

(63)

vm

SS x

xfv =

(64)

onde cfv é a fração mássica de carbono em função da fração mássica de voláteis em % ,

Hfv é a fração mássica de hidrogênio em função da fração mássica de voláteis em % ,

Ofv é a fração mássica de oxigênio em função da fração mássica de voláteis em % ,

Nfv é a fração mássica de nitrogênio em função da fração mássica de voláteis em % e

Sfv é a fração mássica de enxofre em função da fração mássica de voláteis em % .

Para uma primeira aproximação foi desconsiderada a geração de propano ( 83HC ).

• Estequiometria da reação de devolatilização

No cálculo da estequiometria da reação de devolatilização utiliza-se a distribuição

dos elementos hidrogênio e oxigênio presentes na composição dos gases da

devolatilização, com base em dados experimentais. Estas distribuições estão mostradas

nas Equações (65) e (66),

122 =++ OHCOCO dOdOdO (65)

32

onde COdO é a concentração de oxigênio no monóxido de carbono, 2COdO é a

concentração de oxigênio no dióxido de carbono e OHdO 2 é a concentração de oxigênio

no vapor formado na reação.

16683426242 =+++++ HCHCHCHCCHH dHdHdHdHdHdH (66)

onde 2HdH é a concentração de hidrogênio no gás, 4CHdH é a concentração de

hidrogênio no metano, 62HCdH é a concentração de hidrogênio no etano, 83HCdH é a

concentração de hidrogênio no propano, 42HCdH é a concentração de hidrogênio no

etileno e 66HCdH é a concentração de hidrogênio no benzeno formados na reação.

Além das distribuições dos elementos H e O, para a determinação dos coeficientes

da reação são utilizadas as Equações (67) a (86):

- Para o consumo de hidrogênio na formação de H2S:

322

)(1 ⋅⋅−= SS ftAfvh (67)

onde h1 é o consumo de H2 na formação de H2S e A é o coeficiente estequiométrico do

alcatrão da reação de devolatilização.

14

3)(2 ⋅⋅−= NN ftAfvh

(68)

33

onde h2 é o consumo de H2 na formação de NH3.

OHOO dOftAfvh 23 162

)( ⋅⋅⋅−= (69)

onde h3 é o consumo de H2 na formação de vapor.

Na Equação (66) é calculado por diferença o consumo de hidrogênio na formação

dos hidrocarbonetos:

3214 hhhftAfvh HH −−−⋅−= (70)

- Para o consumo de carbono:

)672

836

424

624

412

( 66834262441 HCHCHCHCCH dHdHdHdHdHhc ⋅+⋅+⋅+⋅+⋅⋅=

(71)

onde c1 é o consumo de carbono na formação de hidrocarbonetos.

⋅+⋅⋅⋅−= 22 3212

1612

)( COCOOO dOdOftAfvc (72)

onde c2 é o consumo de carbono na formação de gases oxigenados.

Através do balanço de carbono mostrado na Equação (73),

34

cc fvftAcc =⋅++ 21 (74)

obtém-se o coeficiente A do alcatrão na Equação (28),

( )( )

( )( )

( )( )

( )( )

⋅+⋅⋅−⋅−⋅−⋅−⋅−+⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅+

⋅

⋅−⋅−⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅

+

⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅

⋅+⋅⋅−⋅−⋅−⋅−⋅−+⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅+

⋅

⋅−⋅−⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅

+

⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅

=

cHHCHCHCHCCH

NHCHCHCHCCH

OCOCOOH

HCHCHCHCCH

SHCHCHCHCCH

cHHCHCHCHCCH

NHCHCHCHCCH

OCOCOOH

HCHCHCHCCH

SHCHCHCHCCH

ftftdHdHdHdHdH

ftdHdHdHdHdH

ftdOdOdO

dHdHdHdHdH

ftdHdHdHdHdH

fvfvdHdHdHdHdH

fvdHdHdHdHdH

fvdOdOdO

dHdHdHdHdH

fvdHdHdHdHdH

A

224268810081344896672

576216288192144

16884

33612616811284

16863845642

224268810081344896672

576216288192144

16884

33612616811284

16863845642

668342624

668342624

22

668342624

668342624

668342624

668342624

22

668342624

668342624

(75)

Os demais coeficientes estequiométricos foram calculados através das Equações

(76) a (86):

COOO dOftAfvB ⋅⋅⋅−=1628

)( (76)

onde B é o coeficiente estequiométrico do monóxido de carbono.

23244

)( COOO dOftAfvC ⋅⋅⋅−= (77)

35

onde C é o coeficiente estequiométrico do dióxido de carbono.

44416

CHdHhD ⋅⋅= (78)

onde D é o coeficiente estequiométrico do metano.

424428

HCdHhE ⋅⋅= (79)

onde E é o coeficiente estequiométrico do etano.

624630

HCdHhF ⋅⋅= (80)

onde F é o coeficiente estequiométrico do etileno.

664678

HCdHhG ⋅⋅= (81)

onde G é o coeficiente estequiométrico do benzeno.

24 HdHhH ⋅= (82)

onde H é o coeficiente estequiométrico do hidrogênio.

36

3218

hI ⋅= (83)

onde I é o coeficiente estequiométrico do vapor.

1234

hJ ⋅= (84)

onde J é o coeficiente estequiométrico do H2S.

2317

hK ⋅= (85)

onde K é o coeficiente estequiométrico do vapor de amônia.

834844

HCdHhL ⋅⋅= (86)

onde L é o coeficiente estequiométrico do propano.

A Equação (87) expressa a reação de devolatilização e o método utilizado para

realizar o seu balanço estequiométrico.

833222

66624242.

HLCKNHSJHOIHHH

HGCHFCHECDCHCCOBCOAlcatrãoAVoláteis

vapor +++++++++++→

(87)

• 2.3.10.2 Estequiometria da reação de craqueamento

No cálculo da estequiometria da reação de craqueamento do alcatrão utiliza-se a

distribuição dos elementos hidrogênio e oxigênio presente na composição dos gases da

37

devolatilização com base em dados experimentais. Estas distribuições estão mostradas

nas Equações (88) e (89),

122 =++ OHCOCO cOcOcO (88)

onde COcO é a concentração de oxigênio no monóxido de carbono, 2COcO é a

concentração de oxigênio no dióxido de carbono e OHcO 2 é a concentração de oxigênio

no vapor formados na reação,

16683426242 =+++++ HCHCHCHCCHH cHcHcHcHcHcH (89)

onde 2HcH é a concentração de hidrogênio no gás, 4CHcH é a concentração de

hidrogênio no metano, 62HCcH é a concentração de hidrogênio no etano, 83HCcH é a

concentração de hidrogênio no propano, 42HCcH é a concentração de hidrogênio no

etileno e 66HCcH é a concentração de hidrogênio no benzeno formados na reação.

Além das distribuições dos elementos H e O, para a determinação dos coeficientes

da reação são utilizadas as Equações (90) até (108),

- Para o consumo de hidrogênio:

322

5 ⋅= Sfth (90)

onde h5 é o consumo de H2 na formação de H2S.

38

143

6 ⋅= Nfth (91)

onde h6 é o consumo de H2 na formação de NH3.

OHO cOfth 27 162 ⋅⋅=

(92)

onde h7 é o consumo de H2 na formação de vapor.

Na Equação (93) é calculado por diferença o consumo de hidrogênio na formação

dos hidrocarbonetos,

7658 hhhfth H −−−= (93)

- Para o consumo de carbono:

)672

836

424

624

412

( 66834262483 HCHCHCHCCH cHcHcHcHcHhc ⋅+⋅+⋅+⋅+⋅⋅=

(94)

onde c3 é o consumo de carbono na formação de hidrocarbonetos.

⋅+⋅⋅= 24 3212

1612

COCOO cOcOftc (95)

39

onde c2 é o consumo de carbono na formação de gases oxigenados.

Através do balanço de carbono mostrado na Equação (48),

cftAccc =++ 43 (96)

obtém-se o coeficiente “Ac” do carbono fixo apresentada na Equação (97),

⋅+⋅⋅−

⋅+⋅+⋅+⋅+⋅⋅

⋅⋅−⋅−⋅−−=

COCOO

HCHCHCHCCH

OOHNSH

c

cOcOft

cHcHcHcHcH

ftcOftftft

ftAc

1612

3212

6

72

8

36

4

24

6

24

4

12

16

2

14

3

32

2

2

668342624

2

(97)

Os demais coeficientes estequiométricos foram calculados através das Equações

(98) a (108),

COO cOftBc ⋅⋅=1628

(98)

onde Bc é o coeficiente estequiométrico do monóxido de carbono.

23244

COO cOftCc ⋅⋅= (99)

onde Cc é o coeficiente estequiométrico do dióxido de carbono.

40

48416

CHcHhDc ⋅⋅= (100)

onde Dc é o coeficiente estequiométrico do metano.

428428

HCcHhEc ⋅⋅= (101)

onde Ec é o coeficiente estequiométrico do etano.

628630

HCcHhFc ⋅⋅= (102)

onde Fc é o coeficiente estequiométrico do etileno.

668678

HCcHhGc ⋅⋅= (103)

onde Gc é o coeficiente estequiométrico do benzeno.

28 HcHhHc ⋅= (104)

onde Hc é o coeficiente estequiométrico do hidrogênio.

7218

hIc ⋅= (105)

41

onde Ic é o coeficiente estequiométrico do vapor.

5234

hJc ⋅= (106)

onde Jc é o coeficiente estequiométrico do H2S.

6317

hKc ⋅= (107)

onde Kc é o coeficiente estequiométrico do vapor de amônia.

838844

HCcHhLc ⋅⋅= (108)

onde Lc é o coeficiente estequiométrico do propano.

A Equação (109) expressa a reação de craqueamento do alcatrão e o método

utilizado para realizar o seu balanço estequiométrico.

83322266

624242

HLcCKcNHSJcHOIcHHcHHGcC

HFcCHEcCDcCHCcCOBcCOAcCFTar

vapor +++++++++++→

(109)

2.1.2.5 Modelo matemático para gaseificação de carvão sob pressão

Foi desenvolvido um modelo matemático para descrever a gaseificação de carvão

42

sob pressão (BÍBA et al., 1978) considerando que parte do processo de gaseificação

ocorre em altas pressões para um reator de leito fixo.

Para a obtenção de um modelo viável, foram feitas simplificações considerando

apenas gaseificação, devolatilização e secagem. Este modelo também será usado na

simulação em CFD do escoamento reativo.

A Tabela 2 apresenta as reações químicas consideradas, além dos fatores pré-

exponenciais e energia de ativação da taxa de cinética.

Tabela 2 - Reações químicas, fatores pré-exponenciais e energia de ativação.

Reação Química Fator Pré-exponencial,

A, m/h

Energia de ativação,

E, kJ/kmol

COCOC ⋅↔+ 22 8102,0 ⋅

360.065

22 2 HCOOHC ⋅+↔+ 0,5 121.417

222 22 HCOOHC ⋅+↔⋅+

422 CHHC ↔⋅+ 71075,0 ⋅

230.274

222 HCOOHCO +↔+ 8101,0 ⋅

12.560

2.1.2.6 Modelagem e teste de desempenho de gaseificador de leito fluidizado

utilizando madeira

Foi realizada pesquisa sobre o processo de pirólise da madeira em um gaseificador

de leito fluidizado (AARSEN, 1985), sobre a cinética das reações envolvidas na

gaseificação do carvão vegetal e sobre as condições operacionais do gaseificador do

leito fluidizado. Foram considerados o tamanho de bolha, dependente da altura do

equipamento, a velocidade do gás acima da velocidade de mínima fluidização, o

escoamento do tipo pistonado (plug flow) em ambas as fases, a possibilidade de má

distribuição das bolhas, produtos da pirólise da madeira obtidos a partir do modelo de

combustão, pirólise só acontecendo em parte do leito e uma região específica para a

43

combustão. Foi também considerada a conversão do alcatrão, o aumento de volume do

gás devido à pirólise e à gaseificação, e a reação de deslocamento de vapor ocorrendo

de maneira equilibrada.

Este modelo também foi utilizado para a simulação em CFD do escoamento

reativo.

As reações estudadas são descritas a seguir.

• Reação de gaseificação por dióxido de carbono

Uma das reações estudadas foi a de gaseficação do carvão vegetal por dióxido de

carbono. Esta reação é expressa pela Equação estequiométrica (110),

COCOC ⋅↔+ 22 (110)

A taxa desta reação é expressa pela Equação (111),

83,02

166156

2,7" COeR TR ⋅⋅= ⋅−

(111)

A constante cinética da reação é expressa pela Equação (112),

TRek ⋅−

⋅=166156

2,7" (112)

O modelo do sistema de gaseificação de madeira em leito fluidizado considerou

oxidação parcial da madeira, pirólise rápida, gaseificação do carvão vegetal (char)

através das reações com vapor e dióxido de carbono, conversão de alcatrão e

44

possibilidade de interação química nas bolhas na fase densa.

• Reação de conversão de alcatrão

A reação de conversão de alcatrão consiste na decomposição das frações mais

pesadas de hidrocarbonetos em frações mais leves. A reação estimada da conversão

térmica de alcatrão que ocorre no processo de gaseificação de madeira é apresentada a

seguir na Equação (113),

Cy

yxCHy

COzOHC zyx ⋅−−+⋅+⋅↔ )4

(4 4

(113)

onde x é a quantidade de moles inicial de carbono, y é a quantidade inicial de moles de

hidrogênio e z é a quantidade inicial de moles de oxigênio da referida reação química.

A constante cinética da reação química acima é expressa pela Equação (114),

TRek ⋅−

⋅⋅=118900

7107,3" (114)

2.1.2.7 Estudo de gaseificação de biomassa em gaseificador CFB com foco na

qualidade do gás, experimentos e modelagem matemática

Foram realizados estudos em um gaseificador de leito fluidizado circulante

(SIEDLECKI, 2011), utilizando quatro tipos de biomassa, 2 tipos de madeira,

miscanthus e palha. Como agente gaseificante foram utilizados ar e uma mistura de

oxigênio com vapor que dependia da quantidade de biomassa injetada no gaseificador.

Na Tabela 3 são apresentadas as equações químicas das reações e taxas de cinética

45

utilizadas para as simulações computacionais.

Tabela 3 - Reações químicas e taxas cinéticas do processo de gaseificação.

Reação química Taxa cinética

225,0 COOCO →⋅+ TRe ⋅−

⋅⋅12600

8103,1

OHOH 222 5,0 →⋅+ TRe ⋅−

⋅⋅109000

6102,2

OHCOOCH 224 25,1 ⋅+→⋅+ TRe ⋅−

⋅⋅203000

9100,1

OHCOOHC 2262 325,2 ⋅+⋅→⋅+ Te10000

9100,1−

⋅⋅

OHSOOSH 2222 5,1 +→⋅+ Te24000

9100,1−

⋅⋅

222 5,0 ONON ⋅+→ Te27000

9102,5−

⋅⋅

OHNNHNO 223 65

32 +⋅→⋅+

Te

27680141045,2

−⋅⋅

OHNOONH 223 5,145 ⋅+→⋅+

Te

38160141021,2

−⋅⋅

OHz

yCOxOzyxOHC zyx 22)( ⋅+⋅→⋅−++

TRe ⋅

−⋅⋅

20100071058,1

224 3 HCOOHCH ⋅+→+ TRe ⋅−

⋅⋅125000

5100,3

Cy

zxCOzCHy

OHC zyx ⋅−−+⋅+⋅→ )4

(4 4

TRe ⋅

−⋅⋅

1450007107,3

22 )2()1()5,05,1( COCOOC ⋅−+⋅−→⋅⋅++ φφφ

COCOC ⋅→+ 22 TRe ⋅−

⋅166156

2,7

22 HCOOHC +→+

422 CHHC →⋅+

Foi utilizado o modelo matemático do processo de pirólise IEA (HANNES, 1996).

Foi também estudada a influência dos catalisadores sobre o processo de

gaseificação.

46

2.1.2.8 Hidrodinâmica

A principal diferença entre um gaseificador ou caldeira em leito fluidizado e uma

caldeira de carvão pulverizado ou de grelha é a hidrodinâmica da interação gás-sólido

na fornalha ou no reator. Desta maneira, a performance de uma caldeira ou gaseificador

de leito fluidizado se altera significativamente quando a operação se desvia do regime

de fluidização do projeto (BASU, 2006). O bom entendimento do regime de fluidização

e das características da interação gás-sólido é de grande importância para o projeto e o

bom funcionamento do equipamento. O item a seguir apresenta um breve sumário das

características da hidrodinâmica do leito fluidizado circulante.

2.1.2.9 Regimes de Fluidização

A fluidização é definida como a operação em que sólidos finos são transformados

em um estado semelhante a um fluido quando em contato com um gás ou líquido

(BASU, 2006).

Em um leito fluidizado, o efeito da gravidade nas partículas é compensado ou

sobrepujado pelo arraste do gás. Essa interação entre as fases mantém as partículas em

um estado de suspensão, com características semelhantes a um líquido.

Para compreender como um leito fluidizado é formado, pode-se imaginar um gás

sendo injetado através de uma placa porosa na parte inferior de um tubo através de um

leito de sólidos granulares, como mostrado na Figura 6a. Se a velocidade do gás ug

estiver abaixo de uma velocidade umf denominada velocidade de mínima fluidização, o

gás apenas irá percolar o leito, afastando alguns grãos e constituindo o regime de

escoamento denominado de leito fixo. A perda de carga do gás aumenta praticamente de

forma linear com a velocidade do gás. Alguns autores (SOUZA-SANTOS, 2010)

denominam este regime de leito movente ou semovente pelo fato de alguns grãos do

47

sólido se moverem lateralmente. Apesar de essa denominação ter alguma base, prefere-

se aqui o termo leito fixo.

Se a velocidade do gás injetado for aumentada gradualmente, ocorre uma expansão

do leito, com as partículas começando a se afastar umas das outras, com um movimento

aparentemente aleatório, como mostrado na Figura 6b. Neste estado não há bolhas

ainda, apenas um estado de emulsão. A velocidade superficial do gás neste ponto é

então denominada velocidade de mínima fluidização umf.

Um aumento adicional na velocidade do gás irá provocar o aparecimento de bolhas,

que sobem através do leito, como na Figura 6c. Neste regime de fluidização,

denominado leito fluidizado borbulhante, a perda de carga por unidade de comprimento

do leito permanece praticamente constante. Se o aumento da velocidade do gás

continuar, ocorrerá um aumento da expansão do leito e aumento no tamanho das bolhas

até uma situação onde as bolhas irão ocupar toda a seção transversal do leito. Esta

situação é chamada regime de pistonamento e apresenta uma operação bastante instável

do leito, causando vibrações indesejáveis e até perigosas para o equipamento. Neste

regime, a perda de carga no leito normalmente aumenta em relação ao regime anterior,

de leito fluidizado borbulhante.

48

Figura 6 - Regimes de fluidização.

Com o aumento da velocidade do gás, alguns autores (SOUZA-SANTOS, 2010)

citam também o regime chamado fluidização turbulenta, em que há o desaparecimento

das bolhas. Maiores aumentos na velocidade resultam no arraste da maioria das

partículas, no regime de leito fluidizado rápido, em que operam os gaseificadores e

caldeiras de leito fluidizado circulante. As perdas de carga em escoamentos multifásicos

neste regime envolvem muitas possibilidades e precisam ser estudadas caso a caso.

gágás gás gás

gás gás +

partículas gás gás +

partículas

Vgás

< Vmf

(a)

Vgás

= Vmf

(b)

Vgás

> Vmf

(c)

Vgás

> Vt

(d)

49

Como a composição do gás, as pressões e temperaturas variam significativamente, as

velocidades terminais das partículas variam ao longo do leito.

Aumentando-se mais ainda a velocidade do gás, é atingido o regime de transporte

pneumático, ilustrado na Figura 6d, em que a velocidade do gás ultrapassa a velocidade

terminal de todas as partículas presentes no leito, desta forma arrastando-as todas. Esta

velocidade é denominada velocidade de transporte pneumático ut.

2.1.2.10 Tipos de gaseificadores

Os gaseificadores podem ser divididos em três tipos principais, de acordo com o

regime de fluidização em que trabalham:

• leito fixo;

• leito fluidizado;

• leito de arraste ou escoamento arrastado.

Segundo (MANIATIS, 2001), 77,5% dos projetos de gaseificadores são do tipo de

leito fixo, 20% são do tipo fluidizado ou circulante e 2,5% de outros tipos.

2.1.2.10.1 Gaseificadores de leito fixo

Os gaseificadores de leito fixo são os gaseificadores mais antigos. Sua principal

vantagem é sua simplicidade e robustez. A principal desvantagem é sua limitação a

pequenas escalas. É difícil conseguir uniformidade na distribuição de temperatura no

leito, à medida que seu tamanho aumenta, implicando em falta de homogeneidade nas

reações de gaseificação e levando a problemas graves no controle do processo e na

qualidade de gás de síntese. Seus tipos principais são os gaseificadores contracorrente e

concorrente (KNOEF, 2005; OLOFSSON et al., 2005).

O gaseificador contracorrente, mostrado na Figura 7, é o de projeto mais antigo e

simples e ainda é largamente utilizado para a gaseificação de carvão mineral e, em

menor escala, para gaseificação de biomassa. No Brasil, algumas empresas de produção

de CaO (cal) ainda empregam este tipo de gaseificador, gaseificando toras de madeira,

para gerar gás combustível que alimenta os fornos de calcinação.

Figura 7 - Gaseificador de leito fixo contracorrente

As principais vantagens dos gaseificadores contracorrente são:

50

menor escala, para gaseificação de biomassa. No Brasil, algumas empresas de produção

de CaO (cal) ainda empregam este tipo de gaseificador, gaseificando toras de madeira,

para gerar gás combustível que alimenta os fornos de calcinação.

Gaseificador de leito fixo contracorrente adaptado de

OLOFSSON et al., 2005.

As principais vantagens dos gaseificadores contracorrente são:

menor escala, para gaseificação de biomassa. No Brasil, algumas empresas de produção

de CaO (cal) ainda empregam este tipo de gaseificador, gaseificando toras de madeira,

KNOEF, 2005;

51

• simplicidade operacional e habilidade de gaseificar materiais com elevado teor

de água e material inorgânico, como resíduo municipal;

• potencial de operar com temperaturas muito elevadas na região da grelha (a

menos que vapor d’água seja injetado na grelha) capaz de fundir metais e escória

(gaseificação com cinza fundida);

As principais desvantagens dos gaseificadores contracorrente são:

• o gás gerado normalmente contém de 10 a 20% do alcatrão gerado na pirólise do

combustível, com uma concentração da ordem de 100 g/Nm3; estes alcatrões, no

entanto, queimam bem em processos de combustão direta;

• no caso de aplicações em motores de combustão interna, turbinas ou para

geração de gás de síntese, o alcatrão deverá ser removido.

• a grelha pode ser submetida a temperaturas muito elevadas, o que pode levar a

bloqueios devido à fusão da cinza, a não ser que vapor d’água ou CO2 sejam

injetados com o ar ou oxigênio;

• a granulometria do combustível alimentado tem de ser relativamente uniforme

para evitar perda de carga elevada no leito (no caso do gaseificador

atmosférico), ou formação de canais preferenciais; no entanto, tamanho, forma e

teor de umidade são muito menos críticos do que para os gaseificadores

concorrentes.

O gaseificador concorrente é alimentado pelo topo e a tomada de ar pode ser

também pelo topo ou pelos lados, como mostrado na Figura 8.

O gás produzido é retirado pela parte inferior do reator, o que permite sua passagem

pela zona de maior temperatura, consumindo a maior parte do alcatrão.

Figura 8 - Gaseificador de leito fixo concorrente

As principais vantagens dos gaseificadores concorren

• consomem entre 99 a 99,9% do alcatrão; desta forma o gás gerado pode ser

transportado em tubulações e utilizados em motore

limpeza; produzem

• os materiais inorgânicos ficam retidos na matriz de carvão e cinza

fundo dos gaseificadores, reduzindo de forma acentuada a necessidade de

ciclones de elevada eficiência e filtros a quente;52

Gaseificador de leito fixo concorrente adaptado de KNOEF, 2005;

OLOFSSON et al., 2005.

As principais vantagens dos gaseificadores concorrente são:

consomem entre 99 a 99,9% do alcatrão; desta forma o gás gerado pode ser

transportado em tubulações e utilizados em motores, requerendo

pouco metano;

os materiais inorgânicos ficam retidos na matriz de carvão e cinza

fundo dos gaseificadores, reduzindo de forma acentuada a necessidade de

ciclones de elevada eficiência e filtros a quente;

adaptado de KNOEF, 2005;

consomem entre 99 a 99,9% do alcatrão; desta forma o gás gerado pode ser

, requerendo um mínimo de

os materiais inorgânicos ficam retidos na matriz de carvão e cinza retirada pelo

fundo dos gaseificadores, reduzindo de forma acentuada a necessidade de

53

• o gaseificador concorrente é um sistema comprovado, com mais de um milhão

de veículos utilizando este sistema durante a Segunda Guerra Mundial, inclusive

no Brasil.

As principais desvantagens são:

• o combustível tem de apresentar baixa umidade (< 20%) e granulometria

uniforme;

• o gás sai do gaseificador a temperaturas elevadas (em geral 700 oC); esta energia

é perdida, a menos que haja algum aproveitamento, como por exemplo para

preaquecimento do ar ou secagem do combustível;

• tipicamente 4 a 7% do carbono do combustível não é convertido, saindo com as

cinzas pelo fundo do gaseificador.

2.1.2.10.2 Gasificadores de leito fluidizado

Esta tecnologia combina eficiência na conversão e na transferência de calor.

Consiste na suspensão e circulação de combustível, calcário, dolomita ou areia, com

jatos de ar direcionados para cima. O resultado é a mistura de gases e sólidos em regime

turbulento. A aparência é de um fluido borbulhante, com reações químicas e

transferência de calor mais eficientes.

O leito fluidizado foi desenvolvido antes da Segunda Guerra Mundial para sistemas

de gaseificação de carvão mineral de grande capacidade (gaseificadores Winkler). Eles

são mais complicados de operar que os leitos fixos e por esta razão são empregados

majoritariamente em grandes instalações. Geram gases com teores de alcatrão

intermediário entre os gaseificadores contracorrentes e concorrentes.

Os gaseificadores de leito fluidizado borbulhante, como os da Figura 9 são

utilizados principalmente devido às suas características de robustez. O combustível é

alimentado acima ou no interior do leito e o agente de gaseificação é introduzido pelo

fundo a velocidades da ordem de 2 a 3 m/s, resultando em bolhas através do leito. A

velocidade do agente de gaseificação é importante para o tamanho e velocidade da

bolhas e influencia a mistura e a troca térmica entre as partículas de combustível. O gás

de síntese é retirado pelo topo do reator através de um ciclone, que retira partículas do

leito e cinzas volantes do gás de síntese.

Figura 9 - Gaseificador de leito fluidizado borbulhante

As principais vantagens dos gaseificadores de leito fluidizado borbulhante são:

• grande vazão de gás produzido, bem superior aos leitos fixos;

• excelente mistura, cinética, contato partícula/gás e transferência de calor

otimizados e longo tempo de residência, o que contribui para altas taxas de

54

fundo a velocidades da ordem de 2 a 3 m/s, resultando em bolhas através do leito. A

velocidade do agente de gaseificação é importante para o tamanho e velocidade da

bolhas e influencia a mistura e a troca térmica entre as partículas de combustível. O gás

de síntese é retirado pelo topo do reator através de um ciclone, que retira partículas do

leito e cinzas volantes do gás de síntese.

Gaseificador de leito fluidizado borbulhante adaptado de KNOEF,

2005; OLOFSSON et al., 2005.

As principais vantagens dos gaseificadores de leito fluidizado borbulhante são:

grande vazão de gás produzido, bem superior aos leitos fixos;

mistura, cinética, contato partícula/gás e transferência de calor

otimizados e longo tempo de residência, o que contribui para altas taxas de

fundo a velocidades da ordem de 2 a 3 m/s, resultando em bolhas através do leito. A

velocidade do agente de gaseificação é importante para o tamanho e velocidade das

bolhas e influencia a mistura e a troca térmica entre as partículas de combustível. O gás

de síntese é retirado pelo topo do reator através de um ciclone, que retira partículas do

adaptado de KNOEF,

As principais vantagens dos gaseificadores de leito fluidizado borbulhante são:

mistura, cinética, contato partícula/gás e transferência de calor

otimizados e longo tempo de residência, o que contribui para altas taxas de

55

conversão de carbono e eficiência na produção de gás; o teor de alcatrão do gás

é baixo, ainda que maior que o dos gaseificadores concorrente e de fluxo de

arraste; este tipo de gaseificador é tolerante a variações no tamanho das

partículas do leito, bem como flutuações na alimentação e no teor de umidade da

biomassa.

As principais desvantagens dos gaseificadores de leito fluidizado borbulhante são:

• o teor de particulados do gás de síntese é elevado;

• existe a possibilidade de aglomeração do leito dependendo da biomassa; se as

bolhas forem grandes, o agente de gaseificação pode escapar através do leito

sem reagir.

Ao contrário dos leitos fluidizados borbulhantes, os gaseificadores de leito

fluidizado circulante, como os da Figura 10, não têm uma interface distinta entre o leito

e o freeboard. A maior velocidade de fluidização implica em um gradiente de massa

específica entre a parte inferior e a superior do gaseificador, como mostrado na Figura

11. Os sólidos do leito arrastados e os finos resultantes do processo de gaseificação são

conduzidos de volta ao gaseificador através de um ciclone e de uma válvula de controle

de sólidos. Como o carbono não convertido volta ao reator, a conversão de carbono é

maior. Este tipo de gaseificador é adequado para grande vazão de gás produzido e para a

alimentação de biomassa, o que o torna adequado para a produção de biocombustíveis

pela rota termoquímica.

O combustível é alimentado no interior do leito e o agente de gaseificação é

introduzido pelo fundo a velocidades da ordem de 5 a 10 m/s. As partículas do leito são

arrastadas juntamente com as partículas de biomassa não convertidas e capturadas e

recirculadas através do ciclone e da válvula de controle de recirculação. O gás de síntese

é retirado pelo topo do ciclone.

56

As principais vantagens dos gaseificadores de leito fluidizado circulante são:

• a qualidade do gás é melhor do que a do leito fluidizado borbulhante; há uma

grande vazão de gás produzido, bem superior aos leitos fixos;

• a circulação resulta em condições isotérmicas, excelente mistura e cinética,

contato partícula/gás e transferência de calor otimizados além de longo tempo de

residência, o que contribui para altas taxas de conversão de carbono e eficiência

na produção de gás; o teor de alcatrão do gás é baixo, ainda que maior que o dos

gaseificadores concorrente e de fluxo de arraste; este tipo de gaseificador é

tolerante a variações no tamanho das partículas do leito, bem como flutuações na

alimentação e no teor de umidade da biomassa; é um gaseificador adequado para

grandes produções de gás.

Figura 10 - Gaseificador de leito fluidizado circulante

57

Gaseificador de leito fluidizado circulante adaptado

2005; OLOFSSON et al., 2005.

adaptado de KNOEF,

58

Saída do Gás + Partículas

Agente gaseificante

Fase Diluída (Núcleo)

Escoamento próximo à parede (Anel)

Aglomerados de Partículas(Clusters)

Fase Densa

Figura 11 - Escoamento multifásico característico de um gaseificador de leito

fluidizado circulante adaptado de GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010.

As principais desvantagens dos gaseificadores de leito fluidizado circulante são:

• o teor de particulados do gás de síntese é elevado;

• existe a possibilidade de aglomeração do leito dependendo da biomassa;

• o tamanho das partículas da biomassa define a velocidade mínima de transporte;

altas velocidades podem causar erosão do equipamento;

• a troca térmica é menos eficiente que a do leito borbulhante, podendo haver

gradientes de temperatura ao longo do escoamento.

2.1.2.10.3 Gaseificadores de escoamento arrastado ou leito de arraste

Os gaseificadores de escoamento arrastado como os da Figura 12 possuem diversas

configurações. O combustível gasoso, em pó ou como lama, é misturado com oxigênio

e vapor e gera uma chama em regime turbulento a temperaturas acima de 1200 oC em

um tempo muito curto. Nestas temperaturas, é gerado um gás de síntese praticamente

isento de alcatrão, além de cinza fundida. Esta tecnologia é utilizada com pressões

moderadas em combinação com pós finos para atingir uma conversão de carbono

razoável.

Figura 12 - Diversas configurações de gaseificadores de leito de arraste.

A principal vantagem dos gaseificadores de

• o gás de síntese é praticamente isento de alcatrão.

As principais desvantagens dos gaseificadores de leito de arraste são:

59

moderadas em combinação com pós finos para atingir uma conversão de carbono

Diversas configurações de gaseificadores de leito de arraste.

dos gaseificadores de leito de arraste é:

o gás de síntese é praticamente isento de alcatrão.

As principais desvantagens dos gaseificadores de leito de arraste são:

moderadas em combinação com pós finos para atingir uma conversão de carbono

Diversas configurações de gaseificadores de leito de arraste.

As principais desvantagens dos gaseificadores de leito de arraste são:

60

• um grande percentual da energia é convertido em calor sensível, necessitando

integração com usuário de vapor ou geração elétrica;

• há um grande consumo de oxigênio;

• o pré-tratamento da biomassa para alimentação em pó requer muita energia, que

pode ser reduzida pelo processo de torrefação; outra possibilidade é a

alimentação com bio-óleo gerado a partir de pirólise da biomassa.

2.1.2.11 Parâmetros principais do processo

Há vários parâmetros de entrada que podem ser variados na operação de um

gaseificador de leito fluidizado circulante de modo a alterar os resultados de saída do

gás produzido e o rendimento do processo.

Como nos motores e turbinas, a quantidade de combustível é um fator importante.

A vazão mássica de biomassa deve ser controlada, bem como a vazão mássica dos

agentes gaseificantes, a pressão e a temperatura do gaseificador e o material do leito.

São usados tipicamente também alguns parâmetros calculados.

O fator estequiométrico λ é um dos parâmetros mais importantes num gaseificador.

É a razão entre a vazão mássica de oxigênio fornecida a uma câmara de combustão ou a

um gaseificador e a vazão mássica de oxigênio teórica para a combustão

estequiométrica do combustível (SOUZA-SANTOS, 2010). Outros autores (BASU,

2013) utilizam o conceito de razão entre a relação ar/combustível real para a relação

ar/combustível estequiométrica. Como para os cálculos de gaseificação, é conveniente a

primeira definição, pela facilidade de medição e controle do oxigênio injetado no

gaseificador, esta será adotada na Equação (115).

λ = 2Om&

esteqOm2

& (115)

61

Nos casos reais de gaseificação, seu valor é menor do que 1,0, uma vez que a

quantidade de oxigênio é sempre menor que a estequiométrica. Para a gaseificação, λ

normalmente se localiza entre 0,2 e 0,4 (SOUZA-SANTOS, 2010). Valores muito

pequenos de λ, abaixo de 0,2 implicam em gaseificação incompleta, formação excessiva

de carvão e baixo poder calorífico do gás produzido. Já valores acima de 0,4 resultam

em produção excessiva de produtos de combustão como CO2 e H2O, em prejuízo dos

produtos desejados, como H2 e CO, além de alta temperatura.

A razão vapor / biomassa é a razão entre a vazão mássica de vapor e a vazão

mássica de biomassa alimentadas no gaseificador.

A razão vapor / biomassa SB está mostrada na Equação (116),

�� = vaporm&

biomassam& (116)

A conversão de carbono é a razão entre a vazão mássica de carbono no gás e a vazão

mássica do carbono na biomassa alimentada no gaseificador.

A conversão de carbono está mostrada na Equação (117),

�� = � gascarbonom ,&

biomassacarbonom ,&� . 100 (117)

Rendimento do gás frio:

O rendimento do gás frio é a razão entre a energia química do gás produzido e a energia

química da biomassa combustível, isto é, a razão entre o vazão mássica do gás

produzido multiplicado pelo PCI do gás e a vazão mássica da biomassa a ser gaseificada

multiplicada pelo PCI da biomassa (BASU, 2013). O rendimento do gás frio está

mostrado na Equação (118).

��� = ∑�� ���.�� ����� !"#$����.�� !"#$���� (118)

62

Além desses parâmetros, outros fatores podem ser importantes. A pressão, por

exemplo, influi reduzindo os teores de hidrogênio e de monóxido de carbono, os

componentes desejados, e aumentando os de vapor d’água, gás carbônico e metano, que

são indesejáveis para a síntese de bioprodutos (KLASS, 1998). Mais recentemente,

estudos efetuados na Finlândia (KURKELA et al., 2014) mostraram que a utilização de

pressões superiores a 4 kg/cm2 no processo de gaseificação criam problemas no leito,

com aumento dos teores de alcatrão, pois os leitos baseados em cálcio deixam de ter

efeitos catalíticos significativos.

2.2 Modelagem de gaseificadores de biomassa

2.2.1 Modelos “caixa preta”

Neste tipo de modelo, os processos no interior dos reatores não são resolvidos e os

modelos consistem em balanços globais de massa, energia e espécies químicas. Os

modelos denominados de equilíbrio utilizam relações de equilíbrio. Um exemplo é o

modelo denominado GASIFY (HIGMAN e BURGT, 2008). Os modelos denominados

de pseudo-equilíbrio utilizam relações de equilíbrio complementadas por correlações

empíricas obtidas a partir de experimentos.

Os modelos caixa preta funcionam muito bem para gaseificadores de escoamento

arrastado (HIGMAN e BURGT, 2008), onde as condições de alta temperatura implicam

em condições de equilíbrio termodinâmico. Não funcionam muito bem para os

gaseificadores de leito fluidizado, nos quais a pirólise e a devolatilização são

importantes. No entanto são úteis como uma primeira aproximação, especialmente nas

fases de concepção de projeto.

63

2.2.2 Modelos de fluidização

Um modelo de fluidização consiste em equações de conservação aplicadas às várias

regiões do reator. O padrão do escoamento em cada região é determinado por modelos

fluidodinâmicos semi-empíricos para determinar a distribuição de espécies de gás e

partículas reativas, o tamanho e velocidade das bolhas e outras variáveis de importância

(GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010). As equações de conservação de quantidade de

movimento não são resolvidas explicitamente, o que resulta em grande economia

computacional. No entanto, não é possível extrapolar os modelos disponíveis para

condições muito diferentes dos experimentos utilizados para as formulações semi-

empíricas, ou podem ocorrer erros consideráveis.

2.2.2.1 Modelo CSFMB

O modelo CSFMB é o modelo de fluidização mais sofisticado disponível

comercialmente (GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010). Este modelo é unidimensional

e vem sendo utilizado pelo CENPES, pela UNIFEI e pela TUDelft (SIEDLECKI, 2011)

há vários anos. Foi desenvolvido pelo professor da UNICAMP Márcio de Souza-Santos

a partir de sua tese de PhD pela Universidade de Sheffield, na Inglaterra (SOUZA-

SANTOS, 2007). Vem sendo desenvolvido desde 1987 e é atualizado com novas

versões com bastante freqüência. Seu nome original de CSFB foi modificado

primeiramente para CSFMB (SOUZA-SANTOS, 2009) e posteriormente para

CeSFaMB por motivos comerciais (SOUZA-SANTOS, 2012). Apesar de adequado para

a fase de concepção de um projeto, apresenta resultados algumas vezes inconsistentes e

exige muitas informações que nem sempre estão disponíveis. A parte do modelo

referente à pirólise e a conversões de carvão e alcatrão deve ser considerada como uma

primeira aproximação (GÓMEZ-BAREA e LECKNER, 2010) e expandida e revisada.

64

2.2.3 Modelos CFD

A fluidodinâmica computacional (CFD) é uma técnica que vem sendo cada vez

mais usada para a modelagem de escoamentos. Apesar de modelos dos escoamentos

monofásicos serem amplamente disponíveis e frequentemente bem sucedidos, a

modelagem de escoamentos multifásicos continua apresentando desafios. Esses

escoamentos apresentam as complexidades oriundas das interações entre as fases e a

dificuldade de localização da interface, por conta de problemas matemáticos e da

dificuldade na descrição física do fenômeno (WACHEM, 2000). No entanto, a

abordagem CFD apresenta a vantagem da resolução explícita das equações de

conservação, não dependendo de modelos de fluidização. Consequentemente espera-se

um custo computacional bem maior.

Os modelos CFD podem ser divididos em modelos Eulerianos e modelos

Lagrangeanos.

2.2.3.1 Modelo Euleriano-Euleriano

Os modelos Eulerianos tratam a fase das partículas como um meio contínuo e

promediam o movimento na escala das partículas individuais. As simulações utilizando

esta formulação podem descrever o comportamento de escoamentos gás - partículas

com alta massa específica em geometrias adequadas para fins de engenharia.

A desvantagem desta formulação é a necessidade de utilização de métodos

estatísticos complexos para traduzir o comportamento de uma infinidade de partículas

em um meio contínuo. Para atingir tal objetivo é utilizada a teoria cinética granular. Esta

formulação não é adequada para representar distribuições granulométricas de partículas

devido à promediação.

Os modelos Eulerianos tratam a fase das partículas como um meio contínuo e

promediam o movimento na escala das partículas individuais. As simulações utilizando

65

esta formulação podem descrever o comportamento de escoamentos gás - partículas

com alta massa específica em geometrias adequadas para fins de engenharia.

A desvantagem desta formulação é a necessidade de utilização de métodos

estatísticos complexos para traduzir o comportamento de uma infinidade de partículas

em um meio contínuo. Para atingir tal objetivo é utilizada a teoria cinética granular. Esta

formulação não é adequada para representar distribuições granulométricas de partículas

devido à promediação.

Pela complexidade da geometria, do escoamento e o grande número de reações

envolvidas, o modelo Euleriano - Euleriano será o utilizado.

2.2.3.2 Modelo Lagrangeano-Euleriano

Os modelos Lagrangeanos utilizam modelos discretos para calcular a trajetória de

cada partícula individual ou de conjuntos de partículas denominados pacotes (parcels).

A desvantagem dos métodos Lagrangeanos é o custo computacional excessivo para o

cálculo das partículas individuais, levando a longos tempos de simulação. O modelo

híbrido Lagrangeano-Euleriano seria uma boa alternativa, mas ainda se encontra em

desenvolvimento.

Os métodos de modelagem Lagrangeano – Euleriano permitem a utilização de

sistemas granulares polidispersos, ou seja, com uma dada distribuição granulométrica.

Como cada partícula tem seu próprio diâmetro, a manipulação de sistemas polidispersos

está considerada implicitamente. Em compensação, as colisões interpartículas não são

incluídas na formulação. Desta forma estes modelos têm dificuldades em descrever

estes efeitos, especialmente em regiões densas. Além disso, o custo computacional

necessário para a simulação aumenta muito com o número de partículas. A implicação é

que os métodos Lagrangeanos - Eulerianos não são utilizados para escoamentos densos,

66

como aqueles no fundo do reator de subida de um gaseificador de leito fluidizado

circulante, apenas para escoamentos muito dispersos (POPOFF e BRAUN, 2007).

2.2.3.3 Modelo Híbrido

Uma terceira formulação, intermediária entre a formulação Euleriana – Euleriana

do modelo de dois fluidos e a formulação Lagrangeana – Euleriana é um modelo

híbrido, denominado modelo discreto de fase densa (DDPM). Este modelo também

acompanha as partículas através do domínio como um modelo Lagrangeano, mas utiliza

o modelo cinético granular para estimar as interações partícula – partícula. Este método

permite a simulação de um maior número de partículas, com menor custo

computacional e a utilização de distribuições granulométricas, mas ainda se encontra em

desenvolvimento (POPOFF e BRAUN, 2007), (CLOETE et al., 2010).

2.2.3.4 Programa ANSYS FLUENT

O ANSYS FLUENT é um dos programas CFD mais avançados disponíveis para

modelagem de escoamento de fluidos, transmissão de calor e reações químicas em

geometrias complexas.

É escrito na linguagem C, utilizando suas facilidades, como alocação dinâmica de

memória do computador, estruturas de dados eficientes e controle flexível de cálculo de

equações (solver). Usa também arquitetura cliente-servidor, permitindo processos

simultâneos em servidores e em clusters, mesmo em diferentes sistemas operacionais

como Windows e LINUX.

Há flexibilidade para a geração de malhas, incluindo malhas não estruturadas para

geometrias muito complexas. O programa tem suporte para malhas 2D triangulares e

quadrilaterais, malhas 3D tetraédricas, hexaédricas, prismas e também malhas híbridas.

67

Após a leitura da malha, todas as operações seguintes tais como estabelecimento

das condições iniciais e de contorno, definição das propriedades dos fluidos, solução,

refino da malha e pós-processamento dos resultados podem ser executadas dentro do

FLUENT, embora o pós-processamento possa ser executado com mais recursos por

programas como o ENSIGHT.

O cálculo de equações (solver) administra os arquivos de entrada e saída, a

interface com o usuário e suporta processamento paralelo e múltiplos processos

diferentes, permitindo a resolução simultânea de diversos casos no mesmo computador

ou em outros computadores e clusters na rede.

Estão disponíveis os principais modelos, tanto para formulação Euleriana como

Lagrangeana, escoamento monofásico e multifásico, de turbulência e os modelos de

reações químicas.

Para a simulação do gaseificador de leito fluidizado circulante, pode ser utilizada

uma formulação Euleriana-Euleriana, com a versão modificada do modelo de dois

fluidos de Ishii (ISHII e HIBIKI, 2007), com as equações de conservação para um

escoamento gás-sólido promediadas através da decomposição de Reynolds, mais

próximo da forma apresentada por Enwald (ENWALD et al., 1996). Um dos modelos

de turbulência disponíveis, com economia computacional e razoável precisão é o

modelo k-ε (FREIRE et al., 2006).

68

3 Planejamento Experimental

3.1 Introdução

A utilização de um planejamento experimental (MONTGOMERY, 2001) permite o

uso de métodos estatísticos para análise dos resultados obtidos, além de tornar o

processo experimental mais eficiente e econômico. Essa avaliação quantitativa propicia

a formulação de conclusões mais objetivas, por vezes permitindo determinar modelos

matemáticos que descrevam o comportamento do fenômeno observado.

Para determinar um modelo, é fundamental testar a importância (ou significância

estatística) de cada um dos parâmetros existentes. Para este fim são utilizados os testes

de hipóteses, onde neste caso, deseja-se rejeitar a hipótese nula, desconsiderando dessa

forma a possibilidade de que o coeficiente estimado não seja zero, e mostrando que a

variável associada a esse parâmetro é importante.

Na estatística, quando se realizam estimativas, não se pode afirmar que o valor

obtido é exato. É regra associar a este valor único um intervalo de confiança, que

compreende uma faixa de valores com uma probabilidade pré-determinada para

encontrá-lo. Em geral trabalha-se com níveis de confiança de 95%, fornecendo uma

segurança no uso posterior desses parâmetros.

A utilização de modelos empíricos agrega ao estudo a capacidade de inferência

sobre o que acontecerá no domínio onde as observações experimentais estão ausentes.

Neste ponto, é importante frisar que os modelos empíricos são modelos locais e, quando

bem ajustados, predizem o comportamento de variáveis apenas em uma faixa restrita

dos fatores. Uma vantagem da utilização de modelos empíricos, e que merece destaque,

é a possibilidade de concentrar a atenção e os esforços de otimização no que realmente é

69

relevante ao processo, desprezando aquelas variáveis de efeito pouco ou não

significativo.

Uma forma de avaliar o desempenho de um modelo proposto é através de seus

resíduos, pois ao utilizar-se um modelo ideal eles não existirão. A análise de variância

(ANOVA ) é uma técnica robusta para este tipo de avaliação, pois decompõe a variação

total da resposta entre o predito e o experimental, em termos que são atribuídos à

regressão, aos resíduos e, quando possível, à falta de ajuste e ao erro puro. A ANOVA

possibilita ainda testar a significância estatística da regressão, verificar se há evidências

de falta de ajuste do modelo e quantificar a variação máxima possível de ser explicada

pela regressão.

O planejamento experimental pode ser dividido, de acordo com o propósito dos

experimentos, em (CALLADO e MONTGOMERY, 2003; MONTGOMERY, 2001):

a) pesquisa de quais variáveis tem mais influência nos resultados;

b) otimização dos resultados pela atribuição de valores às variáveis mais influentes;

c) minimização da variância pela atribuição de valores às variáveis mais influentes;

d) minimização da influência das variáveis incontroláveis pela atribuição de valores

às variáveis influentes.

Os benefícios da técnica do planejamento experimental incluem:

e) redução do número de experimentos sem perder a qualidade da

informação;

f) estudo simultâneo de muitas variáveis, separando seus efeitos;

g) determinação da confiabilidade dos experimentos;

h) possibilidade da execução da pesquisa em etapas, num processo iterativo de

novos experimentos;

i) seleção das variáveis influentes com um número reduzido de experimentos;

70

j) representação matemática do processo em estudo.

Para determinar a sequência dos experimentos em um planejamento, são utilizadas

quatro técnicas básicas:

• aleatoriedade;

• réplicas;

• experimento exploratório (screening);

• blocos.

3.2 Planejamento fatorial

O objetivo dos testes realizados foi a determinação da janela operacional para as

variáveis de interesse na gaseificação do bagaço de cana em regime de leito fluidizado

circulante. Além disso, a obtenção de um modelo matemático apropriado, que descreva

os fenômenos que ocorrem durante a gaseificação, também tem relevância para o

desenvolvimento do processo. O planejamento fatorial é indicado quando é desejada a

investigação dos efeitos de duas ou mais variáveis independentes ou fatores, isto é,

aqueles parâmetros a serem variados no planejamento experimental. É também a única

maneira de investigar a interação entre fatores. O planejamento em dois níveis 2k é o

mais usual. Para o cálculo dos intervalos de confiança e do erro experimental, é

necessário efetuar réplicas dos experimentos. Adicionalmente, para garantir a

aleatoriedade, deve ser sorteada a ordem dos experimentos.

O planejamento fatorial com dois níveis inclui a pressuposição de linearidade do

fenômeno estudado. No caso do estudo das interações entre fatores, o modelo pode

apresentar uma torção no plano. Dependendo desta curvatura, pode ser necessária a

proposição de um modelo de segunda ordem, criando a necessidade de mais pontos para

estimar os parâmetros deste modelo, que correspondem aos pontos centrais.

71

3.3 Variáveis independentes (fatores)

De um modo geral, as variáveis que afetam a qualidade do gás formado durante a

gaseificação são: vazão de biomassa, vazão de oxigênio, vazão de vapor d’água,

temperatura de reação, pressão de operação e tipo de material do leito circulante, que

pode ter efeito catalítico. Nesse contexto, o número de testes utilizando dois níveis para

cada uma dessas variáveis, e dois conjuntos de replicatas, geraria um planejamento com

3 x 26 experimentos, ou seja, um total de 192 testes, em uma unidade piloto contínua de

gaseificação. Tal demanda não apenas é extremamente dispendiosa, como também de

difícil execução, tendo em vista os problemas logísticos de envio de dezenas de

toneladas de bagaço de cana para o local dos experimentos, a Holanda. Portanto, para

minimizar o número de testes, decidiu-se fixar algumas variáveis. A influência da

temperatura é exaustivamente relatada na literatura (SIEDLECKI, 2011) e decidiu-se

que seria de 850 °C, a temperatura mais alta que a planta piloto pode suportar com

segurança, de forma a minimizar a formação de alcatrão. A planta piloto também não

possui resistência mecânica para operação pressurizada, então a pressão de operação foi

fixada pouco acima da pressão atmosférica, suficiente para vencer as perdas de carga do

sistema. Quanto ao tipo de leito, estudos anteriores da TUDelft (SIEDLECKI, 2011;

SIEDLECKI et al., 2009) mostraram ótimos resultados da magnesita na redução do teor

de alcatrão e no aumento do teor de hidrogênio, sendo este tipo de material escolhido

para ser utilizado em todos os testes.

Para a determinação da região operacional ótima, os testes devem considerar no

mínimo dois níveis para cada uma das variáveis. Além disso, é fundamental que sejam

realizadas réplicas devido à complexidade da unidade piloto e do número de erros que

podem ser inseridos entre os valores das variáveis de entrada e de resposta. Um ponto

central também se mostra importante para a verificação do comportamento das

72

respostas entre os dois níveis e, caso seja viável, para o desenvolvimento de um modelo

empírico. Baseado em experimentos prévios realizados na TUDelft , foram escolhidas

como variáveis independentes três fatores, as vazões mássicas de oxigênio, vapor e

biomassa. Por este planejamento, seriam necessários pelo menos 8 experimentos, mas

considerando a necessidade de pelo menos 1 réplica e 2 pontos centrais, seriam

necessários 18 experimentos. A matriz experimental inicial dos 18 experimentos é a

mostrada na Tabela 4. Considerando o experimento exploratório ou de screening,

seriam necessários 19 experimentos.

73

Tabela 4 - Matriz experimental inicial.

Ponto Réplica Ponto Central Fator A Fator B Fator C

1 1 1 -1 -1 -1

2 1 1 1 -1 -1

3 1 1 -1 1 -1

4 1 1 1 1 -1

5 1 1 -1 -1 1

6 1 1 1 -1 1

7 1 1 -1 1 1

8 1 1 1 1 1

9(C) 1 0 0 0 0

10 2 1 -1 -1 -1

11 2 1 1 -1 -1

12 2 1 -1 1 -1

13 2 1 1 1 -1

14 2 1 -1 -1 1

15 2 1 1 -1 1

16 2 1 -1 1 1

17 2 1 1 1 1

18(C) 2 0 0 0 0

Outra possível estratégia seria a de adimensionalizar as variáveis independentes,

reduzindo os fatores para 2. Este procedimento reduziria o número mínimo de

experimentos de 8 (23) para 4 (22), e introduzindo 4 pontos centrais para maior precisão,

poderíamos ter 2 réplicas e um experimento exploratório, com um total de 17

74

experimentos. Desta forma o erro experimental e o modelo de segunda ordem podem

ser obtidos com maior precisão. Como esta metodologia parece melhor, resultando em

um modelo mais preciso, a adimensionalização dos três fatores foi realizada utilizando

dois parâmetros muito conhecidos na gaseificação:

• o fator estequiométrico, cujo significado físico é a razão entre a

quantidade de oxigênio presente no sistema e a quantidade de oxigênio

necessária para a combustão estequiométrica da biomassa; o símbolo

comumente utilizado para este parâmetro é λ;

• a razão vapor-biomassa, que é simplesmente a razão entre a quantidade

de vapor e de biomassa inseridos no sistema; sua representação simbólica

costuma ser SB, fazendo referência à tradução para o inglês das palavras vapor

(steam) e biomassa (biomass).

Para a determinação do fator estequiométrico de todos os pontos obtidos durante os

testes utilizou-se a Equação (119),

% = �&'�&� '(�)(*� (119)

onde λ é a razão entre a massa de oxigênio e a massa de combustível, o bagaço. Como

se utilizou apenas um tipo de biomassa, a razão oxigênio-bagaço estequiométrica

permanece constante para todos os pontos, de todos os testes. Seu cálculo é apresentado

mais adiante, no ítem 4.4.

Os experimentos foram realizados utilizando como base um Planejamento Fatorial

2², ou seja, com dois fatores e dois níveis, e com dois conjuntos de replicatas. Além dos

pontos extremos, um ponto central também foi utilizado para tentar determinar a

curvatura da superfície de resposta. A matriz experimental proposta é a mostrada na

Tabela 5.

75

Tabela 5 - Matriz experimental proposta.

Ponto Réplica Ponto Central λ RazãoVapor/Biomassa

1 1 1 0,250 0,50

2 1 1 0,400 0,50

3 1 1 0,250 1,00

4 1 1 0,400 1,00

5(C) 1 0 0,325 0,75

6(C) 1 0 0,325 0,75

7 2 1 0,250 0,50

8 2 1 0,400 0,50

9 2 1 0,250 1,00

10 2 1 0,400 1,00

11(C) 2 0 0,325 0,75

12(C) 2 0 0,325 0,75

13 3 1 0,250 0,50

14 3 1 0,400 0,50

15 3 1 0,250 1,00

16 3 1 0,400 1,00

17 screening screening

Desta forma, foram utilizadas as técnicas de experimento exploratório, réplicas e

pontos centrais, uma vez que blocos não são aplicáveis para este tipo específico de

experimento. Resta garantir a aleatoriedade. Para tanto, foi sorteada a ordem dos

experimentos, resultando na Tabela 6.

76

Tabela 6 - Planejamento experimental executado.

Ponto Experimental

Réplica Ponto Central

λ Razão Vapor/Biomassa

Screening 1 exploratório

Screening 2 exploratório

T1 14 3 1 0,400 0,50

T2 3 1 1 0,250 1,00

T3 10 2 1 0,400 1,00

T4 2 1 1 0,400 0,50

T5 11 (C) 2 0 0,325 0,75

T6 5 (C) 1 0 0,325 0,75

T7 15 3 1 0,250 1,00

T8 4 1 1 0,400 1,00

T9 8 2 1 0,400 0,50

T10 12 (C) 2 0 0,325 0,75

T11 16 3 1 0,400 1,00

T12 1 1 1 0,250 0,50

T13 13 3 1 0,250 0,50

T14 6 (C) 1 0 0,325 0,75

T15 7 2 1 0,250 0,50

T16 9 2 1 0,250 1,00

77

4 Realização e Análise dos Experimentos

4.1 Unidade piloto de gaseificação

A Universidade Técnica de Delft (TUDelft ) possui uma planta de gaseificação

piloto com 100 kW de potência térmica, que ocupa quatro andares e é composta de seis

sistemas principais:

• sistema de gaseificação;

• sistema de alimentação de sólidos;

• sistema de alimentação de gases;

• sistema de limpeza dos gases;

• sistema de controle e medição;

• sistemas analíticos.

Os componentes principais do sistema de gaseificação, do tipo leito fluidizado

circulante (CFB) são:

• Reator de escoamento ascendente (riser), que é o reator principal aonde

ocorrem as reações de gaseificação para a formação de monóxido de carbono e

hidrogênio, os principais componentes do gás de síntese. Possui um

comprimento de 5,5 m e diâmetro interno de 83 mm.

• Ciclone, que faz a separação mecânica entre os sólidos e os gases

produzidos, fazendo com que os gases se direcionem para o sistema de limpeza e

os sólidos retornem para o riser através do downcomer. Possui diâmetro interno

de 102 mm, altura total (excluindo flanges) de 630 mm, dimensões internas da

entrada de 21 x 50 mm (largura x altura), diâmetro interno de saída do gás de 54

mm e diâmetro interno de saída de sólidos de 45 mm.

• Reator de escoamento descendente (downcomer), que é a tubulação de

retorno dos sólidos do ciclone ao riser. Possui diâmetro interno de 54 mm.

78

• Válvula não mecânica ou válvula L, dispositivo que controla a taxa de

recirculação e cria um selo que evita que os gases injetados no riser ascendam

através do downcomer, provocando um curto-circuito.

O material dos componentes expostos à temperatura nominal do processo e ao

contato com os reagentes e os produtos é aço inox AISI 310, DIN 1.485. Para as outras

partes, é utilizado aço inox AISI 316, DIN 1.4404.

A Figura 13 apresenta um desenho esquemático do sistema de gaseificação da

TUDelft , que pode operar até a temperatura de 875 ˚C.

79

Figura 13 - Esquema do sistema de gaseificação.

O riser, o downcomer e o ciclone são aquecidos usando resistências modulares

bipartidas e isoladas com fibras cerâmicas de fabricação ZMC Zamac da Polônia. Estes

aquecedores, do tipo radiante, têm um comprimento de 400 mm, potência de 2,4 kW a

80

230 V e temperatura máxima de operação de 1200 ˚C cada. Existem no total 20

aquecedores no riser e 20 no downcomer, agrupados em segmentos de 4 aquecedores,

ligados em série-paralelo, de forma que a potência de aquecimento seja de 2,4 kW por

segmento. O ciclone tem aquecedores de forma especial de 2,4 kW.

O topo do riser e os dutos de gás são aquecidos usando fitas de aquecimento da

empresa Tyco Thermal Controls, tipo KMIN, de 200 W/m com 10 m cada, com

temperatura máxima de operação de 1000 ˚C.

O sistema de alimentação de sólidos fornece a alimentação de biomassa que será

processada no riser, e a alimentação de sólidos do leito de maneira a repor a fração que

for perdida através do ciclone. A vazão mássica máxima de biomassa é de

aproximadamente 20 kg/h. Há também a possibilidade de adição de dois outros tipos de

sólidos, um como leito e outro para ser utilizado como aditivo. O sistema é estanque a

gases e durante a operação é inertizado com uma corrente de nitrogênio de cerca de 0,7

kg/h. Os reservatórios de biomassa e de leito estão equipados com sistemas do tipo lock

hopper para permitir o seu enchimento durante a operação. A alimentação no riser se dá

a cerca de 900 mm acima da placa de distribuição de gás.

A Figura 14 apresenta parte do sistema de alimentação, contendo os silos dos

sólidos.

81

Figura 14 - Sistema de alimentação de sólidos.

O sistema de alimentação de gases consiste de nove injetores localizados no fundo

do riser, cada um com diâmetro interno de 4 mm e diâmetro externo de 6 mm e dois

orifícios de 2 mm. Os gases primários, que são os agentes fluidizantes, podem ser

nitrogênio, ar, vapor, e oxigênio e podem ser fornecidos e controlados

independentemente, embora haja restrições quanto ao teor máximo de oxigênio, com

limite de 50% em base mássica por questões de segurança. Há também limites na fração

de ar ou nitrogênio no vapor para evitar condensação no reator.

Os gases de fluidização injetados no riser são pré-aquecidos por um aquecedor

elétrico de 6 kW, do fabricante Watlow, com temperatura nominal de 360 ˚C e máxima

82

temperatura de 400 ˚C. São também injetados gases nos pontos L0 e L1 da Figura 13,

para permitir a fluidização da coluna de sólidos na parte inferior do downcomer.

O sistema de limpeza de gases, mostrado no diagrama P&ID da Figura 15

(SIEDLECKI e JONG, 2011), é simplificado no caso da planta da TUDelft. Consiste

apenas de dois filtros, sendo o primeiro de alta temperatura, com velas cerâmicas de Si-

SiC do fabricante alemão PALL Filtersystems GmbH, operando à temperatura de 800°C

e um filtro de baixa temperatura, com velas de tecido cerâmico do fabricante alemão

BWF, operando a 450°C.

Figura 15 - P&ID da planta piloto da TUDelft adaptado de SIEDLECKI e

JONG, 2011.

O sistema de controle e medição da planta consiste dos seguintes instrumentos:

83

a) medição de vazão de todos os gases primários utilizando medidores tipo

térmico Endress & Hauser AT70, exceto para o vapor, que utiliza medidor tipo

vórtex Endress & Hauser Prowirl 72;

b) para o controle das vazões de todos os gases primários, são utilizadas

válvulas de controle pneumático de fabricação Samson. estas válvulas são

controladas por sinal dos loops de controle no PLC;

c) as purgas, controle da válvula L e outras pequenas vazões são

comandadas por controladores de vazão mássica M+W Mass-Stream do fabricante

Bronkhorst High Tech B.V.;

d) a vazão do gás produzido é medida utilizando um medidor de vazão de

pressão diferencial McCrometer V-cone;

e) oito termopares do tipo K, T1 a T8, sendo sete no riser e um no

downcomer;

f) nove células de pressão diferencial, medindo a perda de carga em

diferentes partes da instalação;

g) sistema de supervisão, controle e aquisição de dados (SCADA) acoplado

a um PLC tipo SattCon 200 do fabricante ABB, operado por dois PCs na sala de

controle. os dados do processo são registrados com uma frequência de 0,1 Hz.

Os sistemas analíticos utilizam amostras do gás produzido extraídas continuamente

após a saída de gás do ciclone. Um esquema da linha de amostragem pode ser visto na

Figura 16 (JONG, 2011).

84

Figura 16 - Linha de amostragem do gás produzido adaptado de JONG, 2011.

A sonda para análise do gás aponta na direção do escoamento para evitar que o

particulado de maior granulometria penetre na linha. A tubulação é aquecida utilizando

um Sistema de heat tracing por resistência elétrica da empresa Horst (type HSS-

450°C). A carcaça do filtro de partículas é aquecida utilizando uma jaqueta de

aquecimento Tyco IJ-GL de lã de vidro. As temperaturas tanto da linha de amostragem

quanto da carcaça do filtro de partículas são mantidas em 300 °C através de

controladores de temperatura.

Um ponto de amostragem de alcatrão, para utilização do método Solid Phase

Adsorption (SPA), está localizado imediatamente após a saída do filtro de partículas.

Há também um ponto com um termopar para a confirmação da temperatura do gás na

linha onde se dá a amostragem. Um diagrama mais detalhado do sistema de amostragem

de gases pode ser visto na Figura 17.

Figura

O gás passa então por um condensador primário para remoção dos condensáveis

com o maior ponto de ebulição, que são basicamente os componentes mais pesados do

alcatrão, além de um pouco de água, antes da condução do gás para a sala de controle,

onde ocorre a análise do gás. Após a passagem pelo condensador secundário e dois

frascos de vidro cheios com esferas de sílica gel, o gás seco é caraterizado por diversos

métodos analíticos. Um resumo dos métodos analíticos utilizados está mostrado na

Tabela 7.

85

Figura 17 – Sistema de amostragem de gases.

O gás passa então por um condensador primário para remoção dos condensáveis

com o maior ponto de ebulição, que são basicamente os componentes mais pesados do

alcatrão, além de um pouco de água, antes da condução do gás para a sala de controle,

a análise do gás. Após a passagem pelo condensador secundário e dois

frascos de vidro cheios com esferas de sílica gel, o gás seco é caraterizado por diversos

métodos analíticos. Um resumo dos métodos analíticos utilizados está mostrado na

O gás passa então por um condensador primário para remoção dos condensáveis

com o maior ponto de ebulição, que são basicamente os componentes mais pesados do

alcatrão, além de um pouco de água, antes da condução do gás para a sala de controle,

a análise do gás. Após a passagem pelo condensador secundário e dois

frascos de vidro cheios com esferas de sílica gel, o gás seco é caraterizado por diversos

métodos analíticos. Um resumo dos métodos analíticos utilizados está mostrado na

86

Tabela 7 - Resumo dos métodos analíticos e componentes medidos

Instrumento / Técnica analítica

Medição Componentes

medidos Acurácia

Desvio Padrão

Repetibilidade Hartman & Braun URAS10P Espectroscopia de infravermelho não dispersivo (NDIR)

online CO2 e CO 98% 0,5%

Hartman & Braun Magnos6G Analisador Paramagnético (PM)

online O2 98% 0,5%

Varian CP 4900 µGC módulo CP-Sil 5CB, 4m

semi-online

BTX (benzeno, tolueno e xileno)

n/a 1%

Varian CP 4900 µGC módulo CP-COX, 1m

semi-online

N2, CO, CO2, H2, CH4

98% 1%

Espectroscopia de infravermelho por transformada de Fourier (FTIR) ThermoElectron Nicolet 5700 célula aquecida de gás (150°C)

off-line, seco

CO2, CH4, C2H4, CO,

C2H2 98% 10%

Espectroscopia de infravermelho por transformada de Fourier (FTIR) ThermoElectron Nicolet 5700 célula aquecida de gás (150°C)

off-line, úmido

CO2, CH4, C2H4, CO,

C2H2, COS, HCN, H2O,

NH3

98% 10%

Teor de água por gravimetria

off-line H2O n/d n/d

Adsorção por fase sólida (SPA)

off-line PAH, fenólicos 94% 1,7%

87

Para os gases principais, como CO, CO2, H2O, CH4, C2H4, existem alternativas para

medição. Para o H2, pela sua importância, foi introduzido um micro cromatógrafo a gás

próprio em duplicata. Não há alternativas para o N2, e em caso de uma eventual falha de

medição, seu teor teria que ser calculado por diferença.

4.2 Caracterização do leito

A magnesita utilizada como leito nos testes é a denominada M-85, do fabricante

INTOCAST de origem eslovaca. Sua composição está mostrada na Tabela 8. Já a sua

distribuição granulométrica está mostrada na Tabela 9.

Tabela 8 - Composição do leito de magnesita.

% massa MgO 86,65 CaO 4,76 SiO2 0,26 Fe2O3 7,57 Al 2O3 0,18

As <10 ppm Cd <0,1 ppm Hg <0,1 ppm Pb <10 ppm

A partir de uma amostra de 1.425,9 g, foi obtida a distribuição granulométrica da

Tabela 9. O somatório do diâmetro médio de cada faixa multiplicado pela fração

mássica de cada intervalo de diâmetros de partícula nos dá o valor médio de diâmetro de

286 µm, para uma massa específica aparente (bulk) de 1.090 kg/m3.

88

Tabela 9 - Distribuição granulométrica do leito de magnesita.

Faixa de diâmetros [µm]

Diâmetro médio [µm]

massa [g]

Fração mássica [kg/kg]

%

> 850 44,8 3,1E-02 3,14 600-850 725 138,7 9,7E-02 9,73 500-600 550 100,3 7,0E-02 7,03 425-500 463 91,2 6,4E-02 6,40 300-425 362.5 227,9 1,6E-01 15,98 200-300 250 279,3 2,0E-01 19,59 150-200 175 171,8 1,2E-01 12,05 90-150 120 230,2 1,6E-01 16,14

<90 141,6 9,9E-02 9,93 n.d. 0,1 7,0E-05 0,01

Total 1425,8 100,00

A Figura 18 mostra a distribuição granulométrica do leito de magnesita.

Figura 18 - Distribuição granulométrica do leito de magnesita.

A magnesita é um mineral cuja composição é constituída de MgCO3 (MgO no caso

de magnesita calcinada) e frações menores de CaO, Fe2O3 e sílica. Como seu teor de

sílica é pequeno, é um material atrativo para uso como leito, já que tem maior

resistência à formação de aglomerados, tendo adicionalmente a vantagem de seu preço

0,00

0,05

0,10

0,15

0,20

0,25

> 850 600-850 500-600 425-500 300-425 200-300 150-200 90-150 <90 n.d.

Fra

ção

má

ssic

a [

kg

/kg

]

Faixa de diâmetros [μm]

89

relativamente baixo. Foi usado com sucesso na TUDelft como leito em várias

campanhas de gaseificação de biomassa (SIEDLECKI, 2011). A presença de óxidos

metálicos na magnesita tem também um potencial efeito catalítico primário no processo

de gaseificação.

Para estudar estes óxidos, foi efetuado um ensaio de difração de raios-x e uma

análise de espectrografia Raman em amostras de magnesita M85, que é a usada pela

TUDelft . Estes resultados poderão ser comparados no futuro com magnesitas nacionais

para avaliação de atividade catalítica.

A Figura 19 mostra o difratograma de uma amostra virgem de magnesita M85. O

padrão de difração da amostra mostra picos de alta intensidade atribuídos a uma fase

MgO bem cristalizada, e de acordo com a composição química mostrada na Tabela 8.

Estes picos estão desviados em direção a ângulos 2θ menores que os de MgO puro. Este

fato pode ser uma indicação da inclusão de Fe na estrutura, formando uma solução

sólida Mg-Fe-O. Além disso, foram observadas linhas de difração menos intensas

atribuídas a fases tipo espinélio. Estas podem ser do tipo Fe3O4, apesar de fases do tipo

Fe2O3 não poderem ser descartadas, já que o pico desta fase a cerca de 35,6° coincide

com o pico da fase tipo espinélio. Por último, foram observadas linhas de baixa

intensidade e banda larga atribuídas a Ca(OH)2. Uma inspeção visual da amostra

revelou a presença de partículas brancas, sugerindo a ausência de ferro. Uma análise

EDS mostrou que estas partículas contêm basicamente CaO. A presença de hidróxido de

cálcio em vez de CaO pode estar relacionada à alta tendência deste óxido se transformar

em hidróxido em contato com a umidade do ar.

90

Figura 19 - Difratograma de uma amostra virgem de magnesita M85.

Para um melhor entendimento da natureza dos óxidos de ferro presentes nas

amostras, foram efetuadas espectrografias RAMAN nas partículas de magnesita M85.

As partículas foram examinadas no microscópio e duas das amostras apresentando cores

diferentes foram analisadas. O espectro RAMAN no intervalo entre 2000 e 200 cm-1

está mostrado na Figura 20. Apesar da interpretação do espectro ser bastante complexa,

a sua forma é similar ao do Fe3O4, apesar dos picos não se ajustarem aqueles reportados

na literatura para a magnetita, sendo desviados para comprimentos de onda mais

elevados, que podem ser atribuídos à maghemita (γ-Fe2O3). Além disso, alguns picos

podem ser atribuídos à magnetita (α-Fe2O3). Os óxidos de ferro podem se transformar

durante os ensaios RAMAN, pela oxidação de Fe3O4 para maghemita e hematita. Desta

forma, para ter conclusões mais definitivas sobre as fases contendo ferro, um estudo

mais detalhado é necessário, o que pode levar a um maior entendimento sobre as

propriedades catalíticas da magnesita.

10 20 30 40 50 60 70 80

20 30 40 50 60

°

°

° °°°

°̂ °

*

^

^

^

^

^^

^ ^*

*

§

Det

ecto

r si

gnal

(a.

u.)

2θ (°CuKα)

§

§ Al sample holder* MgO-type^ spinel-type° Ca(OH)

2

# α-Fe2O

3

*

^

°

#

#

91

Figura 20 - Espectroscopia Raman de amostra de magnesita M85.

2000 1800 1600 1400 1200 1000 800 600 400 200

33249

1

698

1370

1336

24731

329

1

400

46955

2

Det

ecto

r si

gnal

(a.

u.)

wavenumber (cm-1)

site 1 site 2

683

92

4.3 Caracterização da biomassa

A biomassa utilizada como carga do processo de gaseificação foi o bagaço de cana

peletizado. Foram adquiridos 2.500 kg de pellets Pelletbraz produzidos pela empresa

Madersul e enviados para a Holanda. Sua caracterização foi realizada através de análise

elementar, mostrada na Tabela 10 e análise imediata, mostrada na Tabela 11. Os

ensaios foram executados pela empresa BELAB AB . Além dessas análises, foi

determinado o teor de umidade médio presente nos pellets de bagaço.

Tabela 10 - Resultados da análise elementar, em base seca, do bagaço de cana.

Análise elementar % massa

Carbono 46,200

Oxigênio 41,200

Hidrogênio 5,600

Nitrogênio 0,270

Enxofre 0,032

Cloro 0,040

Tabela 11 - Resultados da análise imediata, em base seca, do bagaço de cana.

Análise Imediata % massa

Voláteis 77,9

Cinzas 6,6

Carbono fixo 15,5

93

Como o bagaço de cana nunca tinha sido utilizado para a gaseificação em leito

fluidizado circulante com oxigênio e vapor, sua composição foi comparada com

biomassas utilizadas no passado pela TUDelft (SIEDLECKI, 2011), com os resultados

mostrados na Tabela 12.

94

Tabela 12 - Comparação entre análise imediata e análise elementar de diversas

biomassas.

Tipo de

Combustível Bagaço Madeira A Madeira B Miscanthus

Análise Imediata, como recebida, % massa

Umidade 6,2 8,1 6,2 6,8

Matéria volátil 73,1

Carbono fixo 14,5

Cinzas 6,2

Análise Elementar, como recebida, normalizada, % massa

C 43,3 47,0 47,9 45,7

H 6,0 6,13 6,02 5,93

N 0,26 0,203 0,752 0,678

S 0,03 0,020 0,050 0,111

O 44,2 46,3 44,2 44,0

Cl 0,03 0,012 0,042 0,225

SiO2 4,435 0,039 0,0215 1,2

Al 2O3 0,635 0,000 0,055 0,097

Fe2O3 0,872 0,000 0,085 0,046

CaO 0,136 0,118 0,224 0,184

MgO 0,100 0,015 0,057 0,129

Na2O 0,017 0,000 0,022 0,038

K2O 0,259 0,035 0,046 0,877

P2O5 0,065 0,000 0,014 0,179

Cinzas Totais 6,2 0,344 0,983 3,33

Frações Totais 100,0 100,0 100,0 100,0

PCI [MJ/kg] calc 14,0 15,7 16,7 15,6

O teor de carbono e o de hidrogênio em base seca e isento de cinzas dos quatro

tipos de biomassas são bastante semelhantes. No entanto, podem ser observadas

diferenças significativas no teor de cinzas e na composição. Levando em conta o teor de

95

sílica e o de potássio no bagaço, seria possível a ocorrência de aglomeração do leito

fluidizado durante os experimentos, mas não foi observado este problema nos

experimentos e consequentemente não houve a necessidade de utilização de aditivos

como o caulim no leito. Este aditivo foi utilizado apenas no primeiro teste de screening.

4.4 Cálculo da razão oxigênio-combustível estequiométrica para o

bagaço

A partir da análise elementar, da análise imediata e do teor de umidade do bagaço

foi determinada sua composição em base molar, normalizada, seca e isenta de cinzas

(d.a.f.-dry and ash-free). Na Tabela 13, cada coluna representa uma etapa dos cálculos

realizados.

Tabela 13 - Etapas de cálculo para determinação da razão oxigênio-biomassa

estequiométrica.

Análise Elementar %massa d.a.f. %massa d.a.f. e

normal. %mol d.a.f. e

normal.

Carbono 49,465 49,517 32,092

Oxigênio 44,111 44,158 21,482

Hidrogênio 5,996 6,002 46,256

Nitrogênio 0,289 0,289 0,161

Enxofre 0,034 0,034 0,008

Utilizando a composição em base molar da biomassa, foi obtida uma fórmula

empírica para o bagaço, optando-se por normalizá-la para um átomo de carbono, a fim

de facilitar os cálculos de combustão. A fórmula empírica obtida foi a da Equação

(120),

��,,,,-�,..�/,,,,01,,223�,,,,,4. (120)

96

O próximo passo foi descobrir a quantidade de oxigênio necessária para que, ao

reagir com o bagaço, apenas dióxido de carbono, dióxido de enxofre e água sejam

formados. Através da reação de combustão apresentada na Equação (121), os

coeficientes são determinados a partir do balanço dos elementos.

5��,,,,-�,..�/,,,,01,,223�,,,,,4 + 71� → 9�1� + :-�1 + ;�1� (121)

Desta forma, obtém-se os resultados mostrados na Tabela 14.

Tabela 14 - Coeficientes obtidos a partir do balanço dos elementos.

x y m n p

1,0000 1,0259 1,0000 0,7207 0,0003

Portanto, a razão estequiométrica entre a massa de oxigênio e a massa de bagaço

d.a.f. é de 1,354, ou seja 9� <'estequiométrico= 1,354 9� =><�?@@?

4.5 Avaliação dos dados gerados pelos testes

A Tabela 15 apresenta uma visão geral dos experimentos de gaseificação

realizados na TUDelft durante a campanha de gaseificação. O último teste utilizou as

velas catalíticas experimentais no filtro PALL .

97

Tabela 15 - Visão geral dos experimentos realizados na TUDelft.

Data Teste λ Razão

Vapor/Biomassa Réplica

18 e 20 de

abril

Testes de Screening

26 de abril Teste 1 0.400 0.5 1

2 de maio Teste 2 0.250 1 1

7 de maio Teste 3 0.400 1 1

11 de maio Teste 4 0.400 0.5 2

29 de maio Teste 5 0.325 0.75 1

31 de maio Teste 6 0.325 0.75 2

4 de junho Teste 7 0.250 1 2

7 de junho Teste 8 0.400 1 2

12 de junho Test 9 0.400 0.5 3

14 de junho Teste 10 0.325 0.75 3

18 de junho Teste 11 0.400 1 3

20 de junho Teste 12 0.250 1 3

25 de junho Teste 13 0.250 0.5 2

27 de junho Teste 14 0.325 0.75 4

2 de julho Test 15 0.250 0.5 2

4 de julho Teste 16 0.250 0.5 3

24 de julho Velas catalíticas

0.325 0.75 -

98

5 Resultados Experimentais

Após os testes de screening, onde foram definidas as condições para a gaseificação

do bagaço de cana, todos os 17 experimentos foram considerados válidos, com estados

estacionários para análise posterior dos dados. Os estados estacionários são

particularmente importantes porque mostram o funcionamento estável da planta piloto

naquele ponto de operação e permitem o cálculo dos balanços de massa e de energia.

5.1 Captura dos dados

A planta piloto de gaseificação da TUDelft é controlada através de um controlador

lógico programável (PLC) industrial. Este dispositivo comanda os loops de controle e as

operações de entrada e de saída de dados de acordo com comandos fornecidos pelo

operador por um programa supervisório do tipo SCADA. Os dados medidos são

armazenados, sendo necessária uma ferramenta para pós-processamento das

informações. A TUDelft possui uma implementação em Visual Basic Professional 6.0

denominado Energy Technology Reactor Data Evaluator (ERDE), que constitui uma

planilha EXCEL com uma interface que permite a captura automatizada dos dados do

supervisório e a análise dos dados. As informações ficam disponíveis numa planilha

junto com o log do experimento, os estados estacionários e os gráficos de análise. A

Figura 21 mostra o processo de análise dos dados utilizado na TUDelft .

99

Figura 21 - Esquema do processo de análise de dados utilizado na TUDelft.

Como era desejada uma análise estatística mais detalhada dos experimentos, além

das análises padrão constantes das planilhas EXCEL fornecidas, foram também obtidos

os arquivos de dados brutos extraídos do supervisório. Estas informações foram

analisadas no CENPES com mais precisão, analisando-se vários estados estacionários e

aplicando ferramentas estatísticas com o programa STATISTICA, a partir do item 5.4.

5.2 Caracterização do gás produzido.

A Tabela 16 mostra uma visão geral dos resultados obtidos nos 17 experimentos de

gaseificação, correspondendo a 23 estados estacionários selecionados pela TUDelft .

Naqueles testes em que mais de um estado estacionário foi observado, aquele de maior

duração foi escolhido para fazer parte da tabela. As variáveis que foram medidas

continuamente como vazões de entrada, temperaturas, pressões e componentes do gás

produzido exceto H2O e BTX, são apresentadas como médias calculadas durante o

período de medição apresentado na tabela para cada experimento. A concentração de

água no gás, os componentes residuais e o alcatrão exceto o BTX, foram quantificados

Dados brutosDados

tabulados em formato EXCEL

ERDE

Pós-processamento

Planilha com a visão geral

Balanços de massa e de

energia

Resultados finais

100

como amostras discretas tiradas durante a operação em estado estacionário do

gaseificador, e durante o período de medição mencionado. No item 5.4 foi utilizada uma

análise ligeiramente diferente, para maior precisão estatística.

A eficiência de filtração do filtro de alta temperatura do fabricante PALL foi

estudada, com as temperaturas do filtro, perda de carga, carga de particulado antes e

depois do filtro e pressão dos pulsos apresentadas na Tabela 16. Os parâmetros para a

limpeza do filtro tais como pressão e frequência dos pulsos e o tempo de abertura das

válvulas foram inicialmente ajustados nos valores sugeridos pela PALL e

posteriormente modificados para garantir os valores desejados para a manutenção da

limpeza do filtro e da sua perda de carga. A frequência dos pulsos em particular foi

ajustada devido a altos valores de perda de carga. Os parâmetros do processo foram

calculados utilizando as médias obtidas a partir dos dados medidos, enquanto a

conversão de carbono e o rendimento a frio foram calculados a partir do balanço molar.

Naqueles pontos em que a precisão da estimativa dos vazamentos de nitrogênio como

função da pressão do silo de alimentação de biomassa devido por exemplo à vedação

dos eixos, os valores das purgas foram ajustados de modo a manter as vazões do gás

produzido dentro de uma faixa razoável. São apresentados dois valores de fator

estequiométrico λ, o valor do planejamento experimental e o efetivamente conseguido.

A variação se deveu em alguns casos, como os de λ=0,40, ao aumento da temperatura

da gaseificação pelo excesso de oxigênio, excedendo 900 °C e excedendo a temperatura

recomendável de operação do material do gaseificador. No entanto, o leito se manteve

em circulação, não havendo colapso por fusão, como ocorre com algumas biomassas.

Por segurança nestes casos, λ foi reduzido. Após a análise dos dados, foi evidenciada

também a falta de precisão na alimentação de biomassa da planta piloto da TUDelft . A

dosagem de sólidos é muito mais difícil que a de líquidos ou de gases e resultou em

101

variações na vazão de biomassa prevista para cada experimento, de acordo com o grau

de enchimento do silo de biomassa e de outros aspectos operacionais, implicando na

variação do λ e da razão vapor/biomassa. Com relação ao teor de CO e de CO2, a tabela

mostra os valores esperados, isto é, a concentração de CO2 aumenta quando é fornecido

mais oxigênio às reações, enquanto a concentração de CO diminui simultaneamente. A

temperatura do processo diminui com a diminuição do fator estequiométrico. Este

fenômeno é causado pelo fato de que para um menor λ, as reações endotérmicas

prevalecem, e ao mesmo tempo a energia fornecida pelo sistema de aquecimento não é

suficiente para compensar a perda de calor para o meio ambiente. A isolação térmica no

gaseificador da TUDelft, após muitos anos de utilização, apresenta várias áreas

deficientes, o que pode ser comprovado pela visão do gaseificador com o metal rubro

em vários pontos. Em instalações industriais, a razão do calor perdido pelas paredes em

relação ao calor fornecido pela reação é comparativamente muito menor, com as perdas

de calor pelo efeito de parede reduzidas e a isolação térmica muito melhor. No caso de

uma planta piloto, é necessário o fornecimento de calor por aquecimento elétrico para

compensar as perdas pelas paredes.

102

Tabela 16 - Resultados principais (continua nas próximas duas páginas).

Teste 1

Teste 2

Teste 3

Teste 4

Teste 5

Teste 6

Teste 7

Teste 8

Teste 9

Teste 10

Teste 11

Teste 12

Teste 13

Teste 14

Teste 15

Teste 16

Teste 17

Data do teste: 26/04/2012 2/05/2012 7/05/2012 11/05/2012 29/05/2012 31/05/2012 4/06/2012 7/06/2012 12/06/2012 14/06/2012 18/06/2012 20/06/2012 25/06/2012 27/06/2012 02/07/2012 04/07/2012 24/07/2012

Material do leito M85 M85 M85 M85+S M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 M85 SM

Duração total da corrida 8:32 9:48 6:15 9:05 8:35 9:00 8:50 8:00 9:53 9:19 9:18 10:20 9:15 9:40 9:20 10:00 13:30

Duração do período de avaliação 1:53 3:42 4:45 6:11 5:34 7:04 4:45 5:37 7:05 5:02 6:34 7:50 3:27 6:34 6:47 8:15 12:18

Horário do início do período de avaliação

12:05 12:02 10:25 10:19 13:26 10:13 11:50 10:58 11:00 12:43 10:31 09:09 12:53 11:05 9:58 09:36 8:33

Horário do final do período de avaliação

13:58 15:44 15:10 16:30 19:00 17:17 16:35 16:35 18:05 17:45 17:05 16:59 16:20 17:39 16:45 17:51 20:51

Vazões de injeção [kg/h]

Vapor (primário) 9,91 14,7 14,41 9,90 11,40 11,40 14,70 14,19 9,56 11,40 14,42 14,70 12,6 11,4 10,5 10,36 11,23

Oxigênio (primário) 7,00 4,00 6,34 6,60 6,00 6,00 3,99 6,24 6,35 5,97 6,33 4,00 7,00 6,00 6,40 6,18 5,98

N2 (recirculação válvula L) 0,73 0,73 0,77 0,73 0,73 0,82 0,84 1,45 1,48 1,47 1,46 1,48 1,48 1,48 1,48 1,43 1,46

Nitrogênio (vazão purgas) 2,86 2,86 2,86 2,86 2,86 2,86 2,85 0,65 0,63 0,65 0,63 0,65 0,63 0,65 0,65 0,65 0,65

Biomassa 15,65 13,74 14,31 14,63 14,15 14,08 13,28 14,33 14,78 14,69 14,73 14,39 23,61 14,99 18,74 19,13 15,54

Temperaturas [°C]

Riser (média de 7 TCs) 871 864 828 851 853 853 835 869 873 883 876 826 859 889 866 864 887

Riser aquec. elétrico (média) 836 820 799 820 825 825 828 845 845 844 844 815 837 844 841 841 813

Injeção de gás 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360 360

103

Teste 1

Teste 2

Teste 3

Teste 4

Teste 5

Teste 6

Teste 7

Teste 8

Teste 9

Teste 10

Teste 11

Teste 12

Teste 13

Teste 14

Teste 15

Teste 16

Teste 17

Pressões [mbar]

Pressão manom. saída CFB n/d n/d n/d n/d 28,87 30,18 31,88 37,84 30,22 33,70 39,37 33,70 50,00 33,92 35,69 35,19 31,33

Parâmetros de processo

Velocidade de fluidização (ufl) [m/s] 3,62 4,46 4,50 3,50 3,80 3,79 4,25 4,60 3,44 3,92 4,72 4,22 4,24 3,96 3,65 3,58 3,99

λ desejado base mássica 0,40 0,25 0,40 0,40 0,325 0,325 0,25 0,40 0,40 0,325 0,40 0,25 0,25 0,325 0,25 0,25 0,325

λ real base mássica 0,36 0,24 0,37 0,38 0,36 0,36 0,25 0,37 0,36 0,34 0,36 0,23 0,25 0,34 0,29 0,27 0,32

SB desejada base mássica 0,50 1,00 1,00 0,50 0,75 0,75 1,00 1,00 0,50 0,75 1,00 1,00 0,50 0,75 0,50 0,50 0,75

SB real base mássica 0,6 1,1 1 0,7 0,8 0,8 1,1 1 0,6 0,8 1 1 0,5 0,8 0,6 0,5 0,7

Razão H2O/O2 [mol/mol] 2,5 6,5 4,0 2,7 3,4 3,4 6,5 4,0 2,67 3,4 4,0 6,5 3,2 3,4 2,9 3,0 3,3

Componentes principais do gás produzido [% vol ]

H2 seco, livre de nitrogênio 25,1 30,4 24,5 21,6 27,1 27,1 33,8 24,9 25,5 26,5 26,2 31,9 31,3 27,9 29,9 29,2 27,1

CO seco, livre de nitrogênio 16,7 18,8 15,7 18,4 15,6 15,3 14,5 13,1 14,5 16,2 14,1 15,9 19,3 15,6 19 18,6 17,9

CH4 seco, livre de nitrogênio 6,2 7,2 6,2 6,2 6,3 6,2 6,2 5,6 5,8 6,3 6 6,4 6,6 6,4 6,8 6,7 6,4

CO2 seco, livre de nitrogênio 47,4 41 50,5 45,4 48,0 47,5 40,6 48,1 47,4 47,3 49,5 40,8 39,8 47,3 41,3 41,7 45,2

N2 seco 16,5 23,9 26,3 17,3 18,2 18,1 20,5 19,4 19,6 21,4 19,6 20 13,2 18,4 14,2 14,0 16,5

H2O 57 58 63 61 59 58 59 66 56 60 61 58 49 50 61 40 51

Teor de alcatrão [g/Nm 3]

BTX seco, livre de nitrogênio, na descarga do gaseificador

6,82 2,95 2,58 4,01 4,65 6,58 7,91 4,69 6,91 7,44 7,20 7,70 8,96 7,46 9,47 8,48 7,92

BTX seco, livre de nitrogênio, na descarga do filtro PALL

- - - - - - - - 6,44 2,71 3,47 5,93 6,36 2,75 8,64 4,42 1,66

PAH na descarga do gaseificador 4,23 4,08 2,36 5,43 3,47 3,49 3,23 3,14 2,94 3,54 3,15 4,02 5,91 4,37 5,71 4,43 5,31

104

Teste 1

Teste 2

Teste 3

Teste 4

Teste 5

Teste 6

Teste 7

Teste 8

Teste 9

Teste 10

Teste 11

Teste 12

Teste 13

Teste 14

Teste 15

Teste 16

Teste 17

PAH na descarga do filtro PALL - - - - - - - - 3,04 2,85 2,36 3,38 2,75 2,13 3,53 3,80 2,22

Fenóis na descarga do gaseificador 0,296 0,550 0,540 0,607 0,212 0,331 0,280 0,082 0,129 0,219 0,257 0,551 0,802 0,320 0,591 0,411 0,53

Fenóis na descarga do filtro PALL - - - - - - - - 0,017 0,055 0,053 0,204 0,094 0,056 0,097 0,106 0,02

Benchmarks Processo

Conversão de carbono [%] 83 43 47 76 75 77 62 74 73 68 75 70 73 82 87 86 93

Eficiência a frio [%] 49 33 26 44 45 47 46 42 43 42 44 51 53 51 62 60 60

Razão H2 / CO [-] 1,5 1,6 1,6 1,2 1,7 1,8 2,3 1,9 1,8 1,6 1,9 2,0 1,6 1,8 1,6 1,6 1,5

Notas

Pressão pulso (antes pulso) [bar] - 2,6 2,5 2,5 2,5 4 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3,3

Dp (começo) [mbar] - 43 49 43 43 59 66 77 78 78 90 88 144 122 108 118 84

Dp (final) [mbar] - 59 62 64 65 69 78 81 67 82 92 106 148 220 213 134 98

T gás pulso (média) [°C] - 412 406 406 406 407 407 408 407 407 407 408 407 408 406 407 407

T gás [°C] - 770 767 774 777 779 775 777 778 779 779 771 777 779 782 785 793

Tempo abertura válvula pulso [ms] - 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150

Carga particulado montante [g/Nm3] n.r. n.r. 71 9,1 15,1 15,6 7,3 - - - - - - - - 25,2 -

Carga particulado jusante [g/Nm3] - - - - - - - 0,07 0,58 0,16 0,07 0,03 - 0,06 0,04 - 0,02

Cinzas coletadas no filtro [kg] - 0,5 0,6 0,3 2,4 3,7 3,7 3,9 8,2 - 8 2,4 3,5 12 8 - 2,5

105

Com relação à composição do gás produzido no gaseificador, os valores mostrados

na Tabela 16 são semelhantes aos encontrados na literatura para pellets de madeira. As

composições são medidas em base volumétrica, seca e livre de nitrogênio, exceto o teor

de água. Na gaseificação com oxigênio e vapor, apenas o nitrogênio contido na

biomassa é fornecido ao sistema, mas há uma injeção de nitrogênio para purga dos

tubos que conectam os medidores de pressão diferencial ao gaseificador, para evitar o

entupimento com cinzas e areia. O sistema de alimentação de biomassa também é

pressurizado com nitrogênio para evitar o vazamento do gás produzido para os

parafusos de alimentação e daí para os silos e para o ambiente. A quantidade de

nitrogênio usada para purgar os medidores de pressão diferencial pode ser medida com

precisão, mas é mais difícil quantificar o total de nitrogênio fornecido ao sistema de

alimentação de biomassa. Foi feita uma estimativa com base nos balanços de massa,

considerando-se então que cerca de 50% do nitrogênio utilizado para a purga do sistema

de alimentação entra no reator e o restante escapa para o ambiente.

5.2.1 Concentração de hidrogênio no gás produzido

A concentração de hidrogênio no gás produzido recebeu bastante atenção nos

experimentos. A Figura 22 mostra a concentração de hidrogênio no gás produzido em

base seca e livre de nitrogênio em função do fator estequiométrico λ. Já a Figura 23

apresenta a concentração de hidrogênio no gás produzido na mesma base, mas em

função da razão vapor/biomassa.

106

Figura 22 – Concentração de H2 no gás produzido em base seca, livre de

nitrogênio em função de λ.

Figura 23 - Concentração de H2 no gás produzido em base seca, livre de

nitrogênio em função da razão vapor / biomassa.

20,00

22,00

24,00

26,00

28,00

30,00

32,00

34,00

36,00

0,15 0,20 0,25 0,30 0,35 0,40

Co

nce

ntr

açã

o d

e H

2d

nf

[%v

/v]

λ [-]

Test 1

Test 2

Test 3

Test 4

Test 5

Test 6

Test 7

Test 8

Test 9

20,00

22,00

24,00

26,00

28,00

30,00

32,00

34,00

36,00

0,2 0,7 1,2 1,7

Co

nce

ntr

açã

o d

e H

2d

nf

[%v

/v]

Razão S/B [-]

Test 1

Test 2

Test 3

Test 4

Test 5

Test 6

Test 7

Test 8

107

Com base nos gráficos pode ser visto que o aumento da razão vapor/biomassa, na

faixa de 0,8 até um valor entre 1,2 e 1,5 resultará no aumento da conversão de alcatrão e

consequentemente no teor de hidrogênio. Mantendo-se o valor da razão vapor/biomassa,

o teor de hidrogênio aumenta ligeiramente para valores baixos de λ e decresce para

λ>0,3.

5.2.2 Alcatrão

A formação de alcatrão é praticamente inevitável na gaseificação em leito

fluidizado circulante, pelas temperaturas de reação moderadas e período de residência

relativamente curto, resultando que as moléculas de hidrocarbonetos mais pesadas não

são totalmente convertidas para moléculas mais leves. A utilização de magnesita como

material do leito já contribui para minimizar a formação de alcatrão (SIEDLECKI,

2011). A Tabela 16 mostra a evolução das concentrações de alcatrão durante os

experimentos. Os componentes do alcatrão medidos foram hidrocarbonetos

poliaromáticos (PAH), hidrocarbonetos fenólicos e BTX (benzeno, tolueno e xileno).

Embora pela definição de alcatrão o benzeno não seja um componente (MENG, 2012),

por conveniência foi incluído aqui.

5.3 Determinação dos estados estacionários

Cada teste teve uma duração aproximada de 8 horas, gerando uma grande

quantidade de dados. Determinaram-se, para cada teste, os intervalos em que a unidade

de gaseificação atingiu o estado estacionário, através da análise da composição do gás

produzido e do suprimento dos insumos. Cada teste gerou diferentes quantidades de

estados estacionários, cujos dados, posteriormente, foram tratados e utilizados para o

cálculo do valor médio de cada variável de interesse, para um teste completo.

108

Para exemplificar a determinação dos estados estacionários, é demonstrada como

foi realizada a análise para o Teste 1. Inicialmente foram determinados, de forma visual,

intervalos em que o suprimento de vapor d’água e o de oxigênio tinham as oscilações

reduzidas (região delimitada pela linha tracejada na Figura 24). Uma das maiores

particularidades do sistema em estudo é a utilização de carga sólida. Um sistema de

carga para sólidos é muito mais complexo do que aquele utilizado para gases ou

líquidos e, dificilmente, a vazão fornecida por ele permanece estável. Em sistemas desse

tipo, é comum a utilização de um silo contendo uma balança ou célula de carga, cuja

função é registrar a massa de biomassa que entra no gaseificador por intervalo de tempo

e determinar uma vazão média. Portanto, falar em vazão instantânea de biomassa tem

pouco significado prático, devendo-se trabalhar com um valor médio para um intervalo

em que as outras variáveis indiquem que o sistema esteja em regime.

Figura 24 - Perfis de vazão de oxigênio, vapor d’água e biomassa durante o

Teste 1.

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

0

2

4

6

8

10

12

14

16

18

20

8:24:00 9:36:00 10:48:00 12:00:00 13:12:00 14:24:00 15:36:00 16:48:00 18:00:00

Vaz

ão d

e só

lidos

, kg/

h

Vaz

ão,

kg/h

Oxigênio Vapor d'água Biomassa

109

O passo seguinte foi verificar se, nos mesmos intervalos, os valores medidos para a

composição dos gases produzidos permaneciam constantes, ou com pequenas variações

em torno do valor médio para aquele período. Regiões de oscilações bruscas indicam

problemas de continuidade operacional, podendo ter como causa vazamentos, ou

entupimentos. Na Figura 25, essas regiões podem ser identificadas sem maiores

dificuldades. As linhas tracejadas indicam intervalos em que possivelmente o sistema

encontrava-se em regime permanente.

Figura 25 - Perfis de concentração de hidrogênio, monóxido de carbono e

dióxido de carbono durante o Teste 1.

Em seguida, para cada intervalo calculou-se o valor médio e o respectivo desvio

padrão de cada variável. Com isso, foi possível verificar o quanto cada desvio

representava em relação à média obtida, e identificar se aquele período poderia de fato

ser considerado um estado estacionário. À exceção da vazão de biomassa, cujo motivo

já foi esclarecido anteriormente, todos os desvios obtidos representavam menos que

10% do valor médio de cada variável. Foram obtidos 69 estados estacionários a partir

dos 16 testes.

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

8:24:00 9:36:00 10:48:00 12:00:00 13:12:00 14:24:00 15:36:00 16:48:00 18:00:00

Con

cent

raçã

o, %

volu

me

H2 CO CO2

Mais adiante, eliminaram

outliers, cujos valores observados ficaram numericamente distantes do restante dos

dados. Por último, calculou

gerando, finalmente, as variáveis de resposta desejadas para a análise do planejamento

experimental. A tabela com os valores de resposta obtidos para todos os estados

estacionários é apresentada no

enquanto o Anexo II apresenta a média de todos os estados estacionários selecionados.

5.4 Avaliação dos dados ger

Experimentos em unidades piloto possuem dificuldades inerentes à escala quando

se deseja desenvolver e aplicar um planejamento experimental a fim de subsidiar uma

análise estatística do processo. Quando a unidade utiliza uma carga sólida,

dificuldades tornam-se ainda maiores. Nestes casos, uma das dificuldades mais

relevantes é a controlabilidade do processo, isto é, o controle dos fatores do

planejamento. Este fato implica

Figura 26 - Esquema

estacionário para cada uma das combinações (esquerda) e para o ponto central

110

Mais adiante, eliminaram-se os estados estacionários considerados anômalos ou

, cujos valores observados ficaram numericamente distantes do restante dos

dados. Por último, calculou-se a média dos estados estacionários para cada teste,

gerando, finalmente, as variáveis de resposta desejadas para a análise do planejamento

. A tabela com os valores de resposta obtidos para todos os estados

estacionários é apresentada no Anexo I, com a indicação de sua seleção ou não,

apresenta a média de todos os estados estacionários selecionados.

Avaliação dos dados gerados pelos testes

Experimentos em unidades piloto possuem dificuldades inerentes à escala quando

se deseja desenvolver e aplicar um planejamento experimental a fim de subsidiar uma

análise estatística do processo. Quando a unidade utiliza uma carga sólida,

se ainda maiores. Nestes casos, uma das dificuldades mais

relevantes é a controlabilidade do processo, isto é, o controle dos fatores do

planejamento. Este fato implica que, por mais que se planeje determinado valor

Esquema que mostra a obtenção de um único valor de estado

estacionário para cada uma das combinações (esquerda) e para o ponto central

(direita).

se os estados estacionários considerados anômalos ou

, cujos valores observados ficaram numericamente distantes do restante dos

se a média dos estados estacionários para cada teste,

gerando, finalmente, as variáveis de resposta desejadas para a análise do planejamento

. A tabela com os valores de resposta obtidos para todos os estados

de sua seleção ou não,

apresenta a média de todos os estados estacionários selecionados.

Experimentos em unidades piloto possuem dificuldades inerentes à escala quando

se deseja desenvolver e aplicar um planejamento experimental a fim de subsidiar uma

análise estatística do processo. Quando a unidade utiliza uma carga sólida, as

se ainda maiores. Nestes casos, uma das dificuldades mais

relevantes é a controlabilidade do processo, isto é, o controle dos fatores do

que, por mais que se planeje determinado valor para

um único valor de estado

estacionário para cada uma das combinações (esquerda) e para o ponto central

111

uma variável independente, dificilmente o valor realizado será o mesmo, principalmente

quando se trabalha com média de pontos e média de médias.

Nos testes na TUDelft , outro aspecto que deve ser levado em consideração é o fato

dos experimentos terem sido realizados em triplicata, devendo-se, portanto, obter uma

média para cada uma das combinações do planejamento experimental. Na Figura 26 é

apresentado um esquema mostrando o universo amostral e sua respectiva redução para

se chegar aos valores de um estado estacionário, para uma das combinações dos fatores

(esquerda) e para o ponto central (direita). Cada teste leu em torno de 3.000 pontos,

gerando em média 4,3 estados estacionários. Foi calculada a média destes estados,

gerando um estado estacionário médio por teste para cada variável. Em seguida,

calculou-se a média entre os testes em réplica, gerando, por fim, um único valor para

cada variável.

Como temos dois fatores, dois níveis e um ponto central, a quantidade de

combinações possíveis é de cinco condições (quatro combinações dos dois fatores em

dois níveis e mais o ponto central). A Tabela 17 apresenta as médias finais dos fatores

obtidas como consequência da variação da alimentação de biomassa, para cada uma das

combinações e para o ponto central, além do seu valor planejado e o respectivo desvio

em relação ao planejado..

112

Tabela 17 - Média dos pontos obtidos em cada set-point.

Planejado Realizado Desvio

λ S/B λ S/B λ S/B

0,250 0,500 0,263 0,534 -5% -7%

0,250 1,000 0,237 1,034 5% -3%

0,325 0,750 0,349 0,787 -7% -5%

0,400 1,000 0,368 0,989 8% 1%

0,400 0,500 0,370 0,628 8% -26%

Na Figura 27 é observada a representação gráfica dos pontos apresentados na

Tabela 6. É possível notar que os desvios do valor realizado em relação ao planejado

não seguiram um padrão, mostrando uma variabilidade aleatória.

Figura 27 - Representação dos valores finais para os fatores e os respectivos

valores planejados.

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

1,20

0,200 0,250 0,300 0,350 0,400 0,450

S /

B

λ

Planejado Realizado

113

O processo de gaseificação tem como objetivo produzir uma corrente rica em

hidrogênio e monóxido de carbono. Ao mesmo tempo é fundamental manter uma alta

relação H2/CO em virtude das exigências dos processos de síntese. Por esta razão, as

variáveis escolhidas como resposta foram a concentração de hidrogênio, de monóxido

de carbono, de metano e de dióxido de carbono (estas duas últimas pois é desejado

minimizá-las). Além dessas saídas, foram realizadas amostragens durante os testes para

a determinação da concentração de alcatrão em cada uma das condições do

planejamento. Os resultados dessas análises também foram avaliados como resposta.

A Tabela 18 mostra os fatores e as respostas para cada um dos pontos do

planejamento. No teste 12 não foi realizada a amostragem do alcatrão pela mesma

metodologia empregada nos outros testes, conhecida como Solid Phase Adsorption

(SPA). Portanto, para a avaliação estatística dos resultados, seu valor foi replicado a

partir de um teste em condições similares.

114

Tabela 18 - Fatores e respostas para os testes realizados.

Teste Ponto λ S/B % H2 % CO % CO2 % CH4

Alcatrão, g/Nm³

com BTX

sem BTX

12 1 0,266 0,534 29,0 18,6 41,8 6,7 6,7 4,8

15 7 0,274 0,534 30,0 18,9 41,4 6,8 6,4 5,4

13 13 0,250 0,534 31,3 19,3 39,7 6,6 6,9 5,1

Média 0,263 0,534 30,1 18,9 41,0 6,7 6,7 5,1

Desvio 0,013 0,000 1,1 0,3 1,1 0,1 0,2 0,3

4 2 0,375 0,668 24,4 18,1 47,7 6,4 7,5 6,0

9 8 0,360 0,582 25,9 14,8 46,9 5,8 - -

1 14 0,377 0,633 25,1 16,7 47,4 6,2 5,3 4,7

Média 0,370 0,628 25,1 16,5 47,3 6,1 6,4 5,4

Desvio 0,009 0,043 0,7 1,6 0,4 0,3 1,5 1,0

2 3 0,224 0,976 31,0 18,3 39,1 7,0 5,2 4,7

16 9 0,234 1,019 30,9 16,7 40,6 6,6 5,4 4,4

7 15 0,254 1,108 34,0 14,4 41,3 6,2 5,3 3,6

Média 0,237 1,034 32,0 16,5 40,3 6,6 5,3 4,2

Desvio 0,015 0,067 1,8 2,0 1,1 0,4 0,1 0,6

8 4 0,375 0,996 25,5 12,8 47,7 5,4 8,2 3,4

3 10 0,369 0,986 25,2 15,2 50,7 6,0 3,3 2,9

11 16 0,361 0,986 25,8 14,1 49,6 5,9 4,5 3,5

Média 0,368 0,989 25,5 14,0 49,4 5,8 5,4 3,2

Desvio 0,007 0,006 0,3 1,2 1,6 0,3 2,5 0,3

6 5 (C) 0,364 0,823 27,2 14,9 47,6 6,0 8,3 3,8

14 6 (C) 0,335 0,756 27,6 15,8 47,3 6,5 4,8 4,2

5 11 (C) 0,358 0,807 27,1 15,6 48,0 6,3 10,9 3,8

10 12 (C) 0,338 0,762 27,4 15,6 47,4 6,3 6,9 3,5

Média 0,349 0,787 27,3 15,5 47,6 6,2 7,7 3,8

Desvio 0,014 0,033 0,2 0,4 0,3 0,2 2,5 0,3

115

5.4.1 Análise estatística dos resultados

Para a avaliação do planejamento experimental foi utilizado o software

STATISTICA , desenvolvido pela Statsoft. Essa ferramenta computacional permite a

realização de todas as análises estatísticas descritas no item 4, entre muitas outras. A

primeira análise realizada foi a verificação da magnitude do efeito de cada fator nas

variáveis de resposta, e a determinação da significância estatística de cada um dos

efeitos. Para isso utilizou-se a ferramenta conhecida como gráfico de Pareto para os

efeitos normalizados, como mostra a Figura 28, utilizando um nível de significância de

5%. O valor da concentração dos gases produzidos está em base isenta de água e

nitrogênio (ER = λ).

A linha vermelha vertical, em p = 0,05, delimita o valor mínimo para que o efeito

normalizado de uma variável independente, em cada uma das variáveis dependentes,

seja significativo do ponto de vista estatístico. Esses gráficos podem ser facilmente

interpretados, já que uma simples indicação visual revela os efeitos que não são

significativos e, portanto, que devem ser ignorados ao determinar-se o modelo empírico

que melhor ajusta os dados. De forma sucinta, a concentração de hidrogênio sofre

influência do fator estequiométrico, a concentração de monóxido de carbono sofre

influência tanto do fator estequiométrico quanto da razão vapor/biomassa, a razão

H2/CO é afetada basicamente pelo fator estequiométrico e, por último, a concentração

de alcatrão não tem nenhuma relação significativa com as duas variáveis independentes.

Ainda de acordo com a análise, nenhuma das respostas é afetada por interações entre os

fatores, ou seja, não há interações de segunda ordem entre as variáveis independentes.

Figura 28 - Gráficos de Pareto para os efeitos normalizados (no sentido

horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H

Corroborando as conclusões acima, os gráficos apresentados na

permitem uma interpretação mais simples sobre o impacto de cada um dos fatores

as respostas.

116

Gráficos de Pareto para os efeitos normalizados (no sentido

horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H

dióxido de carbono).

Corroborando as conclusões acima, os gráficos apresentados na

permitem uma interpretação mais simples sobre o impacto de cada um dos fatores

Gráficos de Pareto para os efeitos normalizados (no sentido

horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão H2/CO e

Corroborando as conclusões acima, os gráficos apresentados na Figura 29

permitem uma interpretação mais simples sobre o impacto de cada um dos fatores para

Figura 29 - Gráficos com os resultados obtidos nas condições não centrais (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

Através do conhecimento

variáveis de resposta, foram determinados modelos empíricos, ignorando aqueles

mencionados como desprezíveis do ponto de vista estatístico. A

efeitos significativos para cada resposta, com os respectivos desvios e intervalos de

confiança. O teste t de Student é utilizado para determinar a significância do efeito. A

117

Gráficos com os resultados obtidos nas condições não centrais (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

H2/CO e dióxido de carbono).

Através do conhecimento da significância dos efeitos dos fatores para cada uma das

variáveis de resposta, foram determinados modelos empíricos, ignorando aqueles

mencionados como desprezíveis do ponto de vista estatístico. A Tabela

efeitos significativos para cada resposta, com os respectivos desvios e intervalos de

tudent é utilizado para determinar a significância do efeito. A

Gráficos com os resultados obtidos nas condições não centrais (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

da significância dos efeitos dos fatores para cada uma das

variáveis de resposta, foram determinados modelos empíricos, ignorando aqueles

Tabela 19 apresenta os

efeitos significativos para cada resposta, com os respectivos desvios e intervalos de

tudent é utilizado para determinar a significância do efeito. A

118

mesma tabela contém também os coeficientes dos modelos, com os respectivos desvios

e intervalos de confiança.

Tabela 19 - Estimativa dos efeitos e dos coeficientes para os modelos, com as

variáveis significativas.

H2 Efeito Erro

Padrão t(14) p -95,% +95,% Coeficiente.

Erro Padrão

-95% +95%

Média. 28,814 0,303 95,175 0,000 28,164 29,463 28,814 0,303 28,164 29,463

(1) λ -6,770 0,783 -8,645 0,000 -8,449 -5,090 -3,385 0,392 -4,225 -2,545

CO Efeito Erro

Padrão t(13) p -95,% +95,% Coeficiente

Erro Padrão

-95,% +95%

Média 16,459 0,285 57,759 0,000 15,843 17,075 16,459 0,285 15,843 17,075

(1) λ -3,073 0,733 -4,190 0,001 -4,657 -1,488 -1,536 0,367 -2,328 -0,744

(2)S/B -3,596 0,801 -4,490 0,001 -5,327 -1,866 -1,798 0,400 -2,663 -0,933

CO2 Efeito Erro

Padrão t(13) p -95,% +95,% Coeficiente

Erro Padrão

-95,% +95,%

Média 44,102 0,271 163,029 0,000 43,518 44,687 44,102 0,271 43,518 44,687

(1) λ 9,850 0,696 14,148 0,000 8,346 11,354 4,925 0,348 4,173 5,677

(2)S/B 1,817 0,760 2,390 0,033 0,175 3,460 0,909 0,380 0,087 1,730

CH4 Efeito Erro

Padrão t(14) p -95,% +95,% Coeficiente

Erro

Padrão -95,% +95,%

Média. 6,396 0,073 87,430 0,000 6,239 6,553 6,396 0,073 6,239 6,553

(1) λ -0,797 0,189 -4,214 0,001 -1,203 -0,392 -0,399 0,095 -0,602 -0,196

H2/CO Efeito Erro

Padrão t(14) p -95,% +95,% Coeficiente

Erro

Padrão -95,% +95,%

Média 1,760 0,043 41,344 0,000 1,668 1,851 1,760 0,043 1,668 1,851

(2)S/B 0,456 0,126 3,619 0,003 0,186 0,727 0,228 0,063 0,093 0,363

Alcatrão Efeito Erro

Padrão t(14) p -95,% +95,% Coeficiente

Erro

Padrão -95,% +95,%

Média. 6,245 0,166 25,089 0,000 3,815 9,528 6,245 0,166 3,815 9,528

Os valores dos coeficientes são sempre metade dos valores dos efeitos. Este

fenômeno acontece porque, para o cálculo dos efeitos, considera-se a variação da

resposta quando os fatores são reduzidos ou aumentados em dois níveis, isto é, entre -1

e +1. No caso dos coeficientes, seus valores indicam a variação da resposta em função

119

da variação unitária dos fatores, devendo considerar o que a variação unitária representa

em variação da variável.

Os modelos obtidos que apresentaram significância estatística são apresentados nas

Equações (122) a (126),

-�A%C = 42,10 − 44,28 ∗ AλC (122)

�1A%C = 27,63 − 20,10 ∗ A%C − 6,26 ∗ A� �⁄ C (123)

�1�A%C = 22,17 + 64,42 ∗ A%C + 3,16 ∗ A� �⁄ C (124)

�-.A%C = 7,96 − 5,21 ∗ A%C (125)

-�/�1A%C = 1,76 + 0,46 ∗ A� �⁄ C (126)

Como nos resultados acima já foram eliminados os efeitos não significativos, é

possível notar que nenhum dos intervalos de confiança inclui o valor nulo (zero). Para a

concentração de hidrogênio no gás de saída, o efeito do fator estequiométrico apresenta

um valor negativo, ou seja, reduz-se a entrada e aumenta-se o valor da resposta. A

mesma análise pode ser aplicada, de forma análoga, às outras variáveis de resposta.

Na Figura 30 são apresentados os pontos experimentais versus os pontos obtidos

através dos modelos propostos. Quanto mais próximos da linha vermelha estiverem os

pontos experimentais, menores serão os resíduos dos modelos. Nota-se que o modelo

determinado para a concentração de hidrogênio é o que melhor se ajusta aos pontos

obtidos experimentalmente, gerando menores resíduos, principalmente na faixa de

concentração entre 24% e 28%. Para o monóxido de carbono, embora a tendência dos

resultados experimentais seja expressa pela equação, o modelo gera resíduos mais

significativos.

120

Para a concentração de alcatrão, o modelo gerado pelo STATISTICA não consegue

ser ajustado para fornecer uma boa correlação com os resultados experimentais.

Considerando que a concentração de alcatrão não sofre influência das duas variáveis

independentes, ou seja, do fator estequiométrico e da razão vapor-biomassa, a média

obtida foi de 6,41 g/Nm³ com um desvio padrão de 1,9 g/Nm³. É relatado na literatura

(MENG, 2012) que a variável de maior efeito no teor de alcatrão é a temperatura de

reação, com o seu aumento levando à formação de uma maior quantidade de seus

precursores.

Figura 30 - Valores experimentais

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

Os resultados da análise de variância dos modelos encontram

caso do alcatrão, a equação determinada pelo STATISTICA não fornece nenhuma

121

Valores experimentais versus valores obtidos pelos modelos (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

H2/CO e dióxido de carbono).

análise de variância dos modelos encontram-se na

caso do alcatrão, a equação determinada pelo STATISTICA não fornece nenhuma

valores obtidos pelos modelos (no

sentido horário: hidrogênio, monóxido de carbono, metano, alcatrão, razão

se na Tabela 20. No

caso do alcatrão, a equação determinada pelo STATISTICA não fornece nenhuma

122

correlação com os dados experimentais e, portanto, não faz sentido realizar a sua

ANOVA, pois ela não representa a variação em função dos fatores.

Uma primeira indicação sobre os desempenhos dos modelos pode ser obtida através

do coeficiente de determinação (R2), cuja fórmula é a razão entre a soma quadrática da

regressão (SSR) e a total (SST). Para avaliar com mais exatidão a significância estatística

da regressão, pode-se realizar um teste, onde a hipótese nula significa que não há

relação entre a variável dependente e independente. Neste caso, a razão entre as médias

quadráticas da regressão (MSR) e dos resíduos (MSE) segue uma distribuição de Fischer

ou F. Portanto, quando o valor de Fcrítico é menor que a razão entre as médias, a hipótese

nula é rejeitada, e o modelo é considerado representativo, pelo menos localmente. Os

dados dessas análises encontram-se na Tabela 21.

123

Tabela 20 - Resultados da análise de variância (ANOVA).

H2 Soma

quadrática Grau de liberdade

Média quadrática

F p

(1) λ 97,7617 1 97,76165 74,73169 0,000001

Erro 18,3144 14 1,30817

SQ total 116,0760 15

CO Soma quadrática

Grau de liberdade

Média quadrática

F p

(1) λ 20,08266 1 20,08266 17,55472 0,001059

(2)S/B 23,06296 1 23,06296 20,15987 0,000608

Erro 14,87204 13 1,14400

SQ total 55,83253 15

CO2 Soma quadrática

Grau de liberdade

Média quadrática

F p

(1) λ 206,3719 1 206,3719 200,1709 0,000000

(2)S/B 5,8898 1 5,8898 5,7129 0,032681

Erro 13,4027 13 1,0310

SQ total 222,5331 15

CH4 Soma quadrática

Grau de liberdade

Média quadrática

F p

(1) λ 1,356271 1 1,356271 17,75577 0,000867

Erro 1,069387 14 0,076385

SQ total 2,425658 15

H2/CO Soma quadrática

Grau de liberdade

Média quadrática

F p

(2)S/B 0,372352 1 0,372352 13,09842 0,002790

Erro 0,397982 14 0,028427

SQ total 0,770334 15

124

Tabela 21 - Coeficiente de determinação e teste de significância da regressão.

R2 Fcrítico MSR/MSr

H2 0,856 4,600 28,183

CO 0,734 3,806 11,916

CO2 0,945 3,806 11,637

CH4 0,679 4,600 9,961

H2/CO 0,508 4,600 6,923

Alcatrão 0,076 4,600 0,278

De acordo com o teste de hipóteses, as razões entre as médias quadráticas da

regressão e dos resíduos são maiores do que os valores de Fcrítico para todas as respostas

menos o alcatrão e, portanto, cinco regressões tem significância estatística. O modelo

para a concentração de hidrogênio foi o melhor obtido.

O resíduo do modelo pode ser dividido em dois erros distintos: a falta de ajuste da

regressão e o erro puro (ou erro aleatório). Para avaliar o erro puro é necessária a

realização de réplicas dos testes, mantendo os fatores muito bem controlados. Apesar

dos testes terem sido realizados, no mínimo, em tréplicas, as variáveis independentes

não foram mantidas em níveis constantes o suficiente para a determinação do erro puro.

Como resultados da avaliação estatística têm-se, em suma, que:

• O modelo obtido para a concentração de hidrogênio tem significância

estatística e sofre influência apenas do fator estequiométrico.

• O modelo obtido para a concentração de monóxido de carbono tem

significância estatística e sofre influência tanto do fator estequiométrico quanto da

razão vapor-biomassa.

• O modelo obtido para a razão hidrogênio-monóxido de carbono possui

significância estatística e sofre influência apenas da razão vapor-biomassa.

125

• O modelo obtido para a concentração de alcatrão não possui significância

estatística.

Para o caso da razão H2/CO, existe a possibilidade dos efeitos do fator

estequiométrico na concentração de hidrogênio e na concentração de monóxido de

carbono se anularem ao ponto da variável combinada sofrer influência apenas da razão

vapor-biomassa.

5.4.2 Análise do teor de alcatrão

A amostragem de alcatrão é realizada através da metodologia conhecida como

Solid Phase Adsorption (SPA), onde um cartucho contendo um material adsorvente de

sílica aglutinada por n-propilamina é inserido em uma linha com fluxo constante de gás

produzido. Essa metodologia pode interferir na representatividade da concentração de

monoaromáticos na amostra, pois por serem os compostos mais voláteis presentes no

alcatrão, podem ser perdidos devido à evaporação.

Diante da falta de significância para o ajuste do teor de alcatrão, decidiu-se por

analisar o teor de alcatrão descontando os monoaromáticos, além de avaliar os efeitos

dos fatores nas diferentes classes de compostos do alcatrão, tais como nos

poliaromáticos, nos monoaromáticos e nos compostos fenólicos.

A Tabela 22 apresenta os resultados obtidos em todos os testes, à exceção do teste

9, cuja amostragem SPA não foi realizada. Todavia, replicou-se para este teste o valor

obtido em condições similares, apesar desta manobra tornar menos relevante a

determinação do erro puro.

126

Tabela 22 - Teores de alcatrão, alcatrão sem BTX, poliaromáticos,

monoaromáticos e fenólicos determinados através de amostragem SPA.

Teste Total - BTX PAH MAH Fenólicos

1 5,33 4,67 4,39 0,67 0,27

2 5,21 4,75 4,00 0,46 0,75

3 3,33 2,90 2,36 0,42 0,54

4 7,47 6,04 5,43 1,43 0,61

5 10,89 3,78 3,47 7,12 0,31

6 8,30 3,79 3,49 4,50 0,30

7 5,32 3,57 3,23 1,75 0,34

8 8,22 3,36 3,14 4,85 0,22

9 - - - - -

10 6,91 3,52 3,30 3,39 0,21

11 4,52 3,47 3,23 1,05 0,25

12 6,73 4,84 4,43 1,88 0,41

13 6,91 5,05 4,48 1,85 0,57

14 4,84 4,21 3,93 0,63 0,28

15 6,43 5,35 4,88 1,08 0,47

16 5,37 4,39 3,85 0,98 0,54

Como esperado, na grande maioria dos testes, a quase totalidade do alcatrão é

composta por compostos poliaromáticos. Em seguida foi realizada a análise dos efeitos

dos fatores nas variáveis de interesse, cujos resultados que apresentaram significância

estatística encontram-se na Tabela 23. Os gráficos de Pareto, apresentados na Figura

31, ilustram o mesmo fato.

127

Tabela 23 - Tabela de efeitos para as diferentes formas de avaliar o teor de

alcatrão.

Alcatrão Efeito Coeficiente

Média 6,24012 6,240115

(1) λ 1,07881 0,539407

(2)S/B -1,53930 -0,769649

(1) x (2) -0,14137 -0,070687

Alcatrão (-BTX) Efeito Coeficiente

Média 4,28002 4,280020

(1) λ -0,48639 -0,243190

(2)S/B -2,11226 -1,056130

(1) x (2) -1,65568 -0,827840

Monoaromáticos Efeito Coeficiente

Média 1,960096 1,960096

(1) λ 1,565203 0,782601

(2)S/B 0,572963 0,286482

(1) x (2) 1,514302 0,757151

Poliaromáticos Efeito Coeficiente

Média 3,84475 3,844750

(1) λ -0,28449 -0,142250

(2)S/B -2,01687 -1,008440

(1) x (2) -1,49875 -0,749370

Fenólicos Efeito Coeficiente

Média 0,435268 0,435268

(1) λ -0,201896 -0,100948

(2)S/B -0,095386 -0,047693

(1) x (2) -0,156928 -0,078464

Figura 31 - Gráficos de Pareto para

conversão de carbono e rendimento a frio

128

Gráficos de Pareto para os diferentes componentes

conversão de carbono e rendimento a frio.

componentes do alcatrão,

129

As frações de alcatrão cujos resultados experimentais permitiram construir uma

tendência em função dos fatores foram o alcatrão (-BTX) e os poliaromáticos. Os

gráficos correlacionando os valores experimentais com os preditos pelos modelos são

apresentados na Figura 32.

Figura 32 – Correlação entre os valores experimentais e os preditos pelos

modelos para os diferentes

130

Correlação entre os valores experimentais e os preditos pelos

s diferentes componentes do alcatrão, conversão de carbono e

rendimento a frio.

Observed vs. Predicted Values2 factors at two levels; MS Residual=2,573878

DV: Rend.

60 65 70 75 80 85 90

Observed Values

60

65

70

75

80

85

90

Pre

dict

ed V

alue

s

Correlação entre os valores experimentais e os preditos pelos

, conversão de carbono e

131

Os outros modelos obtidos, que apresentaram significância estatística são

apresentados nas Equações (127) a (130),

PQRSTUãW − �XYAZ /94⁄ C = 7,23 − 1,67 ∗ A� �⁄ C − 6,11 ∗ A%C ∗ A� �⁄ C (127)

[WQ\SUW9áT\RW^AZ /94⁄ C = 6,66 − 2,03 ∗ A� �⁄ C − 4,38 ∗ A%C ∗ A� �⁄ C (128)

�� = 91,42 − 12,84 ∗ A�/�C (129)

��� = 116,17 − 135,37 ∗ A%C (130)

132

5.4.3 Determinação de uma região ótima de operação

Existe uma região em que a qualidade do gás de síntese, produto da gaseificação,

encontra-se otimizada em relação a aspectos como: as exigências dos processos de

síntese a jusante, os rendimentos de hidrogênio e monóxido de carbono, e a geração de

produtos condensáveis. Como as variáveis de resposta englobam esses três aspectos

principais, podemos buscar a faixa ótima para os valores dos fatores, neste caso o fator

estequiométrico e a razão vapor-biomassa, que forneçam um gás com a melhor

qualidade que o range operacional dessas variáveis de processo permita obter.

Para a determinação desse ponto ótimo, foi empregada a função alvo ou

desirability, do STATISTICA, gerando uma função objetivo, representada por um

gráfico de superfície, cuja resposta em função das variáveis independentes é um valor

entre 0 a 1. Quanto mais próximo da unidade, mais perto de atingir o melhor valor de

cada uma das respostas desejadas. A Figura 33 mostra a superfície gerada.

As tendências impostas para a construção da função objetivo foram:

- Maximizar: %H2, %CO e H2/CO

- Minimizar: %CO2, %CH4 e Alcatrão (-BTX)

Através deste gráfico é possível notar que, para maximizar a função desirability,

cujo significado físico é a otimização do processo em função das variáveis estudadas, se

faz necessário reduzir o fator estequiométrico ao menor valor possível, ou seja, reduzir a

vazão de oxigênio em relação à quantidade necessária para a combustão estequiométrica

do bagaço. Entretanto, existe uma limitação técnica para a redução indefinida do fator

estequiométrico, devido às exigências energéticas do processo de gaseificação

utilizando o conceito empregado, ou seja, o de um processo autotérmico. Neste

133

gaseificador, a energia necessária para que as reações altamente endotérmicas ocorram é

suprida através do calor gerado pela combustão parcial do bagaço.

> 0,6 < 0,5 < 0,3 < 0,1 < -0,1

0,20

0,22

0,24

0,26

0,28

0,30

0,32

0,34

0,36

0,38

0,40

ER

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1,0

1,1

1,2

S/B

-0,2

0,0

0,2

0,4

0,6

0,8

Desirabi lity

Figura 33 - Superfície de resposta para a função desirability.

A variável S/B possui um menor impacto na função desirability, apesar de também

apresentar um valor que otimiza a qualidade do gás gerado. De acordo com os testes,

quanto maior a razão vapor-biomassa, ou seja, quanto maior a quantidade do agente

gaseificante, mais perto do valor ótimo as variáveis de interesse estarão. Ao mesmo

tempo, uma maior quantidade de vapor implica em um maior consumo de água de

processo e, consequentemente, uma maior geração de efluentes líquidos. Portanto, deve

ser realizada uma avaliação minuciosa do impacto econômico que esta diferença no

134

consumo de água tem para o processo, levando-se em consideração o valor do gás

formado de acordo com sua qualidade e a diferença nos custos operacionais ao

utilizarem-se diferentes quantidades de vapor. A Figura 34 mostra os perfis dos valores

preditos pelos modelos de cada variável e para a função desirability.

ER

22,000

32,678

38,000

S/B Desirability

0,

,5

1,

24,408

29,226

34,045

%H

2

0,

,5

1,

10,000

16,197

23,000

0,

,5

1,

12,848

16,081

19,315

%C

O

0,

,5

1,

34,000

40,086

54,000

1,

,5

0,

39,142

44,945

50,749

%C

O2

1,

,5

0,

5,0000

6,6010

8,0000

1,

,5

0,

5,4306

6,1936

6,9567

%C

H4

1,

,5

0,

1,0000

2,0434

2,6000

0,

,5

1,

1,3496

1,8598

2,3700

H2/

CO

0,

,5

1,

1,5000

3,7905

7,0000

1,

,5

0,

2,9029

4,4716

6,0404

Alc

atrã

o

1,

,5

0,

,22368 ,37658

,59946

,53359 1,108

Des

irabi

lity

Figura 34 - Metodologia de determinação do ponto ótimo do planejamento

através de interpolação por spline.

Baseado em todas essas informações, o ponto ótimo de operação no âmbito da

qualidade do gás de síntese produzido, é com um fator estequiométrico igual a 0,22 e

uma razão vapor biomassa igual a 1,11.

135

5.5 Análises de sólidos

5.5.1 Análise das cinzas da biomassa

O teor médio de cinzas das amostras de bagaço foi 6,6% em massa. Estes

componentes inorgânicos foram analisados para que a distribuição dos mesmos fosse

conhecida. Os resultados, constantes na Tabela 24, mostraram que há uma grande

variedade de moléculas presentes nas cinzas do bagaço, sendo a sílica a substância em

maior abundância.

136

Tabela 24 - Média dos resultados de análise das cinzas do bagaço de cana utilizado.

Média Desvio

SiO2 % TS 4,49 0,33

Al 2O3 % TS 0,604 0,083

CaO % TS 0,136 0,019

Fe2O3 % TS 0,875 0,067

K2O % TS 0,248 0,021

MgO % TS 0,0948 0,0096

MnO % TS 0,0121 0,0012

Na2O % TS 0,0151 0,0010

P2O5 % TS 0,0638 0,0081

TiO2 % TS 0,147 0,008

Ba mg/kg TS 13,9 1,2

Be mg/kg TS 0,0353 0,0058

Co mg/kg TS 1,43 0,19

Cr mg/kg TS 8,12 2,21

Mo mg/kg TS 2,91 0,27

Nb mg/kg TS 1,04 0,07

Ni mg/kg TS 1,79 0,54

Sc mg/kg TS 1,40 0,13

Sr mg/kg TS 7,29 0,82

V mg/kg TS 21,05 2,30

W mg/kg TS < 3 0

Y mg/kg TS 1,32 0,13

Zr mg/kg TS 18,5 0,5

137

5.5.2 Velas cerâmicas do filtro de alta temperatura

Durante os testes foram utilizados dois tipos de velas cerâmicas no filtro de alta

temperatura. Nos primeiros 16 experimentos foram utilizadas as velas cerâmica padrão

DIA-SCHUMALITH N tipo 10-20, que não têm efeito catalítico. Para o teste 17 foram

utilizadas velas catalíticas experimentais do tipo N280612.1, fornecidas pela empresa

Pall Schumacher da Alemanha. As propriedades físicas do material das velas estão

descritas na Tabela 25.

Tabela 25 - Propriedades físicas do material das velas.

Propriedade DIA SCHUMALITH

N tipo 10-20

N280612.1

(BBGas project)

Dimensão (da/di/L) [mm] 60/10/1500 60/15.2/1500

Material suporte da vela SL N 20 Al 2O3

Material da membrana DIA 10

grãos de Mullita Al 2O3

Porosidade do suporte das velas [vol %] 35 39,5

Densidade do material das velas [g/cm3] 1,85 2,3

Coeficiente de expansão das velas

[10-6 K-1] 5,1 8,5

Permeabilidade específica da vela

catalítica (sem a espuma cerâmica

catalítica) [10-13 m2]

55 23,7

5.5.3 Experimentos com o filtro de alta temperatura

O comportamento do filtro de alta temperatura é analisado a partir da perda de

carga do filtro. As tendências mais características da perda de carga medida durante os

experimentos foram selecionadas e mostrados a seguir, calculadas como médias móveis

dos valores medidos pelo supervisório.

138

O comportamento do filtro durante o experimento apresenta a característica da

perda de carga aumentando à medida que novas partículas sólidas são retidas pelo

elemento de filtro e a torta aumenta de espessura. O sistema de pulsos regenera uma

vela de cada vez. Cada pulso causa uma diminuição e depois aumento da perda de

carga, que então se estabiliza num valor definido como referência ou linha de base da

perda de carga, que é mais baixa que o valor antes do pulso. Esta é uma indicação de

que a torta foi removida. Logo em seguida, recomeça a deposição da torta e como

resultado o aumento da perda de carga. No começo, quando as velas são novas, a perda

de carga aumenta até que seja atingido um equilíbrio entre a carga de partículas e o ciclo

de regeneração. Uma camada permanente de torta é então formada e irá operar como o

meio filtrante. Uma linha de referência constante é sinal de uma filtração estável. A

regeneração periódica das velas necessita remover algumas camadas de particulado que

formam a assim chamada torta removível para atingir uma filtração em estado

estacionário.

As temperaturas do gás medidas no interior do filtro estão mostradas nas Figuras

35 a 40. Estão mostrados os gráficos de um experimento para cada ponto de operação,

além do experimento com as velas catalíticas. Algumas observações podem ser feitas

para entender melhor alguns comportamentos. Na Figura 38, as resistências elétricas

foram automaticamente desligadas após um alarme e na Figura 40 os valores da perda

de carga e da temperatura caíram em razão do escoamento ter sido interrompido para

troca de uma conexão de borracha na alimentação do leito.

139

Figura 35 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 3.

Figura 36 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 4.

640

660

680

700

720

740

760

780

800

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

10

:55

11

:05

11

:15

11

:25

11

:35

11

:45

11

:54

12

:04

12

:14

12

:24

12

:34

12

:44

12

:53

13

:03

13

:13

13

:23

13

:33

13

:43

13

:52

14

:02

14

:12

14

:22

14

:32

14

:42

14

:51

15

:01

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_7th May 2012

Tgas

Q = 28 Nm3/h

λ = 0,4

SB = 1

Dp referência no início do teste: 50 mbar

Dp referência no final do teste : 60 mbar

720

730

740

750

760

770

780

790

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

10

:20

10

:37

10

:54

11

:11

11

:28

11

:45

12

:02

12

:19

12

:36

12

:53

13

:10

13

:27

13

:44

14

:01

14

:18

14

:35

14

:52

15

:09

15

:26

15

:43

16

:00

16

:17

16

:34

16

:51

17

:08

17

:25

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_11th May 2012

Tgas

Q = 32 Nm3/h

λ = 0,4

SB = 0,5

Dp referência no início do teste: 36 mbar

Dp referência no final do teste : 58 mbar

140

Figura 37 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 6.

Figura 38 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 12.

720

730

740

750

760

770

780

790

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

10

:10

10

:26

10

:43

10

:59

11

:16

11

:32

11

:49

12

:05

12

:22

12

:38

12

:55

13

:11

13

:28

13

:44

14

:01

14

:17

14

:34

14

:50

15

:07

15

:23

15

:40

15

:56

16

:13

16

:29

16

:46

17

:02

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_31st May

2012

Q = 33 Nm3/h

λ = 0,325

SB = 0,75

Dp referência no início do teste: 47 mbar

Dp referência no final do teste : 68 mbar

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

0

20

40

60

80

100

120

140

160

180

200

9:0

0

9:1

8

9:3

7

9:5

5

10

:14

10

:32

10

:51

11

:09

11

:28

11

:46

12

:05

12

:23

12

:42

13

:00

13

:19

13

:37

13

:56

14

:14

14

:33

14

:51

15

:10

15

:28

15

:47

16

:05

16

:24

16

:42

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_20th June 2012

Tgas

Q = 34 Nm3/h

λ = 0,25

SB = 1

Dp referência no início do teste: 87 mbar

Dp referência no final do teste : 132 mbar

141

Figura 39 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 16.

Figura 40 - Perda de carga e perfil de temperatura durante o Teste 17 (velas

catalíticas).

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

0

50

100

150

200

250

300

350

7:4

5

8:0

8

8:3

1

8:5

4

9:1

7

9:4

0

10

:04

10

:27

10

:50

11

:13

11

:36

11

:59

12

:23

12

:46

13

:09

13

:32

13

:55

14

:18

14

:42

15

:05

15

:28

15

:51

16

:14

16

:37

17

:01

17

:24

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_4th July 2012

Tgas

Q = 39 Nm3/h

λ = 0,25

SB = 0,5

Dp referência no início do teste: 189 -> 111 mbar

Dp referência no final do teste: 138 mbar

600

620

640

660

680

700

720

740

760

780

800

820

0

50

100

150

200

250

300

9:0

0

9:2

7

9:5

6

10

:24

10

:51

11

:19

11

:46

12

:14

12

:41

13

:09

13

:36

14

:04

14

:32

14

:59

15

:27

15

:54

16

:22

16

:49

17

:17

17

:44

18

:12

18

:39

19

:07

19

:34

20

:02

20

:29

[°C

]

Dp

[m

ba

r]

Dp_24th July 2012

Tgas

Q = 41 Nm3/h

λ = 0,32

SB = 0,7

Dp referência no início do teste: 100 mbar

Dp referência no final do teste : 92 mbar

142

A frequência da regeneração das velas foi modificada durante os testes,

especialmente o intervalo de tempo entre cada pulso se tornou mais longo de acordo

com o aumento dos valores das perdas de carga. A pressão dos pulsos foi ajustada para

um valor de 3,1 bar após os primeiros testes. Todos os testes começaram com um valor

de perda de carga que aumentou no final do experimento pelo aumento da espessura da

torta. Os valores de perda de carga aumentaram significativamente com aumento da

alimentação de biomassa, ou seja, com a diminuição do fator estequiométrico λ. Os

finos de magnesita, usada como leito, foram capturados pelos dois ciclones, de maneira

que não houve incorporação à torta, diferentemente de testes anteriores na TUDelft

(SIMEONE et al., 2011).

5.5.4 Caracterização de sólidos.

A caracterização de sólidos pode ser dividida em medição das partículas e

caracterização do particulado.

A medição de partículas utiliza o princípio da medição isocinética, em que uma

amostra do gás é extraída do escoamento principal do gás em um ponto de amostragem

especificado por um período de tempo medido, com uma vazão isocinéticamente

controlada (ISO, 2003). O volume do gás coletado é medido e um filtro préviamente

pesado coleta o material particulado arrastado na amostra de gás. Este filtro é então seco

e pesado novamente. O aumento da massa do filtro é considerado devido ao particulado

no gás. A razão entre a massa de particulado coletado e o volume de gás permite o

cálculo da concentração de particulado no gás. Para a medição das partículas foi

utilizado um impactador cascata modelo Pilat Mark 5, fabricado pela empresa Pollution

Control System Corp, que permite a determinação da carga de particulado e sua

distribuição granulométrica. Este equipamento consiste em uma sequência de estágios e

placas onde as partículas são coletadas. Pode haver um máximo de 11 estágios e este

143

número pode variar dependendo da vazão requerida durante a amostragem. Cada estágio

contém bocais que variam em número e diâmetro. Quando as partículas atravessam os

bocais de cada estágio, de acordo com sua inércia, são coletadas nas placas ou passam

para o próximo estágio. Há um diâmetro de corte d50 associado a cada estágio. O

tamanho das partículas coletadas vai diminuindo através do impactador, até o último

estágio onde os finos são coletados. Um filtro de fibra de borossilicato é colocado em

cada estágio. O procedimento de preparação consiste na limpeza e pesagem de cada

filtro e placa de coleta. O impactador foi mantido à temperatura de 400 °C para evitar

tanto a deposição de alcatrão quanto de condensados. Após a amostragem, o

equipamento é resfriado e aberto. A diferença de peso em cada estágio é usada para

calcular a concentração de partículas correspondente a cada d50. O equipamento permite

uma medição da distribuição de partículas no intervalo entre 0,20 e 30 µm. Para alguns

estágios selecionados, foram analisadas as partículas usando a técnica de microscopia de

eletrônica de varredura com detetor de energia dispersiva de raios-x (SEM-EDX). Para

amostragem a jusante do gaseificador e do filtro, foram projetadas duas sondas de

acordo com a norma ISO 9096 para garantir a amostragem isocinética. O procedimento

de amostragem também seguiu a mesma norma. Para coleta das partículas foi utilizado

o impactador cascata aquecido a 400 °C. Um diagrama do sistema de amostragem está

apresentado na Figura 41.

144

Figura 41 – Sistema de amostragem de partículas.

A sonda (1) tem um diâmetro de 5 mm e é colocada no centro da seção transversal

do local a ser amostrado e aquecido eletricamente (9) até o impactador cascata (2). Uma

válvula para alta temperatura (10) é aberta no momento de iniciar a amostragem do gás

com uma bomba (5). O escoamento do gás foi sempre mantido a temperaturas

superiores a 300 °C, na maior parte do tempo entre 350 °C e 400 °C, até a entrada no

impactador, para evitar a condensação de alcatrão. A temperatura do gás é medida antes

e após o impactador. Uma sequência de condensador (3) em banho de gelo, e uma

vidraria (4), cheia de sílica gel, foi utilizada para resfriar o gás e reter água e alcatrão

antes da bomba. Um rotâmetro (6) foi utilizado para regular a vazão do gás, garantindo

a amostragem isocinética na sonda. O volume total de gás amostrado foi medido por um

totalizador de gás (7). Esta informação foi utilizada num segundo momento para

calcular a carga de particulado. O impactador e o aparato do sistema de amostragem de

partículas foi usado em medições a montante e a jusante do filtro de alta temperatura, de

modo não simultâneo, por só estar disponível um desses equipamentos. O tempo total

de amostragem foi de 10 minutos a montante do filtro de alta temperatura e de 5 a 8

m3

3 4

5 6

7 1

2

8

9

10

145

horas a jusante do filtro de alta temperatura. Esta diferença no período de amostragem

se deve à alta carga de particulado do gás antes do filtro e à baixa carga após este filtro.

A Figura 42 mostra as placas do impactador e o filtro de borossilicato após um

experimento. A placa 1, a mais próxima do gaseificador apresenta uma grande

quantidade de material particulado grosseiro, enquanto o diâmetro das partículas vai

diminuindo progressivamente em direção à placa 10. A partir do aumento de massa de

cada filtro e placa durante o experimento pode ser determinada a carga de particulado

para cada faixa de diâmetros de partículas. Os dados foram analisados e foram

realizadas análises SEM-EDX das amostras coletadas. Os resultados mostraram grandes

quantidades de C, Ca e Fe, como esperado.

Figura 42 - Placas do impactador após um experimento.

A distribuição granulométrica das partículas a montante e a jusante do filtro de alta

temperatura estão mostradas nas Figuras 43 a 48. Para comparação, os resultados

mostrados nos gráficos são de testes diferentes, mas com as mesmas condições de λ e de

S/B. A Figura 49 mostra os resultados para a distribuição granulométrica do teste com

as velas catalíticas. As condições dos testes estão apresentadas na Tabela 26.

146

Tabela 26 - Testes e pontos escolhidos para amostragem de particulado na

campanha experimental.

Set-point λ S/B Ponto 1, montante

0,25 0,5 Ponto 1, jusante

Ponto 2, montante 0,25 1

Ponto 2, jusante

Ponto 3, montante 0,325 0,75

Ponto 3, jusante

Ponto 4, montante 0,4 0,5

Ponto 4, jusante

Ponto 5, montante 0,4 1

Ponto 5, jusante

Velas catalíticas 0,32 0,7

As curvas de distribuição granulométrica mantiveram a mesma tendência

multimodal tanto a montante quanto a jusante do filtro. O comportamento anômalo

apresentado na curva a jusante do filtro na Figura 48 é devido provavelmente à

contaminação por partículas pesadas deixadas pela sonda. A análise SEM-EDX, de

certa forma corrobora esta conclusão, pela detecção de partículas pesadas, como as de

tungstênio. Não há indicações claras de que a filtração melhorou ou piorou ao longo dos

testes. A eficiência de remoção das partículas foi maior para diâmetros maiores que

2µm. Não houve indicação de condensação de alcatrão por inspeção visual dos

substratos obtidos pela amostragem, nem através das análises SEM-EDX. Este fato

pode ser atribuído ao fato de a temperatura na entrada do impactador cascata ter sido

mantida acima de 300 °C em todos os testes.

147

Figura 43 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,25 e S/B=0,50.

Figura 44 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,25 e S/B=1,00.

1

10

100

1000

10000

100000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.25; SB 0.5

DW UP

0

1

10

100

1000

10000

100000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.25; SB 1

DW UP

148

Figura 45 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,325 e S/B=0,75.

Figura 46 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro durante

os testes com λ=0,40 e S/B=0,50.

1

10

100

1000

10000

100000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.325; SB 0.75

DW UP

1

10

100

1000

10000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.4; SB 0.5

DW UP

149

Figura 47 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro

durante os testes com λ=0,40 e S/B=1,00.

Figura 48 – Distribuição granulométrica a jusante e a montante do filtro

durante os testes com λ=0,325 e S/B=0,75, com a utilização das velas catalíticas.

A Figura 49 mostra todas as distribuições granulométricas do particulado a

montante e a jusante do filtro de alta temperatura nos testes.

0

1

10

100

1000

10000

100000

1000000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.4; SB 1

DW UP

1

10

100

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

lambda 0.32; SB 0.7

DW UP

150

Figura 49 – Distribuição granulométrica a montante e a jusante do filtro

durante testes com diferentes pontos de operação.

As curvas mostram tendências similares e valores de concentração bem próximos.

É difícil comprovar o efeito das diversas condições de operação. Uma possibilidade é

que a o material do leito em todas as faixas da distribuição granulométrica amostradas

pelo impactador tenha contaminado as amostras e mascarado a contribuição da fuligem.

Por outro lado, a sobreposição quase perfeita entre as curvas de distribuição de testes

realizados com pontos de operação muito próximos confirma a confiabilidade do

método de amostragem e a repetibilidade das amostras.

A eficiência da filtragem foi calculada a partir da carga de partículas e mostrada na

Tabela 27. O alto valor da carga de partículas coletadas a montante do filtro durante o

Teste 3 (realizado no ponto 5) é provavelmente devido à contaminação com graxa no

momento da abertura do impactador. O uso de graxa foi evitado nos testes

subsequentes.

0

1

10

100

1000

10000

100000

1000000

0 1 10 100

Con

cent

r. d

M/d

log(

dae

) [m

g/N

m3]

Aerodynamic diameter d ae [µµµµm]

UP1

DW 1

UP2

DW 2

UP 3

DW 3

UP4

DW 4

UP5

DW5

151

Tabela 27 – Eficiência da filtragem das velas DSN 10-20

SP1 SP2 SP3 SP4 SP5

Carga de particulado

a montante do filtro [g/Nm3] 25,2 7,3 15,6 9,1 71

Carga de particulado

a jusante do filtro [g/Nm3] 0,04 0,05 0,16 0,58 0,07

Eficiência do filtro [%] 99,8 99,3 98,9 93,6 99,9

5.5.5 Efeito do filtro na composição do gás

A composição do gás foi medida antes e depois do filtro tanto para os testes com as

velas DSN 10-20 quanto com as velas catalíticas. O teor de água foi medido através de

análise gravimétrica. O teor de hidrogênio apresentou aumento de cerca de 10% pela

utilização das velas DSN 10-20 e de cerca de 20% pela utilização das velas catalíticas.

Já o comportamento do CO e do CO2 é diferente para os dois tipos de velas. O CO se

mantém constante e o CO2 aumenta cerca de 3% para as velas DSN 10-20, enquanto o

CO diminui cerca de 15% e o CO2 permanece constante para as velas catalíticas. O

tempo de residência no filtro combinado com as altas temperaturas parece favorecer

algumas reações, principalmente a reação de shift na fase gás quando utilizado o DSN

10-20. Com a utilização das velas catalíticas, o efeito desta reação é mais evidente e a

razão H2/CO aumentou mais de 50%, atingindo o valor de 2,8. Os resultados estão

apresentados na Tabela 28.

152

Tabela 28 – Composição do gás antes e depois do filtro PALL para dois tipos de

velas e diferentes pontos de operação.

Composição base seca

livre de N2 (vol% dnf)

Teste 15 Teste 12 Teste 10 Teste 9 Teste 11 Teste velas catalíticas

entrada saída entrada saída entrada saída entrada saída entrada saída entrada saída

H2 29,9 32,7 31,9 35,3 26,5 28,7 25,5 28,8 26,2 29,4 27,1 33,2 CO 19,0 20,6 15,9 15,5 16,2 16,0 14,5 15,1 14,1 13,7 17,9 15,0 CH4 6,8 7,1 6,4 6,9 6,3 6,6 5,8 6,1 6,0 6,3 6,4 6,2 CO2 41,3 42,0 40,8 42,3 47,3 48,7 47,4 50,0 49,5 50,6 45,2 45,5 H2O 61,0 39,5 58,0 57,2 60,0 62,0 56,0 77,5 61,0 47,6 51,0 21,0

As concentrações de alcatrão medidas antes e depois do filtro estão mostradas na

Tabela 28 para cinco pontos de operação diferentes e para o experimento com as velas

catalíticas. Com relação ao efeito das velas DSN 10-20, o efeito na concentração de

alcatrão é devido ao tempo de residência no filtro e a alta temperatura. O ponto de

menor produção de alcatrão parece ser o do Teste 9, isto é, com λ=0,36 e S/B=0,6, mas

com a pouca confiabilidade da medição de alguns componentes do alcatrão, como visto

anteriormente, este dado tem de ser examinado com cuidado. Também tem de ser

levado em conta o teor de hidrogênio, de CO2, de CO, e de metano, como observado na

função desirability. No entanto, o efeito benéfico do leito de magnesita combinado com

a utilização de velas catalíticas parece ser a melhor solução para o alcatrão.

153

Figura 50 - Concentração de alcatrão antes e depois do filtro PALL para

pontos de operação selecionados.

5.5.6 Análise SEM-EDS

Através da análise SEM-EDS da composição das partículas a montante do filtro, é

possível notar uma clara distinção. Há partículas contendo altos teores de carbono e

partículas com baixos teores de carbono. Não há diferenças significativas na topografia

das partículas, mas as partículas contendo alto teor de carbono geralmente são escuras

com forma achatada e arestas relativamente agudas. As amostras analisadas mostram

que nem todas as partículas coletadas em um estágio tem tamanho uniforme. As

partículas contendo baixos teores de carbono contêm teores de magnésio relativamente

altos. A explicação mais provável desta composição é a presença de finos do material

do leito. Já as partículas de alto teor de carbono são resultantes de cenosferas ou

fuligem, carbono não convertido no gaseificador. Também é claramente visível um

decréscimo no tamanho das partículas à medida que são atingidos estágios com menores

bocais, como esperado. O tamanho das partículas tem uma distribuição normal, com sua

154

média coincidindo com d50 de cada estágio do impactador. A diminuição do tamanho

das partículas pode ser vista na Figura 51 para o teste 7.

Figura 51 - Imagem SEM do teste 17 (4 de julho), com particulado coletado em

diferentes estágios.

O substrato apresenta um alto teor de magnésio e um pouco de ferro, indicando a

presença de magnesita. Algumas das partículas aparentam ser uma aglomeração de

materiais mais finos, contendo cálcio, silício, potássio e fósforo. Um exemplo da

composição do estágio com diâmetro aerodinâmico de corte de 5,7 µm do teste 7 está

mostrado na Figura 52.

Figura 52 - Análise SEM-EDS de amostra a montante do filtro com λ=0,25 e

S/B=1 com diâmetro aerodinâmico de corte de 5,7 µm. Composição em base

mássica.

155

Os resultados da amostragem com o impactador cascata da carga de partículas a

jusante do filtro para o Teste 12, que tem o mesmo ponto de operação do Teste 7 estão

mostrados na Figura 53. Como a carga de particulado nos filtros de borossilicato é

bastante baixa, foi necessário cortar um pedaço filtro para executar a análise. As fibras

de borossilicato podem ser vistas claramente na foto. Como na análise a montante do

filtro, a amostragem a jusante do filtro mostra um decréscimo geral no tamanho do

particulado, correspondendo ao diâmetro aerodinâmico dos estágios. Como mostrado na

Figura 54, os componentes principais são metais alcalinos que passaram através do

filtro em fase vapor e condensaram como sais, além de magnesita, indicando o arraste

de magnesita para o filtro durante os experimentos.

Figura 53 - Imagem SEM de particulados coletados em diferentes estágios a

jusante do filtro, no Teste 12.

156

Figura 54 - Análise SEM-EDS de amostragem a jusante do filtro, com λ=0,25 e

S/B=1, em estágio com diâmetro aerodinâmico de corte de 1 mm. Composição

em base mássica.

5.5.7 Análise das cinzas do filtro

Foram coletadas e analisadas amostras das cinzas retidas pelo filtro. Sua

composição obtida pela técnica de fluorescência de raios-x (XRF) está mostrada na

Tabela 29.

157

Tabela 29 - Análise XRF de amostras de cinzas coletadas durante os testes 9, 10 e

14, composição em base mássica.

Composto Teste 9 Teste 10 Teste 14

MgO 31,06 28,87 38,05

SiO2 20,55 21,14 16,74

Fe2O3 10,87 12,08 10,08

Al 2O3 7,64 8,26 6,48

CaO 6,1 6,27 6,75

K2O 2,12 2,57 1,48

TiO2 0,91 1,12 0,63

P2O5 0,84 0,98 0,69

MnO 0,41 0,4 0,45

Na2O 0,2 0,17 0,17

SO3 0,11 0,11 0,08

Cl 0,06 0,04 0,08

Cr2O3 0,03 0,03

Co3O4 0,02

SrO 0,01 0,02 0,04

ZrO2 0,01 0,02 0,01

CuO 0,01 0,01

ZnO 0,01 0,01 0,02

NiO 0,01 0,01

MoO3 0,01

158

Os compostos principais observados nas cinzas foram SiO2, Fe2O3, Al2O3, K2O, e

CaO. As cinzas são coerentes com o bagaço de cana e com o leito de magnesita,

utilizados durante os testes.

Através da composição das cinzas pode ser calculada uma aproximação para a

temperatura de fusão do leito. Esta temperatura pode ser inferior a 800 °C para algumas

palhas, mas no caso do bagaço de cana-de-açúcar o leito se comportou bem até 900 °C.

159

6 Resultados das Simulações Computacionais

6.1 Modelo CFD Euleriano-Euleriano usando ANSYS FLUENT

Para a simulação do comportamento fluidodinâmico e térmico do gaseificador de

leito fluidizado circulante foi utilizada a técnica de fluidodinâmica computacional

(CFD), utilizando como ferramenta o programa FLUENT da empresa ANSYS.

A princípio foi feita uma simulação utilizando-se a formulação Euleriana-

Euleriana, com a fase gasosa e as fases das partículas sólidas modeladas como fases

contínuas. Esta formulação tem a vantagem de exigir malhas menos refinadas e

permitirem maiores passos de tempo comparadas à formulação Euleriana-Lagrangeana

(ENWALD et al., 1996), com economia computacional, mas tem a desvantagem de não

permitir a utilização de distribuições granulométricas nas partículas sólidas, pelo

próprio conceito de fase contínua. Os modelos utilizando a formulação Euleriana-

Euleriana são frequentemente utilizados para a simulação de leitos fluidizados, tanto

borbulhantes como circulantes (HARTGE et al., 2009; SHI et al., 2007; YU et al.,

2007).

O estudo foi feito inicialmente com a simulação do comportamento fluidodinâmico

do gaseificador da planta piloto da TUDelft a quente. No entanto, os dados obtidos nos

testes não tinham o nível de detalhe necessário para a validação do modelo, pois seu

objetivo maior era a análise da composição dos gases. Foi então utilizada a geometria da

planta piloto de gaseificação GABI-1, utilizando-se os resultados de testes

experimentais realizados no Núcleo Experimental de Fortaleza - NUEF. A simulação foi

desenvolvida em 3D, com escoamento multifásico utilizando-se a formulação de Euler

tanto para a fase contínua (gás) como para a fase dispersa (sólidos) e o modelo de

turbulência κ-ε realizable. Foram também introduzidas as equações de transferência de

calor, contudo sem inserir a cinética das reações químicas. Como resultados obtiveram-

160

se os perfis de pressão, temperatura e velocidade de sólidos e gases e da fração

volumétrica dos sólidos para o regime de leito fluidizado circulante tanto na etapa de

alimentação do leito no gaseificador, que ocorre em escoamento em leito fluidizado

borbulhante, como na etapa de circulação em leito fluidizado circulante. A partir destes

resultados foram adicionalmente gerados vídeos apresentando situações de operação do

gaseificador.

6.2 Gaseificador modelado

O gaseificador modelado foi a planta de gaseificação GABI-1 localizada em

Fortaleza.

Este gaseificador foi projetado para operar nas seguintes condições:

• Alimentação de gases: ar, oxigênio, vapor, nitrogênio e/ou mistura destes;

• Aquecimento através de resistências elétricas do riser e do downcomer a

temperaturas de até 850 °C;

A Figura 55 ilustra a planta piloto GABI-1, que inclui o gaseificador de leito

fluidizado circulante modelado.

Figura

A Figura 56 apresenta o esquema simplificado do gaseificador apresentando os

componentes principais do circuito fechado de fluidização:

válvula não mecânica do tipo

161

Figura 55 – Planta piloto GABI-1.

apresenta o esquema simplificado do gaseificador apresentando os

componentes principais do circuito fechado de fluidização: riser, ciclone,

não mecânica do tipo L, e os pontos de medição de temperatura.

apresenta o esquema simplificado do gaseificador apresentando os

, ciclone, downcomer e

L, e os pontos de medição de temperatura.

162

Figura 56 - Esquema simplificado do gaseificador da planta piloto GABI-1.

6.3 Modelo físico

O modelo físico é representado por um circuito fechado, contendo os seguintes

componentes:

163

• riser: tubulação onde ocorrem as reações de gaseificação e o transporte dos

gases e sólidos;

• ciclone: separador mecânico sólido-gás.

• standpipe ou downcomer: tubulação de retorno das partículas sólidas

coletadas pelo ciclone;

• válvula não-mecânica de sólidos tipo L: regula a taxa de recirculação dos

sólidos para o riser; adicionalmente evita o curto circuito do sistema.

Os materiais utilizados na simulação são o nitrogênio como agente fluidizante,

injetado na parte inferior do riser e na válvula L e a magnesita para ser utilizado como

leito a ser fluidizado e arrastado através do riser.

6.4 Geometria e malha

A Figura 57 apresenta a geometria utilizada nesta simulação. O ciclone possui

uma configuração tridimensional, fazendo com que o gaseificador não esteja contido

num plano. É necessária uma inclinação na linha de interligação entre a entrada lateral

de sólidos e gases do ciclone e o riser, caso contrário será requerida uma curva que

adiciona uma perda de carga desnecessária e perturba o escoamento no fundo do

downcomer. Esta inclinação é então compensada no trecho de interligação após a

válvula não mecânica, e o riser, com uma outra inclinação em outro plano.

164

Figura 57 - Geometria do gaseificador em 3D.

6.5 Simulação e validação

Esta simulação vem sendo desenvolvida desde 2009. Ao longo deste período, o

poder computacional foi aumentado, partindo de um micro HP Z800 com 12

processadores, para a utilização do cluster do CENPES a princípio com 40, depois 128

e agora 516 processadores em paralelo. Foram também tentadas a formulação DDPM,

híbrida entre Euleriana-Euleriana e Lagrangiana-Euleriana, mas não foi possível a

convergência desta simulação com este grau de complexidade de geometria. A

simulação aqui apresentada foi sendo validada e ajustada ao longo do tempo,

primeiramente através de um modelo físico em acrílico na escala 1:4 denominado FABI

– Fluidização de Biomassa localizado no CENPES e mostrado na

modelo instrumentado e com supervisório adequado para captura de dados de pressão

diferencial e pode utilizar diversos tipos de leito, sendo até possível a utilização de

bronze em pó para a simulação do comportamento a quente.

Figura 58 – Modelo físico a frio de leito fluidizado circulante.

Foram também usados para validação os dados obtidos nos experimentos na

TUDelft , cada um com a sua geometria. Por ocasiã

GABI-1, foram obtidos dados mais detalhados para validação da simulação. Como

trata de uma simulação 3D, multifásica, com turbulência, transmissão de calor

geometria complexa, a convergência do modelo é difícil s

de mudança dos passos de tempo e de ajuste nos fatores de relaxação para que seja

atingido o resultado final. 165

Fluidização de Biomassa localizado no CENPES e mostrado na Figura

modelo instrumentado e com supervisório adequado para captura de dados de pressão

diferencial e pode utilizar diversos tipos de leito, sendo até possível a utilização de

ra a simulação do comportamento a quente.

Modelo físico a frio de leito fluidizado circulante.

Foram também usados para validação os dados obtidos nos experimentos na

, cada um com a sua geometria. Por ocasião dos testes iniciais na planta piloto

1, foram obtidos dados mais detalhados para validação da simulação. Como

de uma simulação 3D, multifásica, com turbulência, transmissão de calor

geometria complexa, a convergência do modelo é difícil sendo frequente a necessidade

de mudança dos passos de tempo e de ajuste nos fatores de relaxação para que seja

Figura 58. É um

modelo instrumentado e com supervisório adequado para captura de dados de pressão

diferencial e pode utilizar diversos tipos de leito, sendo até possível a utilização de

Modelo físico a frio de leito fluidizado circulante.

Foram também usados para validação os dados obtidos nos experimentos na

o dos testes iniciais na planta piloto

1, foram obtidos dados mais detalhados para validação da simulação. Como se

de uma simulação 3D, multifásica, com turbulência, transmissão de calor e

endo frequente a necessidade

de mudança dos passos de tempo e de ajuste nos fatores de relaxação para que seja

166

A simulação permitiu obter perfis instantâneos de fração de volume de sólidos,

frações molares dos gases, pressões, temperatura das espécies e velocidade dos gases.

Além do escoamento em leito fluidizado circulante, foi também simulada a

alimentação do leito no gaseificador, que se dá em regime de leito fluidizado

borbulhante, através do riser, com injeção de nitrogênio com baixas velocidades, apenas

para que o leito se comporte como líquido. À medida que o leito vai sendo alimentado,

seu aumento de nível faz com que suba ao downcomer através da válvula não mecânica

e da perna de interligação, em contracorrente, pelo princípio dos vasos comunicantes,

como mostrado na Figura 59.

Figura 59 - Simulação da alimentação do leito no gaseificador.

O perfil instantâneo da fração de volume de sólidos no instante de tempo de 10,57 s

mostra o gás injetado na base do riser, fazendo com que o leito alcance o regime de

leito fluidizado borbulhante. Desta forma, os sólidos são direcionados com velocidade

moderada para cima, à medida que o nível do leito vai se elevando pela alimentação no

riser e seguindo o princípio dos vasos comunicantes, se dirige para a base do

downcomer, através da perna de interligação e da válvula L, formando o selo necessário

para o início da operação de leito fluidizado circulante.

As configurações do modelo est

A Figura 60 apresenta as velocidades do gás no interior do

ocorrido em 12 de fevereiro de 2014. No período ent

12:00h, as velocidades calculadas a partir da

vermelha, se mantiveram próximas a 0,5 m/s. A curva verde mostra a velocidade

necessária para ser atingido o arraste de sólidos no regime de leito fluidizado circulante

e a curva roxa mostra a velocidade de mínima f

que os sólidos se comportem como um líquido.

Figura 60 - Velocidades no interior do

A velocidade média dos gases de 0,5 m/s no experimento, ao ser imposta na

simulação resultou em um escoamento em regime de leito fluidizado borbulhante,

mostrada na Figura 59. O escoamento ascendente, pelo princípio dos vasos 167

e seguindo o princípio dos vasos comunicantes, se dirige para a base do

, através da perna de interligação e da válvula L, formando o selo necessário

início da operação de leito fluidizado circulante.

s configurações do modelo estão mostradas no ANEXO 3.

apresenta as velocidades do gás no interior do riser

ocorrido em 12 de fevereiro de 2014. No período entre 7:00h e aproximadamente

, as velocidades calculadas a partir da vazão de nitrogênio, mostradas na curva

vermelha, se mantiveram próximas a 0,5 m/s. A curva verde mostra a velocidade

necessária para ser atingido o arraste de sólidos no regime de leito fluidizado circulante

e a curva roxa mostra a velocidade de mínima fluidização, velocidade necessária para

s se comportem como um líquido.

Velocidades no interior do riser em experimento.

A velocidade média dos gases de 0,5 m/s no experimento, ao ser imposta na

resultou em um escoamento em regime de leito fluidizado borbulhante,

. O escoamento ascendente, pelo princípio dos vasos

e seguindo o princípio dos vasos comunicantes, se dirige para a base do

, através da perna de interligação e da válvula L, formando o selo necessário

em experimento

re 7:00h e aproximadamente

vazão de nitrogênio, mostradas na curva

vermelha, se mantiveram próximas a 0,5 m/s. A curva verde mostra a velocidade

necessária para ser atingido o arraste de sólidos no regime de leito fluidizado circulante

luidização, velocidade necessária para

em experimento.

A velocidade média dos gases de 0,5 m/s no experimento, ao ser imposta na

resultou em um escoamento em regime de leito fluidizado borbulhante,

. O escoamento ascendente, pelo princípio dos vasos

168

comunicantes, levou à formação do selo de sólidos. A simulação representou tanto

qualitativa quanto quantitativamente o experimento de alimentação de sólidos no

gaseificador.

A Figura 61 apresenta a fração de volume de sólidos durante a operação normal do

gaseificador. No topo da figura, à esquerda é mostrado o detalhe da injeção de gás na

válvula L.

Figura 61 - Simulação da operação normal em leito fluidizado circulante.

O selo se encontra em funcionamento, evidenciado pela fração de volume de

sólidos na cor vermelha. A fase gasosa forma uma bolha na válvula L devido à injeção

do gás naquele ponto, mostrado pela cor azul.

A Figura 62 apresenta a simulação do funcionamento do ciclone em operação

normal de leito fluidizado circulante. O gás sai pelo topo, enquanto as partículas sólidas

do leito são direcionadas para o downcomer, em baixo.

Tanto a Figura 61 quanto a Figura 62 mostram o comportamento esperado para o

escoamento de forma que os sólidos sejam arrastados no riser, sejam separados no

169

ciclone, direcionados para o downcomer, e a válvula L, com a manutenção do selo e o

retorno ao riser.

Figura 62 - Simulação do funcionamento do ciclone em operação normal.

A Figura 63 apresenta o perfil de pressão simulado na operação normal em leito

fluidizado circulante, mostrando que as pressões na base do riser e do downcomer se

encontram na faixa de 100 a 150 mbar.

Figura 63 - Perfil de pressão simulado do gaseificador durante a operação

A Figura 64 apresenta a evolução da

porosa durante o experimento executado dia 12/02/2014. O gaseificador apresentou

escoamento em regime de leito fluidizado circulante com a pressão mostrada na cor azul

oscilando entre 90 e 130 mbar aproximadamente no p

Figura 64 - Medição de pressão na base do 170

Perfil de pressão simulado do gaseificador durante a operação

normal.

apresenta a evolução da pressão medida na base do riser

porosa durante o experimento executado dia 12/02/2014. O gaseificador apresentou

escoamento em regime de leito fluidizado circulante com a pressão mostrada na cor azul

oscilando entre 90 e 130 mbar aproximadamente no período entre 14h e 16h.

Medição de pressão na base do riser durante experimento.

Perfil de pressão simulado do gaseificador durante a operação

riser após a placa

porosa durante o experimento executado dia 12/02/2014. O gaseificador apresentou

escoamento em regime de leito fluidizado circulante com a pressão mostrada na cor azul

eríodo entre 14h e 16h.

durante experimento.

171

Comparando a Figura 63 com a Figura 64, observa-se que a pressão no fundo do

riser obtida através da simulação apresentou valores médios em torno de 125 mbar,

enquanto os valores obtidos no experimento foram em torno de 110 mbar. Em que

pesem as naturais oscilações apresentadas no experimento, se utilizarmos os valores

médios, podemos concluir que a simulação representou o experimento com um desvio

em torno de 13,6%.

A Figura 65 apresenta o perfil simulado de temperatura dos gases. O gás é injetado

no riser a uma temperatura de cerca de 300 °C (573 K), por motivos de segurança, uma

temperatura mais baixa que a de aquecimento das fornalhas da parede do gaseificador,

que é de cerca de 650 °C (973 K). Há então um gradiente de temperatura entre o gás na

injeção e as paredes, com o gás se aquecendo, à medida que vai ascendendo. Caso

estivéssemos gaseificando, o gradiente é menor, inferior a 20 °C, pelas reações

exotérmicas de combustão que ocorrem na parte inferior do riser, que é mais rica em

oxigênio. Como estamos apenas simulando a circulação a quente do gaseificador, o seu

comportamento é menos isotérmico.

Figura 65 - Perfil de temperatura dos gases simulado.

172

Ao contrário dos gases, o perfil de temperatura dos sólidos apresenta uma menor

variação ao longo do gaseificador, como mostrado na Figura 66, permanecendo durante

a operação a uma temperatura mais próxima à temperatura de aquecimento das

fornalhas de 650 °C. Esta é uma das vantagens dos gaseificadores de leito fluidizado,

pois o leito de sólidos mantém a temperatura quase constante ao longo do gaseificador,

com um comportamento quase isotérmico.

Figura 66 - Perfil de temperatura simulado dos sólidos.

A Figura 67 apresenta a temperatura média no riser em teste experimental

realizado no dia 12 de fevereiro de 2014. Durante o experimento foram estudados dois

casos de temperatura, com o gaseificador operando nos patamares de 650°C (923 K) e

de 700°C (973 K).

Figura 67 - Temperatura média experimental no interior do

A Figura 68 apresenta a velocidade dos gases ao longo do gaseificador. Ao longo

do riser, a velocidade média da fase gasosa ficou em torno de 4 m/s. No detalhe na parte

superior esquerda, pode ser observado um aumento da velocidade, devido à restrição na

saída do ciclone.

Figura 68 - Velocidade simulada dos gases no gaseificador.173

Temperatura média experimental no interior do

apresenta a velocidade dos gases ao longo do gaseificador. Ao longo

ocidade média da fase gasosa ficou em torno de 4 m/s. No detalhe na parte

superior esquerda, pode ser observado um aumento da velocidade, devido à restrição na

Velocidade simulada dos gases no gaseificador.

Temperatura média experimental no interior do riser.

apresenta a velocidade dos gases ao longo do gaseificador. Ao longo

ocidade média da fase gasosa ficou em torno de 4 m/s. No detalhe na parte

superior esquerda, pode ser observado um aumento da velocidade, devido à restrição na

Velocidade simulada dos gases no gaseificador.

174

A Figura 69 apresenta a velocidade dos sólidos ao longo do gaseificador. A

velocidade média da fase sólida ficou em torno de 4 m/s, compatível com o da fase

gasosa, tendo na saída do ciclone também ocorrido um aumento na velocidade, à

exemplo da fase gasosa.

Figura 69 - Velocidade simulada dos sólidos no gaseificador.

A Figura 70 apresenta o cálculo das velocidades dos gases no interior do riser no

teste realizado no dia 12 de fevereiro de 2014.

Figura 70 - Velocidades experimentais no interior do

No período entre as 14h e as 16h, as velocidades calculadas a partir das medições

de injeção de nitrogênio no gaseificador, representadas pela curva vermelha, se

mantiveram em torno de 3,0 m/s.

para o arraste dos sólidos, representada pela curva verde e a velocidade de mínima

fluidização, representada pela curva roxa.

Fazendo uma comparação entre a

velocidades das fases gasosa e dos

enquanto as velocidades medidas no experimento se mantiveram em torno de 3 m/s.

Uma possível explicação para esta discrepância pode ser a utilização na simulação de

um diâmetro médio de partículas, obtido por

utilizada para a análise pode não representar perfeitamente o leito utilizado neste

experimento.

Adicionalmente foram feitas simulações mostrando a falha do selo no fundo do

downcomer e o curto circuito no escoamento.

175

Velocidades experimentais no interior do riser

No período entre as 14h e as 16h, as velocidades calculadas a partir das medições

de injeção de nitrogênio no gaseificador, representadas pela curva vermelha, se

rno de 3,0 m/s. Esta velocidade é superior à velocidade necessária

para o arraste dos sólidos, representada pela curva verde e a velocidade de mínima

fluidização, representada pela curva roxa.

Fazendo uma comparação entre a Figura 69 e a Figura 70, observa

velocidades das fases gasosa e dos sólidos na simulação estão em torno de 4 m/s,

enquanto as velocidades medidas no experimento se mantiveram em torno de 3 m/s.

Uma possível explicação para esta discrepância pode ser a utilização na simulação de

um diâmetro médio de partículas, obtido por análise granulométrica. A amostra

utilizada para a análise pode não representar perfeitamente o leito utilizado neste

Adicionalmente foram feitas simulações mostrando a falha do selo no fundo do

e o curto circuito no escoamento. Esta é uma condição bastante indesejável,

riser.

No período entre as 14h e as 16h, as velocidades calculadas a partir das medições

de injeção de nitrogênio no gaseificador, representadas pela curva vermelha, se

sta velocidade é superior à velocidade necessária

para o arraste dos sólidos, representada pela curva verde e a velocidade de mínima

, observa-se que as

sólidos na simulação estão em torno de 4 m/s,

enquanto as velocidades medidas no experimento se mantiveram em torno de 3 m/s.

Uma possível explicação para esta discrepância pode ser a utilização na simulação de

análise granulométrica. A amostra

utilizada para a análise pode não representar perfeitamente o leito utilizado neste

Adicionalmente foram feitas simulações mostrando a falha do selo no fundo do

é uma condição bastante indesejável,

176

pois é potencialmente perigosa pelo colapso do leito e pela possibilidade de arraste do

leito para o filtro.

A Figura 71 apresenta a fração de volume de sólidos ao longo do gaseificador em

situação de curto circuito, devido à perda do selo na base do downcomer, com o

posterior escoamento ascendente indesejado dos sólidos e gases. Nesta situação, o

ciclone deixa de funcionar, fazendo que o escoamento se direcione para a saída do

gaseificador, com o consequente entupimento do filtro de particulados.

Figura 71 - Curto circuito simulado na operação do gaseificador.

A Figura 72 apresenta uma simulação da perda do selo no fundo do downcomer,

com curto circuito do escoamento.

Figura 72 - Falha simulada no selo no fundo do

A Figura 73 apresenta o perfil de pressão ao longo do

altura do selo no experimento realizado dia 12/02/2014.

Figura 73 - Perfil de pressão experiment

Pode ser observada uma queda de pressão repentina entre 13h e 14h30, com a

diminuição na altura do selo de sólidos. Nesta situação, ocorre a falha total do selo, com 177

Falha simulada no selo no fundo do downcomer

apresenta o perfil de pressão ao longo do downcomer

altura do selo no experimento realizado dia 12/02/2014.

Perfil de pressão experimental e altura do selo de sólidos.

Pode ser observada uma queda de pressão repentina entre 13h e 14h30, com a

diminuição na altura do selo de sólidos. Nesta situação, ocorre a falha total do selo, com

downcomer.

downcomer e o cálculo da

al e altura do selo de sólidos.

Pode ser observada uma queda de pressão repentina entre 13h e 14h30, com a

diminuição na altura do selo de sólidos. Nesta situação, ocorre a falha total do selo, com

178

os gases e sólidos escoando no sentido contrário ao desejado. O ciclone perde então a

capacidade de separação e a operação fica comprometida pelo arraste do leito para o

filtro. Observou-se nos testes experimentais que com a queda da pressão no fundo do

downcomer para valores próximos de zero existia grande possibilidade de perda do

selo. A queda repentina da pressão para valores próximos de 10 mbar no experimento

mostrado na Figura 73 ilustra esta ocorrência.

A simulação representou adequadamente a falha do selo de sólidos (Figura 72) e o

curto circuito (Figura 71) nesta situação.

6.6 Modelo de reações químicas adotado para a simulação em CFD

Com base na pesquisa bibliográfica nas áreas de processos de gaseificação de

biomassa e carvão e visando um modelo o mais simples possível, foram selecionadas as

reações e suas respectivas taxas cinéticas a serem utilizadas no modelo utilizado na

simulação em CFD.

Estas informações foram utilizadas juntamente com o modelo fluidodinâmico e

térmico mostrado anteriormente para simular o escoamento reativo num gaseificador de

leito fluidizado circulante. Apesar de estarem sendo utilizados valores de cinética para

carvão, a intenção inicial era um ajuste posterior com base nos valores experimentais

disponíveis.

A biomassa foi caracterizada pela análise imediata e elementar realizada a partir de

uma amostra de pellets de bagaço de cana-de-açúcar proveniente da empresa

MADERSUL.

A Tabela 30 apresenta os resultados da análise imediata.

179

Tabela 30 - Análise imediata de pellets de bagaço de cana.

Descrição Percentual em base úmida

Carbono fixo 0,1654

Cinzas 0,0016

Voláteis 0,749

Umidade 0,084

.

Tabela 31 apresenta os resultados da análise elementar.

Tabela 31 - Análise elementar de pellets de bagaço de cana.

Descrição Percentual em base úmida

Carbono 0,51

Hidrogênio 0,06

Oxigênio 0,42

Cinzas 0,002

Enxofre 0,001

A Tabela 32 mostra a composição da pseudo-espécie alcatrão (SYAMLAL, 1992)

utilizada no modelo MGAS, apresentado no capítulo 2.

180

Tabela 32 - Composição da pseudo-espécie alcatrão.

Descrição %vol [base seca]

Carbono 0,88

Hidrogênio 0,08

Oxigênio 0,02

Nitrogênio 0,01

Enxofre 0,01

O modelo reativo tem por principal finalidade representar o processo de

gaseificação de maneira a se obter como resultado a predição da composição do gás de

síntese bruto. As taxas de cinética selecionadas, foram as que de certa forma tornassem

o modelo o mais simples possível.

A Tabela 33 apresenta as reações químicas selecionadas e as respectivas constantes

para as taxas cinéticas.

181

Tabela 33 - Modelo de escoamento reativo para a simulação CFD.

Descrição Autor Equação Estequiométrica Energia de Ativação [J/mol]

Constante Pré-exponencial de Arrhenius [1/s]

Secagem Syamlal, 1992 )(2)(2 gl OHOH →

78.293,16 4101,5 ⋅

Devolatilização Syamlal, 1992

226662

242

0023,00014,00017,0062,0012,0

027,0021,0215,03,0352,0

NHSHHHCHC

CCHCOCOTarVolateis

+++++++++→

78.293,16 4101,5 ⋅

Craqueamento alcatrão Syamlal, 1992

)(226662

4242

0054,00065,0234,0135,0

103,0079,00058,0008,0424,0

gOHHHCHC

HCCHCOCOCTar

++++++++→

116.183,7 7100,9 ⋅

Deslocamento de vapor Bíba, et al., 1978 22)(2 HCOOHCO g +→+

12.560,00 310778,2 ⋅

Gaseificação a vapor Aarsen, 1985 2)(2 HCOOHC g +→+

166.153,00 2,72 ⋅

Gaseificação a CO2 Siedlecki, 2011 COCOC 22 →+

166.153,00 2,7

Metanação Syamlal,1992 42 5,05,0 CHHC →+

Formação de Vapor Siedlecki, 2011 )(222 22 gOHHO →+

109.000,00 6102,2 ⋅

Combustão de metano

Siedlecki, 2011 )(224 25,1 gOHCOOCH +→+

203.000,00 9100,1 ⋅

Formação de Sulfeto Siedlecki, 2011 )(2222 5,1 gOHSOOSH +→+

199.440,00 9100,1 ⋅

Gaseificação de metano Siedlecki, 2011 224 3HCOOHCH +→+

125.000,00 6100,3 ⋅

Combustão de carbono Siedlecki, 2011

22 COOC →+

221.900,00 667,1

182

O modelo, por sua grande complexidade já na parte fluidodinâmica e térmica,

após a inserção dos modelos reativos se mostrou muito dispendioso do ponto de vista

computacional, com estimativa de duração de 70 dias de duração utilizando 512

processadores do cluster do CENPES para o cálculo de cerca de 10 segundos de

simulação.

As primeiras tentativas de utilização do modelo mostraram dificuldades. Foi

verificado que algumas das equações admitiam valores imaginários dentro do domínio

das soluções possíveis. Após análise matemática de todas as equações, estes

problemas foram solucionados.

Após o modelo rodar o equivalente a 1 segundo de simulação, foi verificado que

as espécies formadas não eram coerentes com os experimentos e a simulação foi

encerrada.

Uma referência mais recente (NAKOD et al., 2013) aparenta ter um conjunto de

reações mais coerente. Foi preparada uma simulação com estas reações, mas a sua

duração deve exceder 70 dias. Ainda assim, trata-se de um conjunto de reações

adequado para carvão e necessitará de ajustes para a utilização de biomassa.

A necessidade de obtenção de dados para a gaseificação de bagaço de cana-de-

açúcar justifica uma linha de pesquisa para a determinação das taxas cinéticas,

especialmente nas etapas de secagem e devolatilização. A análise térmica, através de

equipamentos termogravimétricos acoplados a espectrômetros de massa pode ser uma

metodologia para obtenção destas informações.

6.7 Modelo de fluidização CSFMB

O programa comercial CSFMB foi utilizado para a modelagem do gaseificador

da TUDelft . Este programa pode ser utilizado para estudos de combustão e

gaseificação e retortas.

183

Como visto anteriormente, o programa utiliza um modelo de fluidização. Seu

maior problema está relacionado aos modelos cinéticos utilizados para a pirólise e

devolatilização, uma vez que para o bagaço de cana- de-açúcar estes modelos não são

bem determinados. De qualquer forma, foram simulados todos os testes executados,

com exceção dos testes de screening e do teste das velas catalíticas. Estas 16

simulações estão mostradas na Tabela 34.

Na Tabela 35, foram comparados os resultados da simulação com os resultados

experimentais e calculado o desvio relativo para cada teste experimental.

Na Tabela 36 são comparados os resultados das correlações empíricas com os

resultados experimentais e calculado o desvio relativo para cada teste experimental.

Na Tabela 37 são comparadas as médias e os desvios padrão dos desvios entre as

correlações empíricas e as simulações e os resultados experimentais.

Observa-se que os desvios em relação aos resultados experimentais são muito

menores para as correlações experimentais do que os desvios da simulação. As

correlações empíricas têm um erro menor, mesmo para o caso dos compostos do

alcatrão, uma vez que as simulações utilizando o programa CSFMB mostraram pouca

formação de compostos pesados, o que não está de acordo com os dados

experimentais. Conclui-se que as correlações possuem uma precisão maior do que a

simulação para o domínio considerado nos experimentos.

184

Tabela 34 – Resultados das simulações no CSFMB de 16 testes na TUDelft.

Teste 1

Teste 2

Teste 3

Teste 4

Teste 5

Teste 6

Teste 7

Teste 8

Teste 9

Teste 10

Teste 11

Teste 12

Teste 13

Teste 14

Teste 15

Teste 16

Biomassa, kg/h 15,65 15,2 14,61 14,87 14,15 13,86 13,28 14,04 15,09 14,97 14,64 14,44 23,61 15,08 19,67 19,39

Oxigênio, kg/h 7,00 4,00 6,40 6,60 6,00 5,99 4,00 6,24 6,40 6,00 6,28 4,00 7,00 6,00 6,40 6,15

Vapor, kg/h 9,91 14,70 14,41 9,91 11,40 11,40 14,70 13,95 8,71 11,40 14,43 14,70 12,60 11,40 10,50 10,34

λ 0,36 0,19 0,35 0,36 0,34 0,35 0,26 0,36 0,34 0,32 0,34 0,225 0,24 0,324 0,265 0,268

S/B 0,63 0,96 0,98 0,66 0,80 0,82 1,10 0,99 0,57 0,76 0,98 1,01 0,53 0,75 0,53 0,53

% H2 16,88 20,18 21,24 18,98 20,46 20,31 20,00 16,79 19,03 21,10 21,60 20,86 18,51 21,15 21,86 21,82

% N2 25,81 24,02 17,13 17,35 17,86 17,95 20,15 18,72 17,83 17,26 16,81 17,59 12,19 16,87 13,56 13,73

% CO 10,06 12,26 7,88 11,07 8,81 9,18 11,79 13,18 10,94 9,16 8,22 13,75 19,28 9,57 12,91 12,68

% CH4 11,71 15,02 12,99 13,08 13,10 13,02 14,64 13,51 12,85 13,33 13,25 15,89 17,09 13,67 15,47 15,42

% CO2 34,81 27,85 40,08 38,60 38,99 38,66 32,83 37,10 38,21 38,38 39,33 31,23 31,68 38,06 35,37 35,62

%Alcatrão 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

% H2 sem N2 22,97 26,79 25,84 23,21 25,14 25,02 25,23 20,83 23,47 25,73 26,21 25,52 21,37 25,65 25,52 25,50

% CO sem N2 13,69 16,28 9,59 13,54 10,83 11,30 14,87 16,35 13,49 11,17 9,98 16,82 22,25 11,61 15,08 14,82

% CH4 sem N2 15,93 19,94 15,80 15,99 16,10 16,03 18,47 16,76 15,85 16,25 16,08 19,44 19,73 16,58 18,07 18,02

% CO2 sem N2 47,36 36,98 48,76 47,20 47,90 47,61 41,41 46,04 47,11 46,81 47,71 38,20 36,56 46,14 41,30 41,63

Benzeno, % 0,02 0,00 0,00 0,08 0,01 0,01 0,00 0,00 0,04 0,01 0,01 0,00 0,05 0,01 0,01 0,01

Alcatrão,kg/h 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

PCI gás, MJ/Nm3 5,81 8,10 6,55 5,94 6,64 6,66 7,63 6,71 6,73 6,89 6,25 8,52 9,28 7,05 8,29 8,21

Q água, kg/h 11,20 14,08 18,95 11,08 12,11 12,12 14,81 15,36 9,86 11,99 14,96 14,51 14,00 11,91 10,71 10,73

Q cinzas, kg/h 18,08 64,76 36,61 8,46 51,30 39,45 45,14 43,63 24,72 34,11 33,97 45,86 63,68 37,40 42,08 44,96

MM gás, kg/kmol 23,92 22,20 22,65 23,54 23,08 23,07 21,83 22,70 23,77 23,04 22,61 21,85 22,97 23,02 23,19 23,19

Q gás seco, kg/h 26,30 25,91 18,74 22,57 21,68 21,58 18,48 21,17 22,27 22,25 22,86 20,74 30,53 22,60 27,30 26,99

Q gás seco, Nm3/h 24,65 24,28 18,53 21,50 21,05 20,97 18,97 20,90 21,01 21,65 22,66 21,28 29,78 22,01 26,37 26,07

Rendimento a frio,%

51,2800

66,5500

51,9100

46,8000

52,0800

52,7900

56,3900

51,3400

51,9100

53,0900

50,0000

62,5900 49,15 54,880

0 63,270

0 62,560

0 Convers. carbono%

94,5200

92,7300

94,7700

95,1600

93,8700

95,4200

93,2600

94,4600

91,9500

92,0400

96,1900

93,6400

93,14 93,8000

93,3800

93,0900

185

Tabela 35 – Comparação dos testes experimentais com as simulações e cálculo dos desvios (continua nas próximas três páginas).

Teste 1 Sim.1 desvio % Teste 2 Sim.2 desvio % Teste 3 Sim.3 desvio % Teste 4 Sim.4 desvio %

Biomassa, kg/h 15.65 15.65 0.03 15.20 15.20 0.00 14.61 14.61 0.01 14.87 14.87 0.00

Oxigênio, kg/h 7.00 7.00 0.00 4.00 4.00 0.00 6.40 6.40 -0.01 6.60 6.60 0.01

Vapor, kg/h 9.91 9.91 -0.01 14.70 14.70 0.00 14.41 14.41 0.00 9.91 9.91 -0.02

λ 0.38 0.36 3.31 0.22 0.20 12.60 0.37 0.36 3.29 0.37 0.36 3.58

S/B 0.63 0.63 -0.03 0.98 0.97 0.93 0.99 0.99 -0.01 0.67 0.67 0.22

% H2 20.95 16.89 19.41 23.64 20.19 14.63 18.57 21.24 -14.36 20.11 18.99 5.60

% N2 16.45 25.81 -56.94 23.68 24.03 -1.46 26.25 17.14 34.71 17.63 17.35 1.60

% CO 13.92 10.07 27.65 13.97 12.26 12.19 11.17 7.88 29.43 14.89 11.07 25.63

% CH4 5.18 11.72 -126.10 5.31 15.02 -182.97 4.45 12.99 -192.02 5.30 13.08 -146.63

% CO2 39.61 34.81 12.11 29.87 27.86 6.73 37.46 40.08 -7.01 39.31 38.60 1.81

% H2 sem N2 25.08 22.97 8.39 30.98 26.80 13.50 25.19 25.84 -2.60 24.41 23.22 4.88

% CO sem N2 16.66 13.70 17.76 18.30 16.28 11.05 15.17 9.59 36.75 18.09 13.54 25.12

% CH4 sem N2 6.20 15.94 -157.00 6.96 19.94 -186.65 6.04 15.80 -161.77 6.44 16.00 -148.39

% CO2 sem N2 47.41 47.36 0.10 39.14 36.98 5.52 50.75 48.76 3.91 47.73 47.21 1.10

Benzeno, % 0.00 0.02 -1,539.34 0.00 0.00 55.12 0.00 0.00 100.00 0.00 0.03 -2,297.94

Alcatrão Total g/Nm3 5.34 0.00 100.00 5.21 0.00 100.00 3.33 0.00 100.00 7.49 0.00 100.00

PCI gás, MJ/Nm3 5.85 5.81 0.70 6.19 8.10 -30.85 4.99 6.55 -31.33 5.93 6.55 -10.51

Q água, kg/h 0.97 11.21 -1,054.57 0.94 14.09 -1,394.70 0.91 18.95 -1,991.83 0.92 18.95 -1,955.58

Q cinzas, kg/h 1.03 18.08 -1,649.83 1.00 64.76 -6,355.95 0.96 36.61 -3,696.38 0.98 36.61 -3,630.60

MM gás, kg/kmol 27.18 23.92 11.99 25.01 22.20 11.22 28.04 22.65 19.23 27.66 22.65 18.10

Q gás seco, kg/h 27.90 26.31 5.72 29.81 25.91 13.07 29.74 18.74 36.97 26.61 18.74 29.56

Q gás seco, Nm3/h 22.79 24.65 -8.16 26.56 24.28 8.56 23.54 18.54 21.26 21.38 18.54 13.28

Rendimento a frio, % 67.40 51.28 23.92 85.23 66.55 21.92 63.62 51.91 18.40 67.38 51.91 22.95

Conversão de carbono, % 83.55 94.52 -13.13 76.32 92.73 -21.51 73.75 94.77 -28.50 82.37 94.77 -15.06

186

Teste 5 Sim.5 desvio % Teste 6 Sim.6 desvio % Teste 7 Sim.7 desvio % Teste 8 Sim.8 desvio %

Biomassa, kg/h 14.15 14.87 -5.10 13.86 13.86 -0.02 13.28 13.28 -0.01 14.04 14.04 0.01

Oxigênio, kg/h 6.00 6.60 -10.06 5.99 5.99 0.07 4.00 4.00 -0.01 6.24 6.24 -0.04

Vapor, kg/h 11.40 9.91 13.04 11.40 11.40 0.00 14.70 14.70 0.00 13.95 13.95 0.01

λ 0.36 0.36 -1.04 0.36 0.35 3.41 0.25 0.26 -4.27 0.38 0.36 3.56

S/B 0.81 0.67 17.42 0.82 0.82 0.03 1.11 1.11 0.10 1.00 0.99 0.21

% H2 22.15 18.99 14.30 22.27 20.32 8.77 26.99 20.01 25.88 20.71 16.79 18.90

% N2 18.22 17.35 4.76 18.12 17.96 0.91 20.71 20.15 2.70 18.93 18.72 1.12

% CO 12.78 11.07 13.36 12.21 9.18 24.78 11.39 11.80 -3.58 10.41 13.18 -26.63

% CH4 5.13 13.08 -155.11 4.90 13.02 -165.64 4.95 14.65 -195.83 4.40 13.51 -207.21

% CO2 39.25 38.60 1.65 38.97 38.67 0.77 32.73 32.83 -0.32 38.63 37.11 3.95

% H2 sem N2 27.09 23.22 14.29 27.20 25.02 8.00 34.04 25.23 25.88 25.53 20.84 18.37

% CO sem N2 15.63 13.54 13.34 14.91 11.31 24.19 14.36 14.88 -3.58 12.85 16.35 -27.30

% CH4 sem N2 6.27 16.00 -155.15 5.99 16.04 -167.75 6.25 18.48 -195.81 5.43 16.77 -208.77

% CO2 sem N2 48.00 47.21 1.65 47.60 47.62 -0.05 41.28 41.41 -0.32 47.67 46.04 3.41

Benzeno, % 0.00 0.03 -2,524.18 0.00 0.01 -1,234.89 0.00 0.00 100.00 0.00 0.00 100.00

Alcatrão Total g/Nm3 10.89 0.00 100.00 8.30 0.00 100.00 5.32 0.00 100.00 8.22 0.00 100.00

PCI gás, MJ/Nm3 5.82 5.94 -2.12 5.68 6.66 -17.33 6.10 7.63 -25.16 5.10 6.71 -31.52

Q água, kg/h 0.88 11.08 -1,163.24 0.86 12.12 -1,310.97 0.82 14.81 -1,699.02 0.87 15.36 -1,664.45

Q cinzas, kg/h 0.93 8.47 -806.78 0.91 39.46 -4,213.96 0.88 45.14 -5,051.18 0.93 43.63 -4,608.09

MM gás, kg/kmol 27.21 23.54 13.50 26.87 23.07 14.14 24.72 21.83 11.69 26.33 22.70 13.79

Q gás seco, kg/h 25.93 22.58 12.92 25.56 21.58 15.57 25.75 18.48 28.24 26.64 21.18 20.51

Q gás seco, Nm3/h 21.15 21.50 -1.64 21.13 20.98 0.72 23.13 18.97 17.98 22.45 20.91 6.89

Rendimento a frio, % 68.81 46.80 31.99 68.45 52.79 22.87 83.99 56.39 32.86 64.57 51.34 20.49

Conversão de carbono, % 81.78 95.16 -16.36 81.88 95.42 -16.54 79.29 93.26 -17.62 81.07 94.46 -16.52

187

Teste 9 Sim.9 desvio % Teste 10 Sim.10 desvio % Teste 11 Sim.11 desvio % Teste 12 Sim.12 desvio%

Biomassa, kg/h 15.09 15.09 -0.03 14.97 14.97 -0.01 14.64 14.64 0.03 14.44 14.44 0.00

Oxigênio, kg/h 6.40 6.40 -0.01 6.00 6.00 0.02 6.28 6.28 -0.03 4.00 4.00 0.01

Vapor, kg/h 8.71 8.71 -0.06 11.40 11.40 0.00 14.43 14.43 -0.02 14.70 14.70 0.00

λ 0.36 0.35 4.13 0.34 0.33 3.40 0.36 0.35 3.32 0.23 0.23 3.44

S/B 0.58 0.58 0.78 0.76 0.76 0.09 0.99 0.99 0.01 1.02 1.02 0.11

% H2 20.90 19.04 8.92 21.51 21.10 1.90 20.71 21.60 -4.33 24.68 20.87 15.45

% N2 19.25 17.83 7.37 21.45 17.26 19.53 19.59 16.81 14.17 20.05 17.60 12.26

% CO 11.95 10.95 8.37 12.21 9.16 24.97 11.32 8.23 27.29 13.39 13.76 -2.78

% CH4 4.66 12.86 -176.00 4.92 13.33 -170.86 4.78 13.25 -177.51 5.29 15.90 -200.49

% CO2 37.86 38.21 -0.92 37.22 38.39 -3.14 39.92 39.33 1.48 32.46 31.24 3.77

% H2 sem N2 25.88 23.47 9.31 27.38 25.73 6.01 25.75 26.21 -1.79 30.86 25.52 17.29

% CO sem N2 14.80 13.50 8.77 15.55 11.17 28.15 14.08 9.99 29.06 16.75 16.83 -0.45

% CH4 sem N2 5.77 15.86 -174.79 6.27 16.26 -159.45 5.94 16.08 -170.75 6.62 19.44 -193.85

% CO2 sem N2 46.89 47.12 -0.48 47.38 46.82 1.18 49.65 47.72 3.89 40.61 38.21 5.92

Benzeno, % 0.00 0.05 -4,167.39 0.00 0.01 -1,128.27 0.00 0.00 -110.83 0.00 0.00 91.34

Alcatrão Total g/Nm3 0.00 0.00 100.00 6.91 0.00 100.00 4.52 0.00 100.00 6.73 0.00 100.00

PCI gás, MJ/Nm3 5.41 6.73 -24.41 5.60 6.89 -22.99 5.35 6.25 -16.79 6.22 8.52 -36.95

Q água, kg/h 0.94 9.86 -954.32 0.93 12.00 -1,193.00 0.91 14.97 -1,548.54 0.90 14.52 1,521.29

Q cinzas, kg/h 1.00 24.72 -2,383.28 0.99 34.11 -3,353.13 0.97 33.98 -3,415.43 0.95 45.86 4,712.32

MM gás, kg/kmol 26.56 23.77 10.50 27.02 23.04 14.73 27.40 22.61 17.48 24.99 21.85 12.55

Q gás seco, kg/h 28.31 22.27 21.34 28.66 22.26 22.33 27.57 22.87 17.07 27.16 20.75 23.62

Q gás seco, Nm3/h 23.67 21.01 11.23 23.55 21.65 8.05 22.35 22.66 -1.43 24.14 21.29 11.81

Rendimento a frio, % 67.15 51.91 22.70 69.71 53.09 23.84 64.60 50.00 22.60 82.28 62.59 23.93

Conversão de carbono, % 80.75 91.95 -13.87 78.55 92.04 -17.18 80.41 96.19 -19.62 79.95 93.64 -17.13

188

Teste 13 Sim.13 desvio % Teste 14 Sim.14 desvio % Teste 15 Sim.15 desvio % Teste 16 Sim.16 desvio %

Biomassa, kg/h 23.61 23.61 0.02 15.08 15.08 -0.02 19.67 19.67 0.00 19.39 19.39 -0.01

Oxigênio, kg/h 7.00 7.00 -0.01 6.00 6.00 -0.08 6.40 6.40 0.01 6.15 6.15 0.05

Vapor, kg/h 12.60 12.60 0.00 11.40 11.40 0.00 10.50 10.50 -0.04 10.34 10.34 0.02

λ 0.25 0.24 3.33 0.33 0.32 3.26 0.27 0.26 3.47 0.27 0.27 -0.63

S/B 0.53 0.53 -0.01 0.76 0.76 0.04 0.53 0.53 0.10 0.53 0.53 0.09

% H2 27.14 18.52 31.76 22.51 21.16 6.01 25.69 21.87 14.87 24.95 21.82 12.55

% N2 13.18 12.19 7.48 18.54 16.87 8.98 14.24 13.57 4.71 14.11 13.74 2.66

% CO 16.77 19.28 -15.00 12.91 9.58 25.80 16.17 12.92 20.11 16.01 12.68 20.75

% CH4 5.71 17.10 -199.46 5.25 13.68 -160.34 5.83 15.48 -165.52 5.78 15.43 -167.06

% CO2 34.51 31.68 8.20 38.52 38.06 1.19 35.48 35.38 0.28 35.89 35.63 0.73

% H2 sem N2 31.26 21.37 31.62 27.63 25.65 7.17 29.95 25.53 14.77 29.04 25.50 12.20

% CO sem N2 19.31 22.26 -15.24 15.84 11.61 26.72 18.85 15.08 20.00 18.64 14.82 20.47

% CH4 sem N2 6.58 19.74 -200.09 6.45 16.58 -157.12 6.80 18.07 -165.87 6.73 18.03 -168.02

% CO2 sem N2 39.75 36.57 8.00 47.28 46.15 2.41 41.37 41.30 0.17 41.79 41.64 0.37

Benzeno, % 0.00 0.05 -4,840.01 0.00 0.01 -444.51 0.00 0.02 -1,244.14 0.00 0.01 -775.23

Alcatrão Total g/Nm3 6.91 0.00 100.00 4.85 0.00 100.00 6.43 0.00 100.00 5.37 0.00 100.00

PCI gás, MJ/Nm3 7.06 9.28 -31.44 5.92 7.05 -19.17 6.87 8.29 -20.62 6.75 8.21 -21.55

Q água, kg/h 1.46 14.00 -856.24 0.93 11.92 -1,175.06 1.22 10.71 -778.48 1.20 10.74 -793.15

Q cinzas, kg/h 1.56 63.68 -3,986.06 1.00 37.40 -3,658.95 1.30 42.08 -3,141.58 1.28 44.96 -3,413.93

MM gás, kg/kmol 25.03 22.97 8.22 27.04 23.02 14.88 25.57 23.19 9.31 25.65 23.19 9.58

Q gás seco, kg/h 39.93 30.53 23.53 27.69 22.61 18.36 33.68 27.30 18.94 33.19 26.99 18.68

Q gás seco, Nm3/h 35.42 29.79 15.91 22.74 22.01 3.17 29.25 26.38 9.82 28.74 26.08 9.26

Rendimento a frio, % 83.80 49.15 41.35 70.58 54.88 22.24 80.87 63.27 21.76 79.22 62.56 21.03

Conversão de carbono, % 86.82 93.14 -7.28 81.46 93.80 -15.15 85.76 93.38 -8.88 85.89 93.09 -8.39

189

Tabela 36 – Comparação das correlações empíricas com os testes experimentais e cálculo dos desvios (continua na próxima página).

Teste 1 Correl. desvio % Teste 2 Correl. desvio % Teste 3 Correl. desvio % Teste 4 Correl. desvio %

λ 0.38 0.22 0.37 0.37 S/B 0.63

0.98

0.99

0.67

% H2 sem N2 25.08 25.43 -1.38 30.98 32.20 -3.92 25.19 25.77 -2.31 24.41 25.51 -4.50

% CO sem N2 16.66 16.10 3.35 18.30 17.02 6.99 15.17 14.04 7.40 18.09 15.92 11.99

% CH4 sem N2 6.20 6.00 3.29 6.96 6.79 2.33 6.04 6.04 -0.02 6.44 6.01 6.72

% CO2 sem N2 47.41 48.43 -2.16 39.14 39.66 -1.33 50.75 49.05 3.35 47.73 48.42 -1.44

PAH SPA, g/Nm3 4.39 4.33 1.38 4.00 3.72 6.86 2.36 3.06 -29.71 5.43 4.21 22.56

Rendimento a frio, % 67.40 68.19 -1.18 85.23 88.97 -4.38 63.62 69.25 -8.86 67.38 68.45 -1.59

Conversão de carbono, % 83.55 86.61 -3.66 76.32 82.26 -7.78 73.75 82.13 -11.36 82.37 86.17 -4.62

Alcatrão Total g/Nm3 5.34 4.72 11.68 5.21 4.27 18.13 3.33 3.36 -0.92 7.49 4.59 38.78

Teste 5 Correl. desvio % Teste 6 Correl. desvio % Teste 7 Correl. desvio % Teste 8 Correl. desvio %

λ 0.36 0.36 0.25 0.38 S/B 0.81 0.82 1.11 1.00

% H2 sem N2 27.09 26.27 3.04 27.20 25.97 4.51 34.04 30.86 9.36 25.53 25.49 0.15

% CO sem N2 15.63 15.39 1.51 14.91 15.16 -1.62 14.36 15.59 -8.54 12.85 13.86 -7.85

% CH4 sem N2 6.27 6.10 2.76 5.99 6.06 -1.22 6.25 6.64 -6.27 5.43 6.01 -10.58

% CO2 sem N2 48.00 47.76 0.51 47.60 48.24 -1.35 41.28 42.03 -1.81 47.67 49.48 -3.81

PAH SPA, g/Nm3 3.47 3.76 -8.34 3.49 3.68 -5.40 3.23 3.18 1.46 3.14 3.00 4.49

Rendimento a frio, % 68.81 70.77 -2.86 68.45 69.86 -2.07 83.99 84.87 -1.05 64.57 68.39 -5.91

Conversão de carbono, % 81.78 84.40 -3.21 81.88 84.20 -2.84 79.29 80.58 -1.63 81.07 82.01 -1.16

Alcatrão Total g/Nm3 10.89 4.12 62.18 8.30 4.02 51.51 5.32 3.66 31.19 8.22 3.28 60.04

190

Teste 9 Correl. desvio % Teste 10 Correl. desvio % Teste 11 Correl. desvio % Teste 12 Correl. desvio %

λ 0.36

0.34

0.36

0.23

S/B 0.58

0.76

0.99

1.02

% H2 sem N2 25.88 26.15 -1.05 27.38 27.14 0.88 25.75 26.11 -1.40 30.86 31.76 -2.92

% CO sem N2 14.80 16.75 -13.19 15.55 16.07 -3.32 14.08 14.20 -0.88 16.75 16.56 1.16

% CH4 sem N2 5.77 6.08 -5.43 6.27 6.20 1.07 5.94 6.08 -2.34 6.62 6.74 -1.91

% CO2 sem N2 46.89 47.21 -0.68 47.38 46.35 2.18 49.65 48.55 2.22 40.61 40.44 0.44

PAH SPA, g/Nm3 0.00 4.56 -423,965.06 3.30 3.98 -20.60 3.23 3.10 3.89 4.43 3.55 19.92

Rendimento a frio, % 67.15 70.42 -4.87 69.71 73.45 -5.37 64.60 70.30 -8.82 82.28 87.63 -6.50

Conversão de carbono, % 80.75 87.26 -8.07 78.55 84.97 -8.18 80.41 82.13 -2.14 79.95 81.71 -2.21

Alcatrão Total g/Nm3 0.00 4.98 0 6.91 4.38 36.56 4.52 3.41 24.59 6.73 4.07 39.47

Teste 13 Correl. desvio % Teste 14 Correl. desvio % Teste 15 Correl. desvio % Teste 16 Correl. desvio %

λ 0.25 0.33 0.27 0.27 S/B 0.53 0.76 0.53 0.53

% H2 sem N2 31.26 31.05 0.66 27.63 27.27 1.31 29.95 29.95 0.01 29.04 30.30 -4.34

% CO sem N2 19.31 19.27 0.22 15.84 16.16 -2.02 18.85 18.77 0.45 18.64 18.93 -1.59

% CH4 sem N2 6.58 6.66 -1.26 6.45 6.22 3.64 6.80 6.53 3.92 6.73 6.57 2.30

% CO2 sem N2 39.75 39.94 -0.47 47.28 46.14 2.43 41.37 41.54 -0.40 41.79 41.02 1.84

PAH SPA, g/Nm3 4.48 4.99 -11.35 3.93 4.02 -2.26 4.88 4.93 -1.15 3.85 4.95 -28.69

Rendimento a frio, % 83.80 85.45 -1.97 70.58 73.85 -4.64 80.87 82.07 -1.49 79.22 83.16 -4.97

Conversão de carbono, % 86.82 87.87 -1.21 81.46 85.05 -4.40 85.76 87.86 -2.45 85.89 87.87 -2.31

Alcatrão Total g/Nm3 6.91 5.53 20.04 4.85 4.42 8.87 6.43 5.44 15.37 5.37 5.47 -1.86

191

Tabela 37 - Médias e desvios padrões dos desvios das simulações e correlações

em relação aos testes experimentais.

média desvio CSFMB[%]

DP desvio CSFMB

média desvio Correlações[%]

DP desvio Correlações

λ 3.01 3.44

S/B 1.25 4.32

% H2 sem N2 11.71 8.98 -0.12 3.59

% CO sem N2 13.43 17.39 -0.37 6.27

% CH4 sem N2 -173.20 18.27 -0.19 4.45

% CO2 sem N2 2.30 2.57 -0.03 1.99

Benzeno, % -1,241.27 1,535.37

Alcatrão Total g/Nm3 100.00 0.00 27.71 20.30

PAH g/Nm3 -3.13 15.14

Rendimento a frio, % 24.68 5.81 -4.16 2.56

Conversão de carbono, % -15.80 5.19 -4.20 3.03

192

7 Análise Comparativa Crítica

Foi comprovada a viabilidade técnica da gaseificação de bagaço de cana de

açúcar brasileira, em 19 corridas inéditas a nível mundial, dentro de um planejamento

experimental. A partir dos resultados conseguidos, foram determinados modelos

matemáticos estatisticamente significativos para a previsão da composição do gás de

síntese, a partir de parâmetros operacionais do processo de gaseificação de bagaço de

cana de açúcar. Foi também determinada uma janela ótima de operação para a

maximização da relação H2/CO, e para a minimização da formação de alcatrão, CO2 e

metano, indesejáveis para a síntese de bioprodutos. A utilização de bagaço de cana de

açúcar possibilitou a operação durante várias horas ininterruptas, independente da

temperatura do processo.

O primeiro teste, screening 1, foi realizado no dia 18/04/2012. Como até então

não havia sido feita a gaseificação de bagaço de cana em leito fluidizado circulante

com vapor e oxigênio, o comportamento do leito era desconhecido. Pela comparação

com outras biomassas gaseificadas anteriormente na TUDelft, havia a possibilidade

de ocorrer aglomeração. Foi então utilizado caulim para evitar problemas no leito. O

teste transcorreu bem, com a alimentação de vapor, de biomassa e de oxigênio e a

ocorrência de reações até cerca de duas horas e quinze de operação, quando a

ausência de flutuações na pressão diferencial no fundo do downcomer, que opera em

escoamento fluidizado borbulhante, evidenciaram o bloqueio do loop-seal por

partículas de carvão. Após contato com o CENPES, foi feita uma simulação

simplificada em CFD com a geometria do downcomer, com condição inicial com

esferas de 6 mm de diâmetro simulando a biomassa. Esta simulação mostrou que o

aumento da vazão de nitrogênio injetada no ponto L0 do loop seal de 40% para 50%

deveria resolver o problema. Esta solução foi implementada para o teste screening 2

193

com sucesso. Estes dois testes exploratórios mostraram também que o caulim não é

necessário, pois para o leito de magnesita não houve aglomeração. As temperaturas

controladas no supervisório do sistema são as de segmentos da parede do

gaseificador, próximos às resistências elétricas. Assim, a temperatura interna varia

com o fator estequiométrico. Nas condições dos testes a temperatura ficou entre

820 °C e 850 ºC. O máximo λ em que foi possível trabalhar com bagaço de cana foi

0,377. Acima disso, a temperatura interna ultrapassava 900 ºC, devido à

disponibilidade de O2 resultar em uma quantidade de calor maior pela prevalência da

reação de combustão em relação às reações de gaseificação. Esta temperatura é muito

elevada para o material do casco do gaseificador. Assim, por razões de segurança, não

foram realizados testes com λ superior a 0,377. No entanto, mesmo à temperatura de

900 ºC, não foram observados problemas de aglomeração do leito de magnesita. Esta

característica pode confirmar a hipótese da aglomeração do leito ser devida à

formação eutéticos com a sílica, já que a magnesita tem pouca sílica.

Após os testes de screening, onde foram definidas as condições para a

gaseificação do bagaço de cana, todos os 17 experimentos foram considerados

válidos, com estados estacionários para análise posterior dos dados. Os estados

estacionários são particularmente importantes porque mostram a operação estável da

planta piloto naquele ponto de operação e permitem o cálculo dos balanços de massa e

de energia.

A eficiência de filtração do filtro de alta temperatura do fabricante PALL foi

estudada, através das variáveis temperatura do filtro, perda de carga, carga de

particulado antes e depois do filtro e pressão dos pulsos. Os parâmetros para a

limpeza do filtro tais como pressão e frequência dos pulsos e o tempo de abertura das

válvulas foram inicialmente ajustados nos valores sugeridos pela PALL e

194

posteriormente modificados para garantir os valores desejados para a manutenção da

limpeza do filtro e da sua perda de carga. A frequência dos pulsos em particular foi

ajustada devido a altos valores de perda de carga. Os parâmetros do processo foram

calculados utilizando as médias obtidas a partir dos dados medidos, enquanto a

conversão de carbono e o rendimento a frio foram calculados a partir do balanço

molar. Naqueles pontos em que a precisão da estimativa dos vazamentos de

nitrogênio como função da pressão do silo de alimentação de biomassa devido por

exemplo à vedação dos eixos, os valores das purgas foram ajustados de modo a

manter as vazões do gás produzido dentro de uma faixa razoável. São apresentados

dois valores de fator estequiométrico λ, o valor do planejamento experimental e o

efetivamente conseguido. A variação se deveu em alguns casos como os de λ=0,40 ao

aumento da temperatura da gaseificação pelo excesso de oxigênio, excedendo 900°C e

excedendo a temperatura recomendável de operação do material do gaseificador. No

entanto, o leito se manteve em circulação, não havendo colapso por fusão, como

ocorre com algumas biomassas. Por segurança nestes casos, o λ foi reduzido.

Após a análise dos dados, foi evidenciada também a falta de precisão na

alimentação de biomassa da planta piloto da TUDelft . A dosagem de sólidos é muito

mais difícil que a de líquidos ou de gases e este fato resultou em variações na vazão

de biomassa prevista para cada experimento, de acordo com o grau de enchimento do

silo de biomassa e de outros aspectos operacionais, implicando na variação do λ e da

razão vapor/biomassa. Com relação ao teor de CO e de CO2, foram obtidos os valores

esperados, isto é, a concentração de CO2 aumenta quando é fornecido mais oxigênio

às reações, enquanto a concentração de CO diminui simultaneamente. A temperatura

do processo diminui com a diminuição do fator estequiométrico. Este fenômeno é

causado pelo fato de que para um menor λ, as reações endotérmicas prevalecem, e ao

195

mesmo tempo a energia fornecida pelo sistema de aquecimento não é suficiente para

compensar a perda de calor para o meio ambiente. A isolação térmica no gaseificador

da TUDelft , após muitos anos de utilização, apresenta várias áreas deficientes, o que

pode ser comprovado pela visão do gaseificador com o metal rubro em vários pontos.

Em instalações industriais, a razão do calor perdido pelas paredes em relação ao calor

fornecido pela reação é comparativamente muito menor, com as perdas de calor pelo

efeito de parede reduzidas e a isolação térmica muito melhor. No caso de uma planta

piloto, é necessário o fornecimento de calor por aquecimento elétrico para compensar

as perdas pelas paredes. Com relação à composição do gás produzido no gaseificador,

os valores observados foram semelhantes aos encontrados na literatura para pellets de

madeira. As composições são medidas em base volumétrica, seca e livre de

nitrogênio, exceto o teor de água. Uma visão geral dos resultados mostra que apesar

da duração de cada experimento ser limitada a um dia de trabalho, uma operação

longa e relativamente estável sempre foi conseguida.

A concentração de hidrogênio no gás produzido recebeu bastante atenção nos

experimentos. Baseado nos gráficos pode ser visto que o aumento da razão

vapor/biomassa, na faixa de 0,8 até um valor entre 1,2 e 1,5 resultará no aumento da

conversão de alcatrão e consequentemente no teor de hidrogênio. Mantendo-se o valor

da razão vapor/biomassa, o teor de hidrogênio aumenta ligeiramente para valores

baixos de λ e decresce para λ>0,3.

A formação de alcatrão é praticamente inevitável na gaseificação em leito

fluidizado circulante, pelas temperaturas de reação moderadas e período de residência

relativamente curto, resultando que as moléculas de hidrocarbonetos mais pesadas não

são totalmente convertidas para moléculas mais leves. A utilização de magnesita

como material do leito já contribui para minimizar a formação de alcatrão

196

(SIEDLECKI, 2011). A Tabela 16 mostra a evolução das concentrações de alcatrão

durante os experimentos. Os componentes do alcatrão medidos foram hidrocarbonetos

poliaromáticos (PAH), hidrocarbonetos fenólicos e BTX (benzeno, tolueno e xileno).

Embora pela definição de alcatrão o benzeno não seja um componente, por

conveniência foi incluído aqui.

Cada teste teve uma duração aproximada de 8 horas, gerando uma grande

quantidade de dados. Determinaram-se, para cada teste, os intervalos em que a

unidade de gaseificação atingiu o estado estacionário, através da análise da

composição do gás produzido e do suprimento dos insumos. Cada teste gerou

diferentes quantidades de estados estacionários, cujos dados, posteriormente, foram

tratados e utilizados para o cálculo do valor médio de cada variável de interesse, para

um teste completo.

Experimentos em unidades piloto possuem dificuldades inerentes à escala quando

se deseja desenvolver e aplicar um planejamento experimental a fim de subsidiar uma

análise estatística do processo. Quando a unidade utiliza uma carga sólida, as

dificuldades tornam-se ainda maiores. Nestes casos, uma das dificuldades mais

relevantes é a controlabilidade do processo, isto é, o controle dos fatores do

planejamento. Esta característica quer dizer que, por mais que se planeje determinado

valor para uma variável independente, dificilmente o valor realizado será o mesmo,

principalmente quando se trabalha com média de pontos e média de médias.

Nos testes na TUDelft , outro aspecto que deve ser levado em consideração é o

fato dos experimentos terem sido realizados em triplicata, devendo-se, portanto, obter

uma média para cada uma das combinações do planejamento experimental. Na

Figura 26 é apresentado um esquema mostrando o universo amostral e sua respectiva

redução para se chegar aos valores de um estado estacionário, para uma das

197

combinações dos fatores (esquerda) e para o ponto central (direita). Cada teste leu em

torno de 3.000 pontos, gerando em média 4,3 estados estacionários, cuja média gerou

um estado estacionário por teste. Em seguida, calculou-se a média entre os testes em

réplica, gerando, por fim, um único valor para cada variável.

Como temos dois fatores, dois níveis e um ponto central, a quantidade de

combinações possíveis é de cinco condições (quatro combinações dos dois fatores em

dois níveis e mais o ponto central). A Tabela 17 apresenta a média final dos fatores

obtida para cada uma das combinações e para o ponto central, além do seu valor

planejado e o respectivo desvio.

É possível notar que os desvios do valor realizado em relação ao planejado não

seguiram um padrão, mostrando uma variabilidade aleatória.

A partir dos dados experimentais foram obtidos modelos empíricos

estatisticamente significativos para os teores de hidrogênio, monóxido de carbono,

metano, gás carbônico, teor de alcatrão isento de BTX e teor de poliaromáticos, além

do rendimento a frio e da conversão de carbono. As médias dos desvios foram muito

baixas, bem inferiores à dos teores preditos pelo programa comercial CSFMB, em que

pese a relativa imprecisão dos valores experimentais dos componentes do alcatrão.

Estas correlações podem então ser utilizadas para uma primeira aproximação dos

teores do gás produzido, com muito mais precisão que o programa comercial, dentro

do domínio em que os experimentos foram executados.

Já para a simulação em dinâmica dos fluidos computacional, o modelo de

escoamento multifásico reativo 3D pela formulação Euleriana-Euleriana com

turbulência e transmissão de calor foi validado com dados experimentais e será útil

para eventuais dimensionamentos de gaseificadores. No entanto os modelos cinéticos

disponíveis para carvão, mesmo com a utilização de modelos de madeira para a

198

secagem e devolatilização ainda deverá ter problemas de ajuste. A complexidade do

modelo do escoamento reativo também requer um custo computacional muito

elevado.

Uma possível solução é o tratamento da parte reativa por meio de um programa

específico como o CHEMKIN, que inclusive conta com modelos de degradação de

partículas de carvão e biomassa. As reações poderiam ser modeladas como reatores

do CHEMKIN utilizando os dados do escoamento extraídos da simulação não reativa.

Mesmo assim são necessários dados experimentais especialmente para as etaps

de secagem e devolatilização, que apresentam maiores diferenças em relação aos

modeos de alcatrão existentes.

199

8 Conclusões e Sugestões

Foram executadas 19 corridas de gaseificação de bagaço de cana-de-açúcar em um

gaseificador de leito fluidizado circulante utilizando vapor e oxigênio como agentes

gaseificantes. Foi comprovada a viabilidade técnica da gaseificação de bagaço de cana-

de-açúcar brasileira, com operação durante várias horas ininterruptas, independente da

temperatura do processo.

Estas corridas tiveram um planejamento experimental prévio e permitiram a

obtenção da composição do gás produzido para diferentes condições de fator

estequiométrico e razão vapor/biomassa, a distribuição granulométrica e a composição

de particulados antes e depois do filtro de alta temperatura.

Utilizando os dados dos experimentos, foram obtidas correlações estatisticamente

significativas para predição da composição do gás produzido utilizando o fator

estequiométrico e a razão vapor/biomassa como variáveis independentes. Foi também

determinada uma janela ótima de operação para a maximização da produção de H2 e

CO, e para a minimização da formação de alcatrão, CO2 e metano, indesejáveis para a

síntese de bioprodutos.

Foi também obtida uma simulação do gaseificador experimental utilizando-se a

técnica de dinâmica dos fluidos computacional, com formulação Euleriana-Euleriana,

multifásica, 3D, com o modelo de turbulência κ-ε realizable, transmissão de calor em

escoamento reativo. Esta simulação foi validada para as geometrias de um modelo físico

a frio, o gaseificador da TUDelft e o da planta piloto GABI-1.

Foi também simulado o riser do gaseificador com escoamento reativo em

formulação Euleriana-Euleriana, multifásica, 3D, com o modelo de turbulência κ-ε

200

realizable e transmissão de calor. Os resultados não foram bons para o primeiro modelo

tentado, desenvolvido para carvão.

Um modelo mais recente, também desenvolvido para carvão tem resultados mais

animadores. No entanto necessitam ser determinadas experimentalmente as taxas

cinéticas para o bagaço de cana-de-açúcar, que não foram localizadas na literatura.

Uma sugestão para trabalhos futuros é a determinação experimental destas taxas,

principalmente para as etapas de secagem e devolatilização da gaseificação através de

técnicas de análise térmica utilizando equipamentos como analisadores

termogravimétrico acoplados a espectrômetro de massa. Os dados poderiam ser testados

utilizando programas como o CHEMKIN e integrados ao escoamento na simulação

CFD. Algumas ferramentas a serem lançadas pela ANSYS permitem esta integração,

tratando a parte da reação em programa específico e permitindo grande economia de

esforço computacional.

As condições dos experimentos foram simuladas através do programa comercial

CSFMB e utilizando-se as correlações obtidas e calculados os desvios em relação aos

dados experimentais. As correlações apresentaram desvios muito inferiores aos do

programa comercial no domínio experimental estudado.

Quando é feito um estudo para uma unidade industrial especialmente da área

química, são utilizados índices técnicos para predição da sua produção e para permitir a

execução de estudos de viabilidade técnico-econômica. Estes índices são parte do

conhecimento da tecnologia e propriedade das empresas projetistas daquela tecnologia.

São obtidas originalmente em plantas piloto e através da experiência obtida na

fabricação de plantas industriais são ajustados e validados.

201

Quando se desenvolvem novas tecnologias, estes índices não estão disponíveis,

sendo necessário determina-los, seja através de experimentos, seja através de

simulações validadas.

Para o momento presente, as correlações obtidas experimentalmente permitem a

obtenção de índices técnicos preliminares e a simulação em CFD o dimensionamento

dos equipamentos para uma eventual planta de demonstração da tecnologia de

gaseificação de cana-de-açúcar em leito fluidizado circulante com vapor e oxigênio

como agentes gaseificantes.

202

REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS

AARSEN, F. G. V. D., 1985, Fluidized bed wood gasifier performance and

modeling. Ph.D. dissertation, Technical University of Twente, Twente, The

Netherlands.

AURÉLIO. Novo dicionário Aurélio da língua portuguesa. 2012.

BASU, P. Biomass Gasification, Pyrolysis and Torrefaction San Diego, California:

2013.

BASU. Combustion and gasification in fluidized beds. Boca Raton, Florida: CRC

Press, 2006.

BÍBA, V. et al., 1978, "Mathematical model for the gasification of coal under pressure."

Industrial & Engineering Chemistry Process Design and Development, v. 17, n. 1.

BP. BP Statistical review of world energy. 2014.

CALLADO, V.; MONTGOMERY, D. C. Planejamento de Experimentos Utilizando

o STATISTICA . STATSOFT Latin America, 2003.

CLOETE, S. et al., "Evaluation of a lagrangian discrete phase modeling approach for

resolving cluster formation in CFB risers." In: 7th International Conference on

Multiphase Flow, 2010, Tampa, Florida, USA. Anais.

203

ENWALD, H.; PEIRANO, E.; ALMSTEDT, A. E., 1996, "Eulerian two phase flow

theory applied to fluidization." International Journal Multiphase Flow , v. 22,

supplement, p. 21-66.

EPE. Análise de Conjuntura dos Biocombustíveis 2013. 2014a.

EPE. Balanço Energético Nacional 2014. Rio de Janeiro, Brazil: Empresa de Pesquisa

Energética, 2014b.

FOGLER, H. S. Elements of chemical reaction engineering. New Jersey, USA:

Prentice Hall, 1999.

FREIRE, A. P. S.; ILHA, A.; COLAÇO, M. J. Turbulência. Rio de Janeiro: ABCM,

2006.

GERBER, S.; BEHRENDT, F.; OEVERMANN, M., 2010, "An Eulerian modeling

approach of wood gasification in a bubbling fluidized bed reactor using char as bed

material." Fuel, n. 89, p. 2903–2917.

GÓMEZ-BAREA, A.; LECKNER, B., 2010, "Modeling of biomass gasification in

fluidized bed" . Progress in Energy and Combustion Science, n. 36.

HANNES, J., 1996, Mathematical modeling of circulating fluidized bed

combustion. Ph.D. dissertation, Delft University of Technology, Delft, The

Netherlands.

204

HARTGE, E.-U. et al., 2009, "CFD-Simulation of a circulating fluidized bed riser."

Particuology, v. 7, p. 283-296.

HASSUANI, S. J.; LEAL, M. R. L. V.; MACEDO, I. D. C. Biomass Power

Generation Sugar Cane Bagasse and Trash. Piracicaba, São Paulo, Brazil: CTC -

Centro de Tecnologia Canavieira, 2005.

HENRIQUES, R. M. et al., "Cenários para o Bagaço de Cana-de-Açúcar: Geração de

Energia Elétrica e Etanol de Segunda Geração" . In: Rio Oil & Gas 2014, 2014, Rio de

Janeiro, Brazil. Anais. 15 a 18 de setembro de 2014.

HIGMAN, C.; BURGT, M. V. D. Gasification. EUA: Elsevier, 2008.

ISHII, M.; HIBIKI, T. Thermo-fluid dynamic theory of two-phase flow. New York

City: Springer, 2007.

JONG, W. D. Cfb experimental study towards BRAZILIAN BIOMASS

GASIFICATION using a 100 kWth CFB gasifier with int egrated catalytic hot gas

filtration characterization” (acronym: “BBGAS”), 2011.

KLASS, D. L. Biomass for renewable energy, fuels and chemicals. San Diego, USA:

Academic Press, 1998.

KNOEF, H. A. M. Handbook of Biomass Gasification. Enschede, Netherlands: BTG

Biomass Technology Group, 2005.

205

KURKELA, E.; KURKELA, M.; HILTUNNEN, I., 2014, "The effects of wood particle

size and different process variables on the performance of steam-oxygen blown

circulating fluidized bed gasifier." Environmental Progress and Sustainable Energy

In press.

LORA, E. E. S.; NASCIMENTO, M. A. R., Geração Termelétrica: Planejamento,

Projeto e Operação., Rio de Janeiro: Editora Interciência, 2004.

LORA, E. E. S.; VENTURINI, O. J. Biocombustíveis., Rio de Janeiro,. Editora

Interciência, 2012.

MANIATIS, K., "Progress in biomass gasification: An overview." In: Progress in

thermochemical biomass conversion, 2001, Anais. BRIDGEWATER, A. V., v. I.

MCKENDRY, P., 2002a, "Energy production from biomass (part 1): overview of

biomass." Bioresource Technology, v. 83, p. 37-46.

MCKENDRY, P., 2002b, "Energy production from biomass (part 2): conversion

technologies". Bioresource Technology, v. 82, p. 47-54.

MENG, X., 2012, Biomass gasification; the understanding of sulfur, tar, and char

reaction in fluidized bed gasifiers. Ph.D. dissertation, Process and Energy Department,

Mechanical, Maritime and Materials Engineering (3mE) Faculty, Delft University of

Technology, Delft, The Netherlands.

206

MONTGOMERY, D. C. Design and Analysis of Experiments. John Wiley and Sons,

2001.

NAKOD, P. et al. "Development and validation of a volatile break-up approach for

gasification simulations." In: 38th International Technical Conference on Clean

Coal & Fuel Systems, 2013, Clearwater, Florida, USA. Anais.

OLOFSSON, I.; NORDIN, A.; SÖDERLIND, U. Initial review and evaluation of

process technologies and systems suitable for cost-efficient medium-scale

gasification for biomass to liquid fuels. Umea University and Mid Sweden University,

2005.

POPOFF, B.; BRAUN, M. "A Lagrangian Approach to Dense Particulate Flows.", In:

6th International Conference on Multiphase Flow, 2007, Leipzig. Anais.

QUAAK, P.; KNOEF, H.; STASSEN, H. Energy from biomass - A review of

combustion and gasification technologies. World Bank Technical Paper, n. No. 422.

SHI, S.; GUENTHER, C.; ORSINO, S. ,"Numerical Study of Coal Gasification using

Eulerian-Eulerian Multiphase Model." In: ASME Power 2007, 2007, San Antonio,

Texas. Anais.

SIEDLECKI, M., 2011, On the gasification of biomass in a steam-oxygen blown

CFB gasifier with the focus on gas quality upgrading: technology background,

experiments and mathematical modeling. Ph.D. dissertation Process and Energy

207

Department, Mechanical, Maritime and Materials Engineering (3mE) Faculty, Delft

University of Technology, Delft, The Netherlands.

SIEDLECKI, M.; JONG, W. D., 2011, "Biomass gasification as the first hot step in

clean syngas production process - gas quality optimization and primary tar reduction

measures in a 100kW thermal input steam-oxygen blown CFB gasifier.", Biomass and

Bioenergy, n. 35 supplement 1, p. S40-S62.

SIEDLECKI, M. et al., 2009, "Effect of magnesite as bed material in a 100kWth steam-

oxygen blown circulating fluidized bed gasifier on gas composition and tar formation.",

Energy & Fuels, n. 23, p. 5643-5654.

SIMEONE, E. et al., 2011, "Filtration performance at high temperatures and analysis of

ceramic filter elements during biomass gasification.", Biomass and Bioenergy, v. 35, p.

S87-S104.

SOUZA-SANTOS, M. , 2007, "A new version of CSFB, comprehensive simulator for

fluidised bed equipment.", Fuel, v. 86, p. 1684-1709.

SOUZA-SANTOS, M., JUAN VILLANUEVA CHÁVEZ., 2012, "Preliminary studies

on advanced power generation based on combined cycle using a single high-pressure

fluidised bed boiler and consuming sugar-cane bagasse.", Fuel, v. 95, p. 221-225.

SOUZA-SANTOS, M. D., 2009, "CSFB applied to fluidised bed gasification of special

fuels.", Fuel, v. 88, p. 826-833.

208

SOUZA-SANTOS, M. D. Solid Fuels Combustion and Gasification. Boca Raton,

Florida: CRC Press, 2010.

SYAMLAL, M. METC gasifier advanced simulation (MGAS) model. U.S.

Department of Energy.

VAKKILAINEN, E.; KUPARINEN, K.; HEINIMÖ, J. Large industrial biomass

users. IEA, 2013.

WACHEM, B. V. Derivation, implementation and validation of computer

simulation models for gas-solid fluidized beds. 2000. TUDelft, Delft, Holanda, 2000.

YU, L. et al., 2007, "Numerical simulation of the bubbling fluidized bed coal

gasification by the kinetic theory of granular flow (KTGF).", Fuel, v. 86, p. 722-734.

209

ANEXO 1 - Resultados de todos os estados estacionários. São apresentados os valores das variáveis obtidas em todos os estados estacionários

(Steady States ou SS) nos 16 testes do planejamento experimental, a indicação se o

estado estacionário foi selecionado ou não, e as médias em cada experimento dos

selecionados.

210

TESTE 1 TESTE 2 TESTE 3

SS1 SS2 SS3 SS4 Média SS1 SS2 Média SS1 SS2 SS3 Média

Biomassa, kg/h 15.79 15.52 16.61 16.16 15.65 16.66 13.74 15.20 14.69 14.53 13.70 14.61

Oxigênio, kg/h 7.00 7.00 7.00 7.00 7.00 4.00 4.00 4.00 6.40 6.40 6.23 6.40

Vapor, kg/h 9.91 9.91 9.91 9.91 9.91 14.70 14.70 14.70 14.42 14.40 14.40 14.41

AR, %massa 0.51 0.51 0.48 0.49 0.51 0.27 0.33 0.30 0.50 0.50 0.52 0.50

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X

X X

X X

λ 0.37 0.38 0.35 0.36 0.38 0.20 0.25 0.22 0.37 0.37 0.38 0.37

S/B 0.63 0.64 0.60 0.61 0.63 0.88 1.07 0.98 0.98 0.99 1.05 0.99

% H2 21.3 20.6 20.6 19.8 21.0 24.1 23.2 23.6 18.9 18.3 17.0 18.6

% N2 16.2 16.7 15.9 16.1 16.4 23.5 23.9 23.7 24.8 27.7 26.5 26.2

% CO 14.0 13.8 15.4 16.2 13.9 13.6 14.3 14.0 10.8 11.6 12.4 11.2

% CH4 5.2 5.1 5.5 5.6 5.2 5.1 5.5 5.3 4.3 4.6 4.7 4.4

% CO2 39.4 39.9 38.2 38.2 39.6 28.6 31.2 29.9 39.8 35.1 36.7 37.5

% H2 sem N2 25.4 24.8 24.6 23.6 25.1 31.5 30.4 31.0 25.1 25.3 23.1 25.2

% CO sem N2 16.7 16.6 18.4 19.3 16.7 17.8 18.8 18.3 14.3 16.0 16.9 15.2

% CH4 sem N2 6.2 6.2 6.5 6.6 6.2 6.7 7.2 7.0 5.8 6.3 6.4 6.0

% CO2 sem N2 46.9 47.9 45.5 45.5 47.4 37.3 41.0 39.1 52.9 48.6 49.9 50.7

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1.13E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.13E-03 1.12E-03 1.13E-03

Tolueno, % 1E-03 2E-03

1.49E-03 1E-03 2E-03 1E-03 1.51E-03 1.53E-03

1.52E-03

Xilenos, % 9E-04 9E-04

8.79E-04 6E-04 1E-03 8E-04 8.38E-04 8.66E-04

8.52E-04

Balanço, % 96.0 96.2 95.7 95.9 96.1 94.9 98.0 96.5 98.5 97.3 97.3 97.9

PCI gás, MJ/Nm3 5.9 5.8 6.1 6.1 5.9 6.1 6.2 6.2 4.9 5.1 5.1 5.0

R gás, kg/Nm3 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.1 1.2 1.1 1.3 1.2 1.3 1.3

Q água, kg/h 1.0 1.0 1.0 1.0 1.0 1.0 0.9 0.9 0.9 0.9 0.8 0.9

Q cinzas, kg/h 1.0 1.0 1.1 1.1 1.0 1.1 0.9 1.0 1.0 1.0 0.9 1.0

MM gás, kg/kmol 27.0 27.3 26.9 27.1 27.2 24.3 25.7 25.0 28.5 27.6 28.1 28.0

Q gás seco, kg/h 28.0 27.8 29.1 28.2 27.9 32.9 26.7 29.8 29.4 30.1 27.6 29.7

Q gás seco, Nm3/h 23.0 22.6 24.0 23.1 22.8 30.1 23.0 26.6 22.9 24.2 21.8 23.5

Rendimento a frio, % 68.2 66.6 69.8 69.4 67.4 87.6 82.9 85.2 60.7 66.5 63.7 63.6

Conversão de carbono, % 83.8 83.3 84.1 83.9 83.6 76.5 76.1 76.3 75.2 72.3 73.5 73.8

N1, kmol/h 0.72 0.72 0.76 0.74 0.72 0.84 0.69 0.77 0.75 0.77 0.72 0.76

N2, kgmol/h 0.61 0.60 0.64 0.62 0.60 0.64 0.53 0.59 0.57 0.56 0.53 0.56

211

TESTE 4 TESTE 5 TESTE 6

SS1 SS2 SS3 SS4 Média SS1 SS2 SS3 SS4 Média SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 Média

Biomassa, kg/h 15.20 13.87 14.47 15.55 14.87 13.98 13.55 13.89 15.00 14.15 13.71 14.58 13.91 13.72 14.09 13.86

Oxigênio, kg/h 6.60 6.60 6.60 6.60 6.60 6.00 6.00 5.99 6.00 6.00 6.00 6.00 6.00 5.99 5.99 5.99

Vapor, kg/h 9.91 9.91 9.90 9.91 9.91 11.39 11.40 11.40 11.39 11.40 11.39 11.40 11.40 11.40 11.41 11.40

AR, %massa 0.50 0.54 0.52 0.48 0.51 0.49 0.51 0.49 0.46 0.48 0.50 0.47 0.49 0.50 0.49 0.49

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X

X

X X X X X X X

λ 0.37 0.40 0.38 0.36 0.37 0.36 0.37 0.36 0.34 0.36 0.37 0.35 0.36 0.37 0.36 0.36

S/B 0.65 0.71 0.68 0.64 0.67 0.81 0.84 0.82 0.76 0.81 0.83 0.78 0.82 0.83 0.81 0.82

% H2 22.8 18.7 15.9 18.9 20.1 23.7 22.5 21.9 22.1 22.2 23.7 23.4 22.2 22.1 21.0 22.3

% N2 17.1 18.3 16.1 17.5 17.6 18.2 18.3 18.5 17.9 18.2 17.5 17.4 17.7 18.0 19.2 18.1

% CO 12.7 15.3 13.6 16.7 14.9 12.7 12.6 12.2 13.5 12.8 10.9 12.1 12.3 12.8 12.8 12.2

% CH4 5.1 5.3 4.6 5.5 5.3 5.1 5.1 5.0 5.3 5.1 4.4 5.0 5.0 5.1 5.1 4.9

% CO2 39.9 39.9 34.6 38.2 39.3 38.8 39.3 39.9 38.5 39.3 39.1 38.7 38.6 39.2 39.0 39.0

% H2 sem N2 27.5 22.8 18.9 22.9 24.4 29.0 27.6 26.8 26.9 27.1 28.7 28.3 27.0 27.0 26.1 27.2

% CO sem N2 15.3 18.7 16.2 20.2 18.1 15.6 15.5 15.0 16.5 15.6 13.2 14.7 15.0 15.6 15.9 14.9

% CH4 sem N2 6.1 6.5 5.4 6.7 6.4 6.3 6.3 6.1 6.4 6.3 5.4 6.0 6.1 6.3 6.3 6.0

% CO2 sem N2 48.2 48.8 41.2 46.3 47.7 47.5 48.1 49.0 46.9 48.0 47.4 46.9 46.9 47.8 48.2 47.6

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Tolueno, % 1E-03 1E-03

4E-04 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Xilenos, % 2E-04 3E-04

6E-02 2E-02 2E-04 3E-04 5E-04 4E-04 6E-04 6E-04 6E-04 6E-04 6E-04

Balanço, % 97.6 97.4 84.7 96.8 97.3 98.6 97.9 97.5 97.2 97.5 95.6 96.6 95.8 97.3 97.1 96.5

PCI gás, MJ/Nm3 5.8 5.8 5.0 6.1 5.9 6.0 5.8 5.7 6.0 5.8 5.5 5.8 5.7 5.8 5.7 5.7

R gás, kg/Nm3 1.2 1.3 1.1 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2

Q água, kg/h 0.9 0.9 0.9 1.0 0.9 0.9 0.8 0.9 0.9 0.9 0.8 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9

Q cinzas, kg/h 1.0 0.9 1.0 1.0 1.0 0.9 0.9 0.9 1.0 0.9 0.9 1.0 0.9 0.9 0.9 0.9

MM gás, kg/kmol 27.2 28.2 24.6 27.6 27.7 27.0 27.2 27.4 27.0 27.2 26.3 26.6 26.6 27.2 27.3 26.9

Q gás seco, kg/h 27.6 24.9 26.0 27.4 26.6 25.7 24.9 25.7 27.2 25.9 25.5 26.7 25.5 25.1 26.1 25.6

Q gás seco, Nm3/h 22.5 19.6 23.5 22.0 21.4 21.1 20.3 20.8 22.4 21.2 21.5 22.3 21.3 20.5 21.2 21.1

Rendimento a frio, % 68.6 65.2 64.7 68.4 67.4 71.3 69.1 67.0 70.3 68.8 68.2 70.5 69.2 68.9 67.5 68.4

Conversão de carbono, %

82.9 81.7 83.9 82.5 82.4 81.8 81.7 81.5 82.1 81.8 82.5 82.6 82.3 82.0 80.8 81.9

N1, kmol/h 0.71 0.65 0.66 0.73 0.69 0.66 0.64 0.66 0.70 0.67 0.64 0.68 0.65 0.64 0.67 0.65

N2, kgmol/h 0.59 0.53 0.56 0.60 0.57 0.54 0.52 0.53 0.58 0.54 0.53 0.56 0.54 0.53 0.54 0.53

212

TESTE 7 TESTE 8 TESTE 9

SS1 SS2 SS3 SS4 Média SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 Média SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 SS6 SS7 Média

Biomassa, kg/h 12.27 13.68 12.88 14.29 13.28 12.90 15.62 14.15 14.27 13.27 14.04 14.17 14.24 14.52 17.99 14.56 14.12 13.85 15.09

Oxigênio, kg/h 3.99 4.00 4.00 3.97 4.00 6.23 6.40 6.40 6.40 5.75 6.24 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.06 6.40

Vapor, kg/h 14.69 14.71 14.69 14.70 14.70 13.00 14.41 14.39 14.40 13.56 13.95 14.39 8.69 8.69 8.73 8.71 8.71 9.01 8.71

AR, %massa 0.37 0.33 0.35 0.32 0.34 0.55 0.47 0.52 0.51 0.49 0.51 0.52 0.51 0.50 0.41 0.50 0.52 0.50 0.49

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X X X X X X X X X X X

λ 0.27 0.25 0.26 0.23 0.25 0.41 0.35 0.38 0.38 0.37 0.38 0.38 0.38 0.37 0.30 0.37 0.38 0.37 0.36

S/B 1.20 1.08 1.14 1.03 1.11 1.01 0.92 1.02 1.01 1.02 1.00 1.02 0.61 0.60 0.49 0.60 0.62 0.65 0.58

% H2 26.8 26.9 27.0 26.7 27.0 23.4 20.5 19.7 19.9 20.0 20.7 21.8 21.3 21.0 21.2 20.9 20.1 17.0 20.9

% N2 19.8 20.4 21.0 20.9 20.7 16.9 19.5 19.3 19.3 19.6 18.9 19.6 18.4 19.6 18.9 19.2 20.1 21.5 19.3

% CO 10.8 11.3 11.5 12.3 11.4 9.7 9.9 10.9 10.9 10.6 10.4 10.5 11.9 12.0 12.1 12.1 11.6 11.4 11.9

% CH4 4.7 4.9 5.0 5.1 5.0 3.9 4.4 4.6 4.6 4.5 4.4 4.7 4.6 4.7 4.7 4.7 4.6 4.4 4.7

% CO2 31.9 32.4 33.1 31.5 32.7 38.1 38.8 38.6 38.8 38.9 38.6 40.2 37.5 37.8 37.7 38.5 37.8 37.3 37.9

% H2 sem N 2 33.4 33.8 34.2 33.7 34.0 28.2 25.5 24.4 24.7 24.9 25.5 27.1 26.1 26.1 26.1 25.9 25.2 21.7 25.9

% CO sem N 2 13.5 14.1 14.6 15.6 14.4 11.7 12.3 13.5 13.5 13.2 12.8 13.1 14.6 14.9 14.9 14.9 14.6 14.6 14.8

% CH4 sem N 2 5.9 6.1 6.4 6.4 6.2 4.7 5.5 5.6 5.7 5.6 5.4 5.8 5.7 5.8 5.8 5.8 5.7 5.6 5.8

% CO2 sem N2 39.8 40.7 41.9 39.8 41.3 45.8 48.2 47.8 48.1 48.3 47.7 50.0 46.0 47.0 46.5 47.6 47.3 47.6 46.9

Benzeno, % 1E-03 1E-03 9.62E-04 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.07E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.08E-03

Tolueno, % 1E-03 1E-03 1.25E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.36E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.40E-03

Xilenos, % 2E-04 3E-04 2.88E-04 2E-04 6E-04 8E-04 9E-04 6.14E-04 8E-04 9E-04 8E-04 9E-04 9E-04 8.49E-04

Balanço, % 94.1 95.9 97.7 96.4 96.8 92.1 93.2 93.1 93.6 93.5 93.1 96.8 93.8 95.1 94.6 95.4 94.2 91.7 94.6

PCI gás, MJ/Nm3 5.9 6.1 6.1 6.2 6.1 5.1 5.0 5.1 5.1 5.1 5.1 5.3 5.4 5.4 5.5 5.4 5.3 4.8 5.4

R gás, kg/Nm3 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2

Q água, kg/h 0.8 0.8 0.8 0.9 0.8 0.8 1.0 0.9 0.9 0.8 0.9 0.9 0.9 0.9 1.1 0.9 0.9 0.9 0.9

Q cinzas, kg/h 0.8 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 1.0 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 1.0 1.2 1.0 0.9 0.9 1.0

MM gás, kg/kmol 23.9 24.4 25.0 24.5 24.7 25.3 26.4 26.6 26.7 26.7 26.3 27.3 26.2 26.7 26.4 26.8 26.7 26.7 26.6

Q gás seco, kg/h 23.8 26.5 25.0 27.6 25.8 24.3 29.9 26.8 27.0 25.2 26.6 26.9 26.5 27.4 33.6 27.2 26.8 26.8 28.3

Q gás seco, Nm3/h 22.1 24.1 22.2 25.0 23.1 21.3 25.1 22.4 22.5 21.0 22.5 21.9 22.5 22.8 28.2 22.5 22.3 22.3 23.7

Rendimento a frio, % 84.3 84.3 83.7 86.1 84.0 67.2 63.9 64.0 64.0 63.7 64.6 65.1 68.0 67.4 67.9 66.7 65.8 61.5 67.2

Conversão de carbono, % 80.2 79.6 79.0 79.1 79.3 83.1 80.5 80.7 80.7 80.4 81.1 80.4 81.6 80.4 81.1 80.8 79.9 78.5 80.7

N1, kmol/h 0.59 0.66 0.63 0.70 0.64 0.60 0.75 0.68 0.68 0.64 0.67 0.68 0.67 0.70 0.85 0.69 0.68 0.68 0.72

N2, kgmol/h 0.47 0.53 0.50 0.55 0.51 0.50 0.60 0.54 0.55 0.51 0.54 0.55 0.55 0.56 0.69 0.56 0.54 0.53 0.58

213

TESTE 10 TESTE 11

SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 Média SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 Média

Biomassa, kg/h 15.62 14.46 14.77 15.03 13.55 14.97 14.65 15.05 14.46 15.15 14.32 14.64

Oxigênio, kg/h 6.00 6.00 6.00 6.00 5.85 6.00 6.40 6.40 6.40 6.40 6.03 6.28

Vapor, kg/h 11.39 11.42 11.40 11.39 11.40 11.40 14.39 14.41 14.42 14.40 14.46 14.43

AR, %massa 0.44 0.47 0.46 0.46 0.49 0.46 0.50 0.49 0.51 0.48 0.48 0.49

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X X X X X X

λ 0.32 0.35 0.34 0.34 0.36 0.34 0.37 0.36 0.37 0.36 0.35 0.36

S/B 0.73 0.79 0.77 0.76 0.84 0.76 0.98 0.96 1.00 0.95 1.01 0.99

% H2 21.6 21.6 22.1 20.6 18.0 21.5 21.8 21.6 20.7 21.0 20.4 20.7

% N2 20.7 20.7 20.8 23.6 21.1 21.5 19.6 19.5 20.1 19.4 19.3 19.6

% CO 11.8 11.9 12.8 12.3 14.9 12.2 11.4 11.6 11.1 11.3 11.6 11.3

% CH4 4.9 4.9 5.0 4.8 5.2 4.9 4.8 4.8 4.7 4.8 4.8 4.8

% CO2 38.0 38.8 36.3 35.8 37.3 37.2 39.6 39.6 40.4 39.6 39.7 39.9

% H2 sem N 2 27.3 27.3 27.9 27.0 22.8 27.4 27.2 26.8 25.8 26.1 25.3 25.8

% CO sem N 2 14.9 15.1 16.2 16.1 18.9 15.6 14.1 14.3 13.9 14.0 14.3 14.1

% CH4 sem N 2 6.2 6.2 6.4 6.3 6.5 6.3 6.0 6.0 5.9 5.9 6.0 5.9

% CO2 sem N2 47.9 48.9 45.8 46.9 47.2 47.4 49.3 49.2 50.6 49.1 49.2 49.6

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.11E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Tolueno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1.45E-03 1E-03 2E-03 2E-03 2E-03

Xilenos, % 9E-04 9E-04 1E-03 1E-03 9.80E-04 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Balanço, % 97.0 98.0 97.0 97.2 96.4 97.3 97.2 97.1 97.0 96.1 95.8 96.3

PCI gás, MJ/Nm3 5.6 5.6 5.8 5.5 5.7 5.6 5.5 5.5 5.3 5.4 5.4 5.4

R gás, kg/Nm3 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2

Q água, kg/h 1.0 0.9 0.9 0.9 0.8 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9

Q cinzas, kg/h 1.0 1.0 1.0 1.0 0.9 1.0 1.0 1.0 1.0 1.0 0.9 1.0

MM gás, kg/kmol 27.0 27.4 26.6 27.0 27.7 27.0 27.3 27.3 27.7 27.2 27.3 27.4

Q gás seco, kg/h 29.7 27.4 28.0 29.5 25.2 28.7 27.6 28.3 27.4 28.5 26.8 27.6

Q gás seco, Nm3/h 24.4 22.2 23.3 24.3 20.2 23.5 22.4 23.0 22.0 23.3 21.8 22.3

Rendimento a frio, % 68.7 67.8 72.3 70.1 66.7 69.7 66.6 66.3 63.7 65.3 64.7 64.6

Conversão de carbono, % 79.3 79.3 79.2 76.4 78.9 78.5 80.4 80.5 79.9 80.6 80.7 80.4

N1, kmol/h 0.76 0.70 0.72 0.76 0.66 0.73 0.70 0.72 0.70 0.72 0.68 0.70

N2, kgmol/h 0.60 0.56 0.57 0.58 0.52 0.58 0.56 0.58 0.56 0.58 0.55 0.56

214

TESTE 12 TESTE 13

SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 SS6 SS7 Média SS1 SS2 SS3 SS4 Média

Biomassa, kg/h 14.40 14.11 14.52 14.35 14.56 15.12 13.65 14.44 20.41 23.48 23.50 23.86 23.61

Oxigênio, kg/h 4.00 4.00 4.00 4.00 4.00 4.00 4.00 4.00 6.37 7.00 7.00 7.00 7.00

Vapor, kg/h 14.70 14.70 14.71 14.70 14.70 14.70 14.69 14.70 12.19 12.60 12.60 12.60 12.60

AR, %massa 0.32 0.32 0.31 0.32 0.31 0.30 0.33 0.32 0.36 0.34 0.34 0.33 0.34

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X X X X X X X

λ 0.23 0.24 0.23 0.23 0.23 0.22 0.25 0.23 0.26 0.25 0.25 0.25 0.25

S/B 1.02 1.04 1.01 1.02 1.01 0.97 1.08 1.02 0.60 0.54 0.54 0.53 0.53

% H2 28.2 27.3 25.8 26.1 22.3 23.8 25.4 24.7 26.1 27.2 27.1 27.2 27.1

% N2 20.1 19.5 19.6 19.5 21.8 19.8 19.5 20.1 16.0 13.3 13.2 13.1 13.2

% CO 10.8 11.4 12.5 12.3 13.9 15.0 13.4 13.4 14.5 16.9 16.5 16.9 16.8

% CH4 4.7 4.9 5.2 5.2 5.1 5.6 5.4 5.3 5.1 5.8 5.7 5.7 5.7

% CO2 33.5 32.9 32.3 32.6 33.2 31.6 32.7 32.5 35.4 34.2 34.2 35.1 34.5

% H2 sem N 2 35.3 33.9 32.1 32.4 28.6 29.7 31.6 30.9 31.1 31.3 31.2 31.3 31.3

% CO sem N 2 13.5 14.1 15.5 15.3 17.7 18.6 16.6 16.7 17.2 19.5 19.0 19.4 19.3

% CH4 sem N 2 5.9 6.1 6.5 6.4 6.5 7.0 6.7 6.6 6.1 6.7 6.5 6.6 6.6

% CO2 sem N2 41.9 40.8 40.2 40.4 42.5 39.4 40.6 40.6 42.1 39.4 39.4 40.4 39.7

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Tolueno, % 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Xilenos, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 7E-04 9E-04 9E-04 8E-04

Balanço, % 97.2 95.9 95.3 95.6 96.3 95.8 96.4 95.9 97.1 97.3 96.6 98.0 97.3

PCI gás, MJ/Nm3 6.1 6.1 6.2 6.2 6.0 6.5 6.3 6.2 6.5 7.1 7.0 7.1 7.1

R gás, kg/Nm3 1.1 1.1 1.1 1.1 1.2 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1 1.1

Q água, kg/h 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.8 0.9 1.3 1.5 1.5 1.5 1.5

Q cinzas, kg/h 1.0 0.9 1.0 0.9 1.0 1.0 0.9 1.0 1.3 1.5 1.6 1.6 1.6

MM gás, kg/kmol 24.7 24.4 24.5 24.6 25.9 25.0 25.0 25.0 25.4 25.0 24.8 25.3 25.0

Q gás seco, kg/h 27.9 27.0 27.4 27.1 27.8 27.9 25.5 27.2 36.4 39.7 39.8 40.3 39.9

Q gás seco, Nm3/h 25.1 24.5 24.8 24.5 23.9 24.8 22.7 24.1 31.7 35.3 35.6 35.4 35.4

Rendimento a frio, % 83.6 84.1 83.8 83.6 77.2 83.6 83.2 82.3 79.4 84.5 83.9 82.9 83.8

Conversão de carbono, % 79.9 80.5 80.4 80.5 78.2 80.2 80.5 79.9 84.0 86.7 86.8 86.9 86.8

N1, kmol/h 0.69 0.67 0.69 0.69 0.72 0.73 0.65 0.70 0.94 1.04 1.04 1.06 1.05

N2, kgmol/h 0.55 0.54 0.56 0.55 0.56 0.58 0.53 0.56 0.79 0.90 0.90 0.92 0.91

215

TESTE 14 TESTE 15

SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 SS6 Média SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 SS6 SS7 SS8 SS9 Média

Biomassa, kg/h 16.36 14.63 15.12 15.07 15.31 14.82 15.08 17.96 18.09 11.58 19.55 19.90 19.40 20.64 20.05 20.06 19.67

Oxigênio, kg/h 5.91 6.00 6.00 6.00 6.00 5.98 6.00 6.37 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40

Vapor, kg/h 11.72 11.40 11.39 11.40 11.40 11.41 11.40 11.19 10.47 10.51 10.48 10.50 10.50 10.50 10.51 10.51 10.50

AR, %massa 0.41 0.47 0.45 0.45 0.45 0.46 0.45 0.40 0.40 0.63 0.37 0.37 0.38 0.35 0.36 0.36 0.37

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X X X #DIV/0! X X X X X X X

λ 0.30 0.35 0.33 0.34 0.33 0.34 0.33 0.30 0.30 0.47 0.28 0.27 0.28 0.26 0.27 0.27 0.27

S/B 0.72 0.78 0.75 0.76 0.74 0.77 0.76 0.62 0.58 0.91 0.54 0.53 0.54 0.51 0.52 0.52 0.53

% H2 27.0 24.0 22.8 22.5 22.8 21.9 22.5 25.9 27.1 26.8 26.1 25.7 25.1 25.5 25.1 25.2 25.7

% N2 15.4 17.8 18.0 18.6 18.4 19.1 18.5 17.5 14.6 14.3 14.6 14.0 14.0 13.6 14.4 14.5 14.2

% CO 11.8 12.0 12.5 12.8 13.3 12.9 12.9 11.7 14.8 15.7 15.8 16.3 16.4 16.8 16.6 16.5 16.2

% CH4 4.6 5.1 5.2 5.2 5.3 5.3 5.3 4.5 5.4 5.4 5.5 6.0 6.1 6.0 5.9 5.9 5.8

% CO2 38.2 38.9 39.1 38.5 37.9 38.6 38.5 38.7 36.3 36.0 36.0 35.5 35.6 35.4 35.3 34.3 35.5

% H2 sem N 2 32.0 29.2 27.8 27.7 27.9 27.1 27.6 31.4 31.7 31.3 30.6 29.9 29.2 29.5 29.3 29.4 30.0

% CO sem N 2 13.9 14.6 15.3 15.8 16.3 16.0 15.8 14.2 17.4 18.3 18.5 18.9 19.1 19.5 19.4 19.2 18.9

% CH4 sem N 2 5.4 6.2 6.4 6.4 6.5 6.5 6.5 5.4 6.3 6.3 6.5 6.9 7.1 7.0 6.9 6.9 6.8

% CO2 sem N2 45.2 47.3 47.7 47.3 46.5 47.7 47.3 47.0 42.5 42.0 42.2 41.3 41.4 40.9 41.2 40.1 41.4

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Tolueno, % 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 1E-03 1E-03 1E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 1E-03

Xilenos, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 4E-04 7E-04 9E-04 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Balanço, % 97.0 97.8 97.6 97.7 97.8 97.8 97.7 98.3 98.2 98.3 98.1 97.5 97.2 97.3 97.2 96.3 97.4

PCI gás, MJ/Nm3 6.0 5.9 5.9 5.9 6.0 5.9 5.9 5.8 6.7 6.8 6.8 6.9 6.9 7.0 6.9 6.9 6.9

R gás, kg/Nm3 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.1 1.2

Q água, kg/h 1.0 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 0.9 1.1 1.1 0.7 1.2 1.2 1.2 1.3 1.2 1.2 1.2

Q cinzas, kg/h 1.1 1.0 1.0 1.0 1.0 1.0 1.0 1.2 1.2 0.8 1.3 1.3 1.3 1.4 1.3 1.3 1.3

MM gás, kg/kmol 25.7 26.8 27.0 27.0 26.9 27.2 27.0 26.5 25.6 25.7 25.8 25.6 25.7 25.6 25.6 25.2 25.6

Q gás seco, kg/h 29.7 26.9 27.7 27.7 28.0 27.4 27.7 33.3 31.6 20.0 33.8 33.9 33.0 34.9 34.3 34.3 33.7

Q gás seco, Nm3/h 25.6 22.3 22.7 22.8 23.1 22.3 22.7 28.0 27.4 17.3 29.1 29.5 28.5 30.3 29.7 30.2 29.3

Rendimento a frio, % 74.5 71.2 70.0 70.5 72.0 69.8 70.6 72.0 80.1 80.4 79.8 81.3 80.7 81.4 80.7 82.1 80.9

Conversão de carbono, % 84.6 82.2 82.0 81.4 81.6 80.9 81.5 82.5 85.4 85.7 85.4 86.0 86.0 86.4 85.6 85.5 85.8

N1, kmol/h 0.74 0.69 0.71 0.71 0.72 0.71 0.71 0.84 0.82 0.52 0.88 0.89 0.87 0.92 0.90 0.90 0.88

N2, kgmol/h 0.63 0.56 0.58 0.58 0.59 0.57 0.58 0.69 0.70 0.45 0.75 0.77 0.75 0.79 0.77 0.77 0.76

216

TESTE 16

SS1 SS2 SS3 SS4 SS5 SS6 SS7 SS8 SS9 SS10 Média

Biomassa, kg/h 19.44 16.84 20.23 20.16 19.66 19.33 18.99 19.86 20.03 16.80 19.39

Oxigênio, kg/h 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 6.40 4.18 6.15

Vapor, kg/h 10.49 10.50 10.48 10.51 10.50 10.50 10.50 10.50 10.52 9.08 10.34

AR, %massa 0.38 0.43 0.36 0.36 0.37 0.38 0.38 0.37 0.36 0.28 0.36

SR, %massa 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36 1.36

Selecionado? X X X X X X X X X

λ 0.28 0.32 0.27 0.27 0.27 0.28 0.28 0.27 0.27 0.21 0.27

S/B 0.54 0.62 0.52 0.52 0.53 0.54 0.55 0.53 0.53 0.54 0.53

% H2 27.6 26.8 26.4 25.8 25.0 24.6 24.3 23.7 23.9 23.4 25.0

% N2 13.5 13.1 13.2 13.3 13.8 13.9 14.4 15.0 14.8 15.2 14.1

% CO 14.8 16.2 16.3 16.3 16.0 15.8 16.0 16.2 16.4 16.2 16.0

% CH4 5.2 5.8 5.9 5.9 5.9 5.8 5.8 5.8 5.8 5.8 5.8

% CO2 35.4 35.4 35.8 36.0 36.6 37.1 36.0 35.5 35.1 35.5 35.9

% H2 sem N 2 31.9 30.8 30.4 29.7 29.0 28.5 28.4 27.9 28.0 27.6 29.0

% CO sem N 2 17.1 18.6 18.8 18.8 18.6 18.4 18.7 19.1 19.2 19.1 18.6

% CH4 sem N 2 6.1 6.7 6.7 6.8 6.8 6.8 6.8 6.9 6.9 6.8 6.7

% CO2 sem N2 40.9 40.7 41.2 41.5 42.5 43.0 42.1 41.7 41.2 41.9 41.8

Benzeno, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03

Tolueno, % 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03

Xilenos, % 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 1E-03 2E-03 2E-03 2E-03 2E-03 1E-03

Balanço, % 96.6 97.3 97.5 97.3 97.3 97.2 96.5 96.2 96.0 96.1 96.7

PCI gás, MJ/Nm3 6.7 7.0 7.0 6.9 6.8 6.7 6.7 6.7 6.7 6.6 6.8

R gás, kg/Nm3 1.1 1.1 1.1 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2

Q água, kg/h 1.2 1.0 1.3 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.2 1.0 1.2

Q cinzas, kg/h 1.3 1.1 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.3 1.1 1.3

MM gás, kg/kmol 24.9 25.2 25.5 25.6 25.9 26.1 25.8 25.8 25.6 25.8 25.6

Q gás seco, kg/h 33.6 28.5 34.2 34.1 33.5 33.0 32.6 34.2 34.4 29.0 33.2

Q gás seco, Nm3/h 30.0 25.1 29.8 29.6 28.7 28.1 28.1 29.5 29.9 25.0 28.7

Rendimento a frio, % 81.6 82.3 81.4 80.5 78.5 77.3 78.4 78.4 79.1 77.8 79.2

Conversão de carbono, % 86.5 86.9 86.8 86.7 86.2 86.1 85.6 85.0 85.2 84.8 85.9

N1, kmol/h 0.87 0.75 0.90 0.90 0.88 0.86 0.85 0.90 0.90 0.76 0.87

N2, kgmol/h 0.75 0.65 0.78 0.78 0.76 0.74 0.73 0.76 0.77 0.65 0.75

217

ANEXO 2 – Média de todos os estados estacionários obtidos São apresentados os valores das variáveis obtidas nos estados estacionários (Steady

States ou SS) de maior duração dos 16 testes do planejamento experimental.

218

Teste 1 Teste 2 Teste 3 Teste 4 Teste 5 Teste 6 Teste 7 Teste 8 Teste 9 Teste 10 Teste 11 Teste 12 Teste 13 Teste 14 Teste 15 Teste 16

Biomassa, kg/h 15,65 15,20 14,61 14,87 14,15 13,86 13,28 14,04 15,09 14,97 14,64 14,44 23,61 15,08 19,67 19,39

Oxigênio, kg/h 7,00 4,00 6,40 6,60 6,00 5,99 4,00 6,24 6,40 6,00 6,28 4,00 7,00 6,00 6,40 6,15

Vapor, kg/h 9,91 14,70 14,41 9,91 11,40 11,40 14,70 13,95 8,71 11,40 14,43 14,70 12,60 11,40 10,50 10,34

AR, %massa 0,51 0,30 0,50 0,51 0,48 0,49 0,34 0,51 0,49 0,46 0,49 0,32 0,34 0,45 0,37 0,36

SR, %massa 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36 1,36

λ 0,38 0,22 0,37 0,37 0,36 0,36 0,25 0,38 0,36 0,34 0,36 0,23 0,25 0,33 0,27 0,27

S/B 0,63 0,98 0,99 0,67 0,81 0,82 1,11 1,00 0,58 0,76 0,99 1,02 0,53 0,76 0,53 0,53

% H2 21,0 23,6 18,6 20,1 22,2 22,3 27,0 20,7 20,9 21,5 20,7 24,7 27,1 22,5 25,7 25,0

% N2 16,4 23,7 26,2 17,6 18,2 18,1 20,7 18,9 19,3 21,5 19,6 20,1 13,2 18,5 14,2 14,1

% CO 13,9 14,0 11,2 14,9 12,8 12,2 11,4 10,4 11,9 12,2 11,3 13,4 16,8 12,9 16,2 16,0

% CH4 5,2 5,3 4,4 5,3 5,1 4,9 5,0 4,4 4,7 4,9 4,8 5,3 5,7 5,3 5,8 5,8

% CO2 39,6 29,9 37,5 39,3 39,3 39,0 32,7 38,6 37,9 37,2 39,9 32,5 34,5 38,5 35,5 35,9

% H2 sem N2 25,1 31,0 25,2 24,4 27,1 27,2 34,0 25,5 25,9 27,4 25,8 30,9 31,3 27,6 30,0 29,0

% CO sem N2 16,7 18,3 15,2 18,1 15,6 14,9 14,4 12,8 14,8 15,6 14,1 16,7 19,3 15,8 18,9 18,6

% CH4 sem N2 6,2 7,0 6,0 6,4 6,3 6,0 6,2 5,4 5,8 6,3 5,9 6,6 6,6 6,5 6,8 6,7

% CO2 sem N2 47,4 39,1 50,7 47,7 48,0 47,6 41,3 47,7 46,9 47,4 49,6 40,6 39,7 47,3 41,4 41,8

Benzeno, % 1,1E-03 1,1E-03 1,1E-03 1,2E-03 1,1E-03 1,1E-03 9,6E-04 1,1E-03 1,1E-03 1,1E-03 1,1E-03 1,2E-03 1,1E-03 1,2E-03 1,1E-03 1,2E-03

Tolueno, % 1,5E-03 1,5E-03 1,5E-03 1,0E-03 1,4E-03 1,4E-03 1,3E-03 1,4E-03 1,4E-03 1,4E-03 1,5E-03 1,6E-03 1,4E-03 1,5E-03 1,5E-03 1,6E-03

Xilenos, % 8,8E-04 7,6E-04 8,5E-04 2,2E-02 3,5E-04 6,1E-04 2,9E-04 6,1E-04 8,5E-04 9,8E-04 1,1E-03 1,3E-03 8,3E-04 1,2E-03 9,5E-04 1,4E-03

PAH SPA, g/Nm3 4,39 4,00 2,36 5,43 3,47 3,49 3,23 3,14 - 3,30 3,23 4,43 4,48 3,93 4,88 3,85

MAH SPA, g/Nm3 0,67 0,46 0,42 1,43 7,12 4,50 1,75 4,85 - 3,39 1,05 1,88 1,85 0,63 1,08 0,98

Fenólicos SPA, g/Nm3 0,27 0,75 0,54 0,61 0,31 0,30 0,34 0,22 - 0,21 0,25 0,41 0,57 0,28 0,47 0,54

Balanço de massa, % 96,1 96,5 97,9 97,3 97,5 96,5 96,8 93,1 94,6 97,3 96,3 95,9 97,3 97,7 97,4 96,7

PCI gás, MJ/Nm3 5,9 6,2 5,0 5,9 5,8 5,7 6,1 5,1 5,4 5,6 5,4 6,2 7,1 5,9 6,9 6,8

R gás, kg/Nm3 1,2 1,1 1,3 1,2 1,2 1,2 1,1 1,2 1,2 1,2 1,2 1,1 1,1 1,2 1,2 1,2

Q água, kg/h 1,0 0,9 0,9 0,9 0,9 0,9 0,8 0,9 0,9 0,9 0,9 0,9 1,5 0,9 1,2 1,2

Q cinzas, kg/h 1,0 1,0 1,0 1,0 0,9 0,9 0,9 0,9 1,0 1,0 1,0 1,0 1,6 1,0 1,3 1,3

MM gás, kg/kmol 27,2 25,0 28,0 27,7 27,2 26,9 24,7 26,3 26,6 27,0 27,4 25,0 25,0 27,0 25,6 25,6

Q gás seco, kg/h 27,9 29,8 29,7 26,6 25,9 25,6 25,8 26,6 28,3 28,7 27,6 27,2 39,9 27,7 33,7 33,2

Q gás seco, Nm3/h 22,8 26,6 23,5 21,4 21,2 21,1 23,1 22,5 23,7 23,5 22,3 24,1 35,4 22,7 29,3 28,7

Rendimento a frio, % 67,4 85,2 63,6 67,4 68,8 68,4 84,0 64,6 67,2 69,7 64,6 82,3 83,8 70,6 80,9 79,2

Conversão de carbono, % 83,6 76,3 73,8 82,4 81,8 81,9 79,3 81,1 80,7 78,5 80,4 79,9 86,8 81,5 85,8 85,9

N1, kmol/h 0,72 0,77 0,76 0,69 0,67 0,65 0,64 0,67 0,72 0,73 0,70 0,70 1,05 0,71 0,88 0,87

N2, kmol/h 0,60 0,59 0,56 0,57 0,54 0,53 0,51 0,54 0,58 0,58 0,56 0,56 0,91 0,58 0,76 0,75

219

ANEXO 3 – Configurações do Modelo em CFD

220

Nesta simulação foram utilizadas as especificações mostradas na Tabela A.I.

Tabela A.I - Especificações para a malha da simulação.

Descrição Valor

Preferência física CFD

Método de geração de malha na área do downcomer Automático

Método de geração de malha no restante da geometria Automático

Na aba de configurações de tamanho de malha, foram definidas as características para a

malha, mostradas na Tabela A.II.

Tabela A.II. Características para a malha da simulação.

Descrição Valor

Função avançada de tamanho On curvature

Centro de relevância Medium

Tamanho de elemento Active assembly

Os valores obtidos na medição da qualidade desta malha são apresentados na Tabela

A.III.

Tabela A.III - Qualidade da malha da simulação.

Descrição Valor médio obtido

Razão de aspecto máximo 18,66

Qualidade ortogonal mínima 0,212

- Razão de aspecto máximo é a razão entre a forma de uma célula e a forma de outra

célula de mesmo volume e equilátera

- Qualidade ortogonal (orthogonal quality), onde o valor ótimo é o mais próximo de 1.

221

CONFIGURAÇÕES DO FLUENT

É apresentada a configuração do software FLUENT da ANSYS para a simulação do

circuito completo do gaseificador GABI-1 em 3D em escala real operando com

nitrogênio como agente gaseificante e magnesita como sólidos em suspensão.

Casos simulados

Foram simulados dois casos : o primeiro representando a pré-operação com a inserção

do leito no riser e formação do selo de sólidos e o segundo representando a operação

propriamente dita.

O primeiro caso possui as seguintes condições de contorno:

- Alimentação de sólidos (magnesita) através do fundo riser;

- Injeção de nitrogênio para imprimir o regime de leito fluidizado borbulhante sobre a

magnesita.

O segundo caso possui as seguintes condições de contorno:

- Preenchimento inicial do downcomer com sólidos (magnesita);

- Injeção da mistura de gases na parte inferior do riser, para imprimir o regime de leito

fluidizado circulante sobre a Magnesita;

- Saída de gases e sólidos na parte superior do ciclone;

- Injeção de nitrogênio na parte lateral da válvula L a uma distância de 2x (duas vezes) o

222

diâmetro da válvula da base da mesma.

Os casos simulados levaram em consideração corridas na planta piloto sem gaseificação

que operaram em temperaturas de até 700 °C.

Configurações da simulação

Neste item são mostrados os modelos utilizados, as propriedades dos materiais, as

condições de contorno e inicial aplicados aos casos simulados.

Modelos

Os modelos físicos e empíricos utilizados nesta simulação são apresentados a seguir:

Modelo Multifásico

O modelo multifásico utilizado foi o de Euler-Euler. Este modelo utiliza a formulação

Euleriana para definir a fase contínua, que representa a mistura gasosa e a fase discreta,

que representa os sólidos em suspensão acionando o modelo de fase dispersa.

Modelo Viscoso

De acordo com a literatura (FREIRE et al., 2006), foi utilizado o modelo de turbulência

viscoso com turbulência k-ε realizable, que é uma formulação onde a equação de

transporte modificada para a taxa de dissipação turbulenta ε, foi derivada da equação

exata de transporte da média quadrática do vórtice de flutuação. O termo realizable

223

indica que o modelo satisfaz as restrições matemáticas dos tensores de Reynolds, sendo

assim consistente com os escoamentos físicos turbulentos.

Em paralelo ao modelo viscoso turbulento utilizou-se também o modelo multifásico

turbulento de fase dispersa por se tratar de sólidos em suspensão carreados por

escoamento gasoso.

Propriedades dos Materiais

Os materiais utilizados para as fases contínua, composta de três gases, e dispersa,

composta por um sólido, são mostrados a seguir.

Na Tabela A.IV apresentam-se as características da fase contínua.

Tabela A IV - Características da fase contínua

Descrição Valor Unidade

Material nitrogênio

Densidade 0,62 kg/m3

Viscosidade 0,0000383 Pa.s

Temperatura de referência 923,15 K

As propriedades foram definidas através do banco de dados do programa FLUENT .

Na Tabela A.V, apresentam-se as características da fase discreta.

224

Tabela A.V - Características da Fase Discreta

Descrição Valor Unidade

Material Magnesita -

Densidade 2320 kg/m3

Viscosidade 1 Pa.s

Propriedades das Fases

As propriedades da fase contínua dispersa são apresentadas a seguir:

Na Tabela VI são apresentadas as propriedades da fase discreta e os modelos empíricos

e teóricos utilizados.

Tabela A.VI - Propriedades da fase dispersa

Descrição Modelo/Valor

Diâmetro médio das partículas, mm 0,086

Viscosidade granular Método de Syamlal-O`Brien

Viscosidade granular volumar Lun et al

Temperatura granular dos sólidos Método algébrico

Pressão dos sólidos Método de Syamlal-O`Brien

Distribuição radial Método de Syamlal-O`Brien

Modulo de elasticidade Método derivativo

Limite de empacotamento 0,64

Tipo de sólido Granular

225

Condições de zona das células

Foram definidas duas zonas de células na malha utilizada na simulação:

- fluid : esta área definiu o riser e o retorno do standpipe para o riser incluindo a

área da válvula L.

- standpipe: está zona definiu a área do standpipe a ser preenchido de sólidos no

inicio da simulação.

O modelo de coeficiente de arraste utilizado para realizar a interação entre as fases foi o

de Syamlal-O’Brien.

Condições de contorno

As condições de contorno do problema de gaseificação para as diversas áreas do modelo

físico são apresentadas a seguir:

- inlet_gas: condição de contorno de injeção de gases na base do riser definida

como vent de entrada, para a fase de gases. As propriedades desta condição de

contorno são apresentadas na Tabela A.VII.

226

Tabela A.VII - Condições de contorno para inlet_gas.

Descrição Gás Sólido Unidade

Magnitude da Velocidade

normal 2,87(0,6) 0(0,226) m/s

Características do método de turbulência

Intensidade de Turbulência 10 10 %

Diâmetro hidráulico 77,9 77,9 mm

Temperatura 573 573 K

O valor da velocidade de injeção de ar estipulada foi definido através dos dados

experimentais obtidos a partir dos experimentos realizados. Os valores entre parênteses

são referentes ao caso de alimentação de magnesita.

- outlet_cyclone: condição de contorno de saída de sólidos e gases através do

topo do ciclone definida como pressão absoluta de operação do teste

experimental, para ambas as fases. As propriedades desta condição de contorno

são apresentadas na Tabela A.VIII.

227

Tabela A.VIII - Condições de contorno para outlet_cyclone.

Descrição Gás Sólido Unidade

Características do método de turbulência

Intensidade de Turbulência reversa 10 10 %

Magnitude do comprimento turbulento de escoamento

reverso 20,7 20,7 mm

Temperatura 923 923 K

Fração volumétrica de sólidos 0,001

- l2: condição de contorno de entrada na região lateral da válvula L definida

como vent de entrada, para a fase de gás. As propriedades desta condição de

contorno são apresentadas na Tabela A.IX.

Tabela A.IX - Condições de contorno para l2.

Descrição Gás Sólido Unidade

Magnitude da Velocidade

normal 1,42 (0) 0 m/s

Características do método de turbulência

Intensidade de Turbulência 10 10 %

Diâmetro hidráulico 6,35 6,35 mm

Temperatura 573 573 K

Os valores entre parênteses são referentes ao caso de alimentação de Magnesita.

- walls, walls2, inlet_solids, inlet_lvalve2: condição de contorno das paredes do

modelo físico definidas como paredes, para as zonas definidas na geometria e

228

malha. As propriedades desta condição de contorno são apresentadas na Tabela

A.X.

Tabela X - Condições de contorno para walls, walls2, inlet_solids.

Descrição Unidade

Tipo de parede Estacionária

Rugosidade 0,5

Temperatura externa 923,15 K

Configurações dos modelos da solução

Nesta seção são mostrados os métodos numéricos utilizados na simulação. A Tabela

A.XI apresenta os métodos numéricos utilizados para cada variável física envolvida no

modelo físico.

Tabela A.XI - Métodos numéricos referentes às variáveis físicas.

Equações Método Numérico

Acoplamento pressão-velocidade Acoplamento de fase simples

Discretização Espacial

Gradiente Green-Gauss baseado em nós

Momento Segunda ordem

Fração de volumes Método HRIC

Energia cinética turbulenta Segunda ordem

Taxa de dissipação especifica Segunda ordem

Formulação transiente Primeira ordem implícita

229

O controle da solução se dá através dos fatores de atenuação implícitos (under-

relaxation) da solução. Os métodos numéricos também utilizam o artifício da utilização

de termos de atenuação de alta ordem. Na Tabela A.XII são apresentados todos os

fatores de atenuação utilizados.

Tabela A.XII - Métodos Numéricos referentes às variáveis físicas.

Descrição Valor

Fatores de atenuação implícitos

Momento 0,1

Pressão 0,34

Densidade 0,7

Força dos corpos 1

Fração de volumes 0,4

Temperatura granular 0,2

Energia cinética turbulenta 0,8

Taxa de dissipação turbulenta 0,8

Viscosidade turbulenta 0,2

Energia 0,96

O monitoramento da solução se dá pelo cálculo dos resíduos com a finalidade de se

obter uma convergência satisfatória na solução final. Para esta simulação foi estipulado

o critério de convergência absoluto com a grandeza de 0,001, para verificar a

convergência em cada interação.

Como condição de contorno inicial definiu-se que a zona denominada standpipebottom

230

teria o seu volume preenchido com a fase discreta e com fração volumétrica de sólidos

de 0,4 através do comando patch.

Utilizando o modelo de ERGUN foi definida a resistência viscosa para a região porosa

na base do downcomer para ambas as fases. O modelo de ERGUN é apresentado na

Equação abaixo,

−∆[̀ = 150 ∙ A1 − bC� ∙ cd� ∙ b� ∙ e;� ∙ f + 1,75 ∙ A1 − bC ∙ ghd ∙ b4 ∙ e; ∙ f�[[S9 ]

Onde ∆[ é a perda de carga em Pa, L é o comprimento característico do escoamento,

em m, b é a porosidade do leito, d é esfericidade das partículas, dp é o diâmetro médio

das partículas, em m, c é a viscosidade dinâmica do fluido, em Pa.s, gh é massa

específica do fluido, em kg/m3, e f é a velocidade relativa entre o fluido e os sólidos.

Na Tabela A.XIII são apresentados os valores para a resistência viscosa.

Tabela A.XIII - Resistência viscosa das fases.

Fase Valor Unidade

Gasosa 12900000000 1/m2

Dispersa 47500000 1/m2

Foi definido que a resolução da simulação será iniciada através de todas as regiões da

malha utilizada.

231

Foram definidos: o tipo, a forma e quais variáveis seriam armazenados pelo simulador

para que estas sejam pós-processadas no programa ENSIGHT. Na Tabela A.XIV são

apresentadas as configurações dos arquivos a serem criados para as atividades de pós-

processamento dos dados.

232

Tabela A.XIV - Dados a serem armazenados.

Descrição Valor

Nome do arquivo de exportação

Tipo de arquivo Ensight Gold

Formato do arquivo Binário

Freqüência de gravação 1.000 passos de tempo (para esta simulação)

Variáveis a serem gravadas para esta simulação

Pressão estática

Para as fases gasosa e sólida

Magnitude de velocidade

Velocidade em x

Velocidade em y

Fração de volumes

Temperatura

Para a fase sólida

Diâmetro

Para a fase gasosa

Densidade

Fração molar de vapor

Fração molar de oxigênio

Fração molar de nitrogênio

As últimas características da simulação são: o passo de tempo; o número de passos de

tempo; o número máximo de interações permitidas para tentar se atingir a convergência,

233

apresentadas na Tabela A.XV.

Tabela A.XV - Configuração do tempo de simulação.

Descrição Valor Unidade

Passo de tempo 5x10-5 s

Número de passos de tempo para a simulação 200000

Número máximo de interações por passo de tempo 40 Int/s

Os valores de passo de tempo utilizados nos casos simulados variaram entre 1.10-6 e

5.10-5.