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ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
Dissertação de Mestrado apresentada ao
Programa de Pós-graduação em Engenharia
Mecânica, COPPE, da Universidade Federal do
Rio de Janeiro, como parte dos requisitos
necessários à obtenção do título de Mestre em
Engenharia Mecânica.
Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Rio de Janeiro
Agosto de 2012
ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
DISSERTAÇÃO SUBMETIDA AO CORPO DOCENTE DO INSTITUTO ALBERTO
LUIZ COIMBRA DE PÓS-GRADUAÇÃO E PESQUISA DE ENGENHARIA
(COPPE) DA UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO DE JANEIRO COMO PARTE
DOS REQUISITOS NECESSÁRIOS PARA A OBTENÇÃO DO GRAU DE MESTRE
EM CIÊNCIAS EM ENGENHARIA MECÂNICA.
Examinada por:
________________________________________________
Prof. Manuel Ernani de Carvalho Cruz, Ph.D.
________________________________________________
Prof. Albino José Kalab Leiroz, Ph.D.
________________________________________________
Prof. Mauricio Bezerra de Souza Junior, D.Sc.
________________________________________________
Profa. Gisele Maria Ribeiro Vieira, D.Sc.
RIO DE JANEIRO, RJ - BRASIL
AGOSTO DE 2012
iii
Villamil Castellanos, Andrés Bernardo
Análise Unidimensional Detalhada da Gaseificação de
Bagaço de Cana em Reator de Leito Fluidizado
Borbulhante/ Andrés Bernardo Villamil Castellanos. – Rio
de Janeiro: UFRJ/COPPE, 2012.
xxii, 143 p.: il.; 29,7 cm.
Orientador: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Dissertação (mestrado) – UFRJ/ COPPE/ Programa de
Engenharia Mecânica, 2012.
Referências Bibliográficas: p. 132-139.
1. Simulação unidimensional permanente. 2.
Gaseificação bagaço de cana. 3. Reatores leito fluidizado.
4. Modelos de fluidização I. Cruz, Manuel Ernani de
Carvalho et al. II. Universidade Federal do Rio de Janeiro,
COPPE, Programa de Engenharia Mecânica. III. Título.
iv
Resumo da Dissertação apresentada à COPPE/UFRJ como parte dos requisitos
necessários para a obtenção do grau de Mestre em Ciências (M.Sc.)
ANÁLISE UNIDIMENSIONAL DETALHADA DA GASEIFICAÇÃO DE BAGAÇO
DE CANA EM REATOR DE LEITO FLUIDIZADO BORBULHANTE
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
Agosto/2012
Orientadores: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Programa: Engenharia Mecânica
No presente trabalho é analisado em detalhe o processo de gaseificação de bagaço
de cana de açúcar em um reator de leito fluidizado borbulhante de escala laboratorial. A
análise é desenvolvida utilizando o código computacional CeSFaMB™ que permite a
simulação de diferentes processos em reatores de leito móvel e de leito fluidizado. A
modelagem do processo implementada no CeSFaMB™ considera condições
unidimensionais e de regime permanente no reator e está baseada em correlações
semiempíricas usadas para descrever a fluidodinâmica do leito do reator. Os resultados
obtidos são utilizados para avaliar a composição e o poder calorífico do gás de síntese
quando bagaço de cana de açúcar é gaseificado com diferentes razões estequiométricas
e agentes gaseificadores. Os resultados mostram e quantificam um aumento da
eficiência de gaseificação e do poder calorífico do gás de síntese para baixas razões
estequiométricas e eventuais problemas operacionais para baixas taxas de alimentação
de biomassa. Os efeitos da utilização de ar enriquecido com oxigênio e vapor d´água
como agentes gaseificadores são também analisados, indicando um aumento da
eficiência de gaseificação e da concentração de hidrogênio no gás de síntese,
respectivamente.
v
Abstract of Dissertation presented to COPPE/UFRJ as a partial fulfillment of the
requirements for the degree of Master of Science (M.Sc.)
DETAILED ONE-DIMENSIONAL ANALYSIS OF SUGARCANE BAGASSE
GASIFICATION IN BUBBLING FLUIDIZED BED REACTOR
Andrés Bernardo Villamil Castellanos
August/2012
Advisors: Manuel Ernani de Carvalho Cruz
Albino José Kalab Leiroz
Department: Mechanical Engineering
The detailed analysis of the sugar cane bagasse gasification process in a
laboratory scale bubbling fluidized bed reactor is discussed in the present work. The
analysis is conducted using the commercial code CeSFaMB™ developed for the
simulation of different processes in fixed and fluidized bed reactors. The implemented
modeling in the CeSFaMB™ code considers that one-dimensional and steady-state
conditions prevail in the reactor and is based on semi-empiric correlations used to
describe the flow dynamics within the reactor bed. Simulations are performed to
evaluate the syngas composition and heating value when sugar cane bagasse is gasified
with different stoichiometric ratios and gasification agents. Results show and quantify
an increase of gasification efficiency and syngas heating value for low stoichiometric
ratios and eventual reactor operational issues for low biomass feeding rates. The effects
of using oxygen-enriched air and steam as the gasification agent are also analyzed,
indicating an increase of gasification efficiency and syngas hydrogen concentration,
respectively.
vi
DEDICATÓRIA
Para Alejita, Ángel y Alicia…mi familia que nace.
Pidiendo la sabiduria y la paciencia para este camino que
emprendemos.
vii
AGRADECIMENTOS
Agradeço à minha família por todos seus conselhos, a sua amizade e amor
incondicional, pelo apoio constante e por ter-me ensinado as coisas verdadeiramente
valiosas da vida.
Aos Professores Manuel e Albino pelo acompanhamento e orientação durante o
desenvolvimento deste trabalho.
À área de Processos de Conversão de Biomassa da PETROBRAS,
especialmente a Cristina e Haikal, pela sua colaboração ao fornecer os dados
necessários para o desenvolvimento do presente trabalho.
Ao meu colega Jean Pinho pela sua ajuda e amizade. Pelas tardes de chimarrão
e café falando sobre os inúmeros problemas do trabalho e sobre a vida.
Aos meus amigos brasileiros, africanos, alemães, latinoamericanos e,
especialmente, à comunidade colombiana no Rio de Janeiro, que não poderiam ser
nomeados neste espaço tão breve, mas que levarei no meu corazão por sempre, pois
fizeram de minha experiência no Brasil algo, simplesmente, maravilhoso. Obrigado e
até logo.
viii
SUMÁRIO
1 INTRODUÇÃO .................................................................................................... 1
2 O PROCESSO DE GASEIFICAÇÃO ........................ ........................................... 5
2.1 Etapas do processo ........................................................................................ 5
2.1.1 Secagem ................................................................................................ 6
2.1.2 Pirólise ................................................................................................... 7
2.1.3 Reações de gaseificação ..................................................................... 10
2.1.4 Combustão parcial dos voláteis e combustão do carbonizado ............. 12
2.2 Agentes gaseificadores ................................................................................. 13
2.3 Gaseificação alotérmica ................................................................................ 13
3 CLASSIFICAÇÃO DOS EQUIPAMENTOS .................... ................................... 15
3.1 Leito móvel .................................................................................................... 15
3.2 Leito fluidizado .............................................................................................. 17
3.3 Arrasto .......................................................................................................... 19
4 MODELOS DE FLUIDIZAÇÃO ............................ .............................................. 21
4.1 Conceitos básicos de fluidização .................................................................. 21
4.1.1 Classificação de partículas de Geldart ................................................. 22
4.1.2 Velocidade mínima de fluidização ........................................................ 23
4.1.3 Tamanho de partícula .......................................................................... 26
4.1.4 Esfericidade de partícula ...................................................................... 26
4.1.5 Porosidade ........................................................................................... 27
4.1.6 Massas específicas para partículas sólidas ......................................... 28
4.1.7 Velocidade mínima de borbulhamento ................................................. 29
4.1.8 Velocidade terminal de partícula .......................................................... 30
4.2 Modelo das duas fases ................................................................................. 31
4.2.1 Porosidades das fases no leito ............................................................ 34
4.2.2 Diâmetro e velocidade das bolhas ....................................................... 34
4.2.3 Transferência de massa entre as fases ................................................ 35
ix
4.2.4 Transferência de calor entre as fases .................................................. 38
4.2.5 Circulação de partículas no leito .......................................................... 39
4.2.6 Distribuição do tamanho das partículas em regime permanente .......... 40
5 MODELO MATEMÁTICO ................................. ................................................. 43
5.1 Balanço de espécies químicas na bolha ....................................................... 43
5.2 Balanço de espécies químicas para o gás na emulsão ................................. 44
5.3 Balanço de espécies químicas para os sólidos na emulsão .......................... 44
5.4 Balanço de energia na bolha ......................................................................... 44
5.5 Balanço de energia para o gás na emulsão .................................................. 45
5.6 Balanço de energia para os sólidos na emulsão ........................................... 45
5.7 Balanço de espécies químicas no freeboard ................................................. 46
5.8 Balanço de energia para o gás no freeboard ................................................. 46
5.9 Balanço de energia para os sólidos no freeboard .......................................... 46
5.10 Condição de contorno para a composição do gás no leito ............................ 47
5.11 Condição de contorno para a temperatura do gás no leito ............................ 47
5.12 Condição de contorno para a vazão mássica de espécies químicas gasosas
no leito .......................................................................................................... 47
5.13 Condição de contorno para a temperatura dos sólidos no leito ..................... 48
5.14 Condição de contorno para a vazão mássica dos sólidos no leito ................. 49
5.15 Condição de contorno para a vazão mássica de espécies químicas gasosas
no freeboard .................................................................................................. 49
5.16 Condição de contorno para a temperatura do gás no freeboard .................... 50
6 CINÉTICA QUÍMICA .................................. ....................................................... 51
6.1 Cálculos iniciais............................................................................................. 52
6.2 Reações químicas ......................................................................................... 53
6.2.1 Reações químicas homogêneas .......................................................... 55
6.2.2 Reações heterogêneas ........................................................................ 56
6.3 Secagem ....................................................................................................... 59
6.4 Pirólise .......................................................................................................... 60
6.4.1 Devolatilização ..................................................................................... 60
x
6.4.2 Pirólise secundária ............................................................................... 64
6.5 Reações de gaseificação e combustão do carbonizado ................................ 64
7 CSFMB©/CeSFaMB™ ................................... ................................................... 66
7.1 Dados de entrada .......................................................................................... 67
7.1.1 Parâmetros de convergência numérica ................................................ 67
7.1.2 Dados de entrada geométricos e físicos do equipamento .................... 69
7.1.3 Caracterização de gases e sólidos ....................................................... 72
7.2 Procedimento de solução do modelo ............................................................ 75
7.3 Simulação de caso experimental ................................................................... 76
8 PARÂMETROS DO PROCESSO ............................ .......................................... 81
8.1 Parâmetros relacionados com a convergência numérica .............................. 81
8.1.1 Porcentagem mínima e porcentagem máxima de conversão de carbono
fixo (CCMINP e CCMAXP) .............................................................. 81
8.1.2 Máximo desvio permitido na conversão de carbono fixo (CCDEVP) .... 82
8.1.3 Tolerância de integração usada nos balanços de massa e energia
(TOLMB) ......................................................................................... 82
8.1.4 Fator de convergência ICONV(2) ......................................................... 82
8.1.5 Fator de convergência ICONV(5) ......................................................... 83
8.1.6 Fator de convergência ICONV(6) ......................................................... 83
8.2 Equipamento ................................................................................................. 83
8.2.1 Reator de leito fluidizado borbulhante .................................................. 86
8.2.2 Sistema de alimentação dos agentes gaseificadores ........................... 88
8.2.3 Sistema de alimentação de sólidos ...................................................... 90
8.3 Caracterização dos sólidos e condições ambientais ..................................... 90
9 REALIZAÇÃO DAS SIMULAÇÕES NO CeSFaMB™ ............. .......................... 93
9.1 Modelagem no CeSFaMB™ ......................................................................... 93
9.2 Estudo 1: Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço
de cana ......................................................................................................... 94
9.3 Estudo 2: Diferentes agentes gaseificadores ................................................ 95
9.3.1 Caso 2.1: Ar enriquecido com oxigênio ................................................ 96
xi
9.3.2 Caso 2.2: Mistura de ar enriquecido com oxigênio e vapor de água .... 96
10 RESULTADOS E ANÁLISE .............................. ................................................ 98
10.1 Estudo 1 – Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço
de cana ......................................................................................................... 98
10.1.1 Caso 1.1 .......................................................................................... 98
10.1.2 Caso 1.2 ........................................................................................ 104
10.1.3 Caso 1.3 ........................................................................................ 109
10.1.4 Caso 1.4 ........................................................................................ 114
10.1.5 Comparação entre os casos .......................................................... 120
10.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores ............................................ 123
10.2.1 Caso 2.1 ........................................................................................ 123
10.2.2 Caso 2.2 ........................................................................................ 126
11 CONCLUSÕES E SUGESTÕES ..................................................................... 129
12 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ........................ ........................................ 132
13 ANEXO 1 – PARÂMETROS DE CONVERGÊNCIA .............. .......................... 140
13.1 Estudo 1 - Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de bagaço
de cana ....................................................................................................... 140
13.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores. ........................................... 140
13.2.1 Caso 2.1 ........................................................................................ 141
13.2.2 Caso 2.2 ........................................................................................ 141
14 ANEXO 2 – RESULTADOS DOS ESTUDOS .................. ................................ 142
xii
LISTA DE TABELAS Tabela 1. Diferenças entre os processos de gaseificação e combustão de
combustíveis sólidos em reatores. ................................................................................ 5
Tabela 2. Principais reações químicas dentro do processo de gaseificação. .. 11
Tabela 3. Poder calorífico do gás de síntese em função do agente gaseificador.
........................................................................................................ 13
Tabela 4. Faixa de potência para cada tipo de reator (BASU, 2010). .............. 15
Tabela 5. Normas utilizadas para a determinação da composição da análise
imediata. ........................................................................................................ 52
Tabela 6. Representação simplificada das principais reações químicas
envolvidas no processo de gaseificação. .................................................................... 54
Tabela 7. Modelos de devolatilização .............................................................. 62
Tabela 8. Estequiometria detalhada das reações de gaseificação e combustão
do carbonizado . ....................................................................................................... 65
Tabela 9. Descrição dos principais dados geométricos e físicos do
equipamento. ........................................................................................................ 71
Tabela 10. Concentrações molares obtidas nos testes VS concentrações
molares obtidas nas simulações (RE=19%, RE=26% e RE=35%) .............................. 77
Tabela 11. Temperatura média do leito para as diferentes razões
estequiométricas [ºC]. ................................................................................................. 79
Tabela 12. Descrição da planta piloto. .............................................................. 84
Tabela 13. Características do bagaço de cana.................................................. 91
Tabela 14. Distribuição de tamanho de partícula para o bagaço de cana ......... 91
Tabela 15. Distribuição de tamanho de partícula para o material do leito .......... 92
Tabela 16. Condições ambientais assumidas. .................................................. 92
Tabela 17. Diâmetros internos e a sua correspondente posição em z. .............. 93
Tabela 18. Parâmetros geométricos e físicos do equipamento ......................... 94
Tabela 19. Valores tomados do CeSFaMB™ para o bagaço de cana e o material
inerte. ........................................................................................................ 94
xiii
Tabela 20. Vazões mássicas de ar e de bagaço de cana usadas nas simulações
[kg/s]. ........................................................................................................ 95
Tabela 21. Vazões mássicas de agente gaseificador para os diferentes valores
de percentagem de O2. ............................................................................................... 96
Tabela 22. Razão entre vazões mássicas de vapor de água e de biomassa
(SBR) e vazão mássica de água ................................................................................. 97
Tabela 23. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (1000 g/h). ........................... 100
Tabela 24. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35%
(1000 g/h). ...................................................................................................... 104
Tabela 25. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (800 g/h).............................. 105
Tabela 26. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35%
(800 g/h). ...................................................................................................... 109
Tabela 27. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (600 g/h).............................. 110
Tabela 28. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35%
(600 g/h). ...................................................................................................... 114
Tabela 29. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (400 g/h).............................. 116
Tabela 30. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35%
(400 g/h). ...................................................................................................... 119
Tabela 31. Temperatura média do leito em relação a OP. .............................. 126
xiv
LISTA DE FIGURAS
Figura 1. Processo de gaseificação. ................................................................. 6
Figura 2. Decomposição térmica da partícula: secagem, pirólise primária e
pirólise secundária. ....................................................................................................... 8
Figura 3. Porcentagem de produtos em função da temperatura de pirólise. ... 10
Figura 4. Reator de leito móvel contracorrente (adaptada de BASU, 2010) .... 16
Figura 5. Esquema de funcionamento de um reator co-corrente. Gradiente de
temperatura em função da altura.. .............................................................................. 17
Figura 6. Tipos de reator de leito fluidizado: (a) Leito fluidizado borbulhante; (b)
Leito fluidizado circulante. ........................................................................................... 18
Figura 7. Gaseificador de alimentação superior. ............................................. 20
Figura 8. Gaseificador de alimentação lateral. ................................................ 20
Figura 9. Diferentes estados de um leito de partículas ................................... 22
Figura 10. Diagrama de classificação de partículas de Geldart. ....................... 22
Figura 11. Perda de pressão no leito VS Velocidade superficial. ...................... 24
Figura 12. Estrutura de uma partícula porosa. .................................................. 28
Figura 13. Esquema reator leito fluidizado borbulhante. ................................... 31
Figura 14. Detalhe das fases e das transferências de calor e massa. .............. 36
Figura 15. Esquema do distribuidor de gás. ..................................................... 49
Figura 16. Modelos de partícula: (a) Modelo da conversão uniforme, (b) Modelo
de encolhimento de partícula sem reagir, (c) Modelo de encolhimento do núcleo sem
reagir, (d) Modelo progressivo com encolhimento de partícula, (e) Modelo progressivo
com encolhimento de núcleo. ..................................................................................... 57
Figura 17. Modelos de Partícula: (a) Modelo do núcleo não exposto; (b) Modelo
do núcleo exposto. ...................................................................................................... 58
Figura 18. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir parâmetros de
convergência numérica ............................................................................................... 68
Figura 19. Dimensões básicas equipamentos de leito fluidizado. ..................... 70
Figura 20. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização dos gases ........................................................................................... 73
xv
Figura 21. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização do combustível sólido. ........................................................................ 74
Figura 22. Perfis de temperatura no leito para RE=19%.. ................................. 78
Figura 23. Perfis de temperatura no leito para RE=27%.. ................................. 78
Figura 24. Perfis de temperatura no leito para RE=35%.. ................................. 79
Figura 25. Diagrama de tubulação e instrumentação da planta piloto. .............. 85
Figura 26. Desenho do reator de leito fluidizado borbulhante. .......................... 86
Figura 27. Distribuidor de gás (adaptada de PID Eng&Tech, 2012) .................. 87
Figura 28. Sistema de aquecimento externo .................................................... 88
Figura 29. Sistema de alimentação de vapor de água. ..................................... 88
Figura 30. Sistema de alimentação de gases (ar, oxigênio e nitrogênio). ......... 89
Figura 31. Gráfico de calibração do fuso de alimentação de biomassa ............ 90
Figura 32. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana. ...................... 98
Figura 33. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana. ...................... 99
Figura 34. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 1000 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 100
Figura 35. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 1000 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 101
Figura 36. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 1000 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 101
Figura 37. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE
= 25%, RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h). ............................................................... 102
Figura 38. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%,
RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h). ........................................................................... 103
Figura 39. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (1000 g/h). .................................................................................... 103
Figura 40. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana. ...................... 104
xvi
Figura 41. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana. ...................... 105
Figura 42. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 800 g/h de bagaço
de cana ...................................................................................................... 106
Figura 43. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 800 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 106
Figura 44. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 800 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 107
Figura 45. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE
= 25%, RE = 30% e RE = 35% (800 g/h). ................................................................. 107
Figura 46. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%,
RE = 30% e RE = 35% (800 g/h). ............................................................................. 108
Figura 47. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (800 g/h). ...................................................................................... 108
Figura 48. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana. ...................... 109
Figura 49. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana. ...................... 110
Figura 50. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 600 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 111
Figura 51. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 600 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 111
Figura 52. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 600 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 112
Figura 53. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE
= 25%, RE = 30% e RE = 35% (600 g/h). ................................................................. 113
Figura 54. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%,
RE = 30% e RE = 35% (600 g/h). ............................................................................. 113
Figura 55. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (600 g/h). ...................................................................................... 114
Figura 56. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana. ...................... 115
xvii
Figura 57. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana. ...................... 115
Figura 58. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 400 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 116
Figura 59. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 400 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 117
Figura 60. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 400 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 117
Figura 61. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE
= 25%, RE = 30% e RE = 35% de RE (400 g/h). ...................................................... 118
Figura 62. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%,
RE = 30% e RE = 35% (400 g/h). ............................................................................. 118
Figura 63. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (400 g/h). ...................................................................................... 119
Figura 64. Poder calorífico inferior em função das vazões mássicas de bagaço
de cana ...................................................................................................... 120
Figura 65. Eficiência do equipamento em função das vazões mássicas de
bagaço de cana ...................................................................................................... 120
Figura 66. Variação da razão H2/CO em função da vazão mássica de bagaço de
cana. ...................................................................................................... 121
Figura 67. Temperatura média do leito em função da vazão mássica de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 121
Figura 68. Mensagem de advertência mostrada pelo CeSFaMB™ para RE =
25% e 400 g/h de bagaço de cana. ........................................................................... 122
Figura 69. Frações molares das principais espécies químicas para OP=21%,
OP=30%, OP=35% e OP=40%. ................................................................................ 123
Figura 70. Poder calorífico e eficiência do equipamento para OP = 21%, OP =
30%, OP = 35% e OP = 40%. ................................................................................... 124
Figura 71. Perfis de temperatura no leito para OP=30% e 1000 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 124
Figura 72. Perfis de temperatura no leito para OP=35% e 1000 g/h de bagaço
de cana. ...................................................................................................... 125
xviii
Figura 73. Perfis de temperatura no leito para OP=40% e 1000 g/h de bagaço
de cana.. ...................................................................................................... 125
Figura 74. Frações molares das principais espécies químicas para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%. ......................................................................... 126
Figura 75. Taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), para os diferentes
valores de SBR. ...................................................................................................... 127
Figura 76. Poder calorífico e eficiência do equipamento para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%. ......................................................................... 128
xix
LISTA DE SÍMBOLOS
Símbolo Nome Unidades
� Área m2
� Calor específico Jkg·K
Coeficiente de difusividade m2s
� � Composição do carbonizado --
� � Composição do combustível em base seca e livre de
cinzas --
� � Composição do alcatrão --
� � Composição dos voláteis --
� Diâmetro m
���� Fator de expansão do leito --
�����,� Fluxo mássico da espécie química i entre as bolhas e o
gás da emulsão
kgm2·s
� Vazão mássica kgs
�� Taxa de circulação kgs
�� Fluxo de circulação kgm2·s
� Aceleração da gravidade ms2
ℎ Entalpia Jkg
ℎ� Coeficiente de transferência de calor por convecção Wm2·K
!"# Altura do leito expandido m
$
Coeficiente de transferência de massa entre gases
Coeficiente de transferência de massa entre gases e
sólidos
s-1
kmolm2·s
$) Coeficiente cinético da reação química j Variável
xx
1!� Poder calorífico inferior MJkg
3 Massa Molecular kgkmol
4 Massa Kg
567 Número de Arquímedes --
587 Número de Prandtl --
59� Número de Reynolds --
5:; Número de Sherwood --
< Pressão Pa
>̃
Taxa de reação em base molar (para reação
homogênea)
Taxa de reação em base molar (para reação
heterogênea)
kgm3·s
kgm2·s
AB Razão estequiométrica --
A� Taxa de produção ou consumo da espécie química i kgm3·s
A� Taxa de transferência de calor devida à convecção Wm3
A; Taxa de transferência de calor devida à transferência de
massa
Wm3
AC Taxa de geração ou consumo de energia devida à
reação química
Wm3
A9 Taxa de transferência de calor devida à radiação Wm3
D
Área superficial
Geração ou consumo por unidade de volume (Unidade
da propriedade transportada)
m2
m3s
� Temperatura K
�F Temperatura de referência K
G Velocidade ms
H Resistência à transferência de massa para reações
químicas heterogêneas
sm2
� Volume m3
xxi
I Fração mássica --
JK Coeficiente de distribuição de voláteis durante a etapa
de devolatilização --
L Posição vertical M
Subscritos --
--
MNN Aparente --
MO Condição média --
P Leito --
Q Bolha --
QGR$ Total --
�S4Q Combustível --
� Secagem --
�TUV Distribuidor --
W Emulsão --
� Freeboard --
� Gás --
! Relacionado com a circulação de partículas no leito
fluidizado --
ℎWV Reações heterogêneas --
ℎS4 Reações homogêneas --
T Número da peneira ou Número da espécie química --
X Relacionado com o estado inicial do combustível --
XP Entra no leito --
Y Número da reação --
$
Fase (gás ou sólido) ou relacionado com o número da
resistência à transferência de massa para reações
químicas heterogêneas
--
R Nível de tamanho de partícula --
1P Abandona o leito --
4 Tipo de sólido (m=1: Carbonâceos, m=2: Absorventes,
m=3: Inertes) --
4MJ Máximo --
4Q Condição mínima de borbulhamento --
xxii
4� Condição mínima de fluidização --
4TZ Mínimo --
N Partícula --
NRWZG4 Espaço do reator imediatamente abaixo do distribuidor
de gás --
<1 Partículas que abandoam o leito --
>WMR Real --
U Sólidos --
V Terminal --
H Relacionado com o modelo de partícula de núcleo não
exposto --
� Volatéis --
[ Relacionado com a elutriação de partículas ou com o
modelo de partícula de núcleo exposto --
\ Relacionado com o arrasto de partículas --
Letras
gregas
]^�_�`a Coeficiente de transferência de calor por convecção
entre o leito e o distribuidor de gás
Wm2·K
b Coeficiente de distribuição da reação de combustão de
carbonizado --
c Porosidade --
d Eficiência do equipamento --
Λ Conversão total no sólido --
f Condutividade térmica Wm·K
g Massa específica kgm3
h Coeficiente estequiométrico --
i Variável --
j Esfericidade --
Φ Coeficiente de Thiele --
l Viscosidade kgm·s
1
1 INTRODUÇÃO
A biomassa é uma fonte renovável de energia e de carbono orgânico. O uso da
biomassa como combustível oferece vantagens, não só em termos de energia, mas
em termos econômicos, políticos, meio ambientais e sociais. Existem muitas maneiras
de transformar biomassa em energia. Uma das mais importantes áreas de pesquisa e
desenvolvimento é a gaseificação.
A gaseificação é um processo de conversão de matérias primas, neste caso
biomassa, em produtos gasosos que podem ser utilizados como combustíveis em
várias aplicações ou utilizados como matérias primas para produzir produtos químicos
com valor agregado. A gaseificação de biomassa em leitos fluidizados tem algumas
vantagens, tais como uma condição quase isotérmica dentro do leito e o fato de ser
um processo com controle mais simples passível de ser implementado em diferentes
escalas.
Os modelos matemáticos são úteis para o projeto, a predição do comportamento
do gaseificador e o estudo dos efeitos dos parâmetros do processo no desempenho do
equipamento.
Embora haja muita literatura a respeito da gaseificação de carvão, não existem
muitos modelos focados em gaseificação de biomassa em leitos fluidizados. Costuma-
se usar heuristicamente a informação de carvão dentro dos modelos para biomassa a
despeito das diferenças entre esses materiais.
A biomassa é mais reativa do que o carvão, sendo a sua pirólise mais rápida. A
biomassa tem uma maior quantidade de voláteis e umidade, uma menor densidade de
energia e um conteúdo baixo de cinzas e enxofre (KAUSHAL et al., 2010).
Surge então a necessidade de utilizar modelos de gaseificação que levem em
conta as características específicas da biomassa para simular processos de
gaseificação e predizer os produtos e os parâmetros ótimos para ditos processos.
Segundo GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010), existem modelos fluidodinâmicos
computacionais (CFD), modelos de fluidização (FM) ou modelos caixa preta (BBM).
Essa classificação é baseada nas simplificações usadas para resolver a fluidodinâmica
do sistema.
Os modelos de fluidização são os mais desenvolvidos para gaseificadores de
leito fluidizado, consistindo de um tratamento teórico que abrange os principais
fenômenos físico-químicos acontecidos durante o processo e de observações
experimentais feitas durante as últimas cinco décadas.
2
Para avaliar um processo de gaseificação experimentalmente, os principais
parâmetros de entrada a serem definidos têm a ver com as características do
equipamento, tais como o tipo de reator, a sua geometria e as propriedades físicas dos
materiais que o constituem, assim como as condições ambientais e, também, as
características físico-químicas dos gases e dos sólidos que são alimentados dentro do
equipamento. Para que os resultados obtidos com um modelo matemático se ajustem
com maior precisão ao comportamento real do processo de gaseificação, o modelo
deve considerar, nas suas entradas, os parâmetros descritos anteriormente.
No presente trabalho será desenvolvida uma análise computacional do processo
de gaseificação de bagaço de cana em um reator de leito fluidizado borbulhante
utilizando o programa comercial CeSFaMB™ (Comprehensive Simulator of Fluidized
and Moving Bed Equipment). Dita análise é dividida em dois estudos que buscam
determinar o comportamento das principais saídas do processo, quando variadas a
vazão mássica de bagaço de cana que entra no reator e a composição e vazão
mássica de agente gaseificador.
No Cap. 2 é feita uma breve descrição dos conceitos fundamentais relacionados
com o processo de gaseificação que serão utilizados ao longo do trabalho para
explicar o modelo desenvolvido no CeSFaMB™ e para analisar os resultados obtidos
nos estudos. Já no Cap. 3, são descritos de forma concisa os diferentes tipos de
reatores que existem para desenvolver processos de gaseificação, mostrando suas
principais características e vantagens.
No Cap. 4 são explicados, na primeira parte, os principais conceitos relacionados
com os modelos de fluidização, mostrando as correlações semiémpiricas
desenvolvidas para modelar os parâmetros fluidodinâmicos do leito. A segunda parte
do capítulo está focalizada a explicar o modelo de fluidização das duas fases. O
objetivo principal desse capítulo é introduzir as correlações semiempíricas utilizadas
para alimentar alguns dos termos fonte do modelo matemático explicado no Cap. 5.
Como dito anteriormente, no Cap. 5 é desenvolvido em detalhe o modelo
matemático para os balanços de massa, espécies e energia, assim como as condições
de contorno necessárias para solucionar o sistema de equações.
O Cap. 6 desenvolve a cinética química do processo de gaseificação. É
explicada a forma de calcular a quantidade de ar necessária no processo. Depois,
cada um dos tipos de reações químicas envolvidas é descrito, detalhando a forma de
calcular as suas taxas de reação. Finalmente, com a mesma estrutura utilizada no
Cap. 2 para explicar o processo de gaseificação, é mostrada a cinética química de
cada uma das etapas do processo. Nesse capítulo, as principais reações químicas
envolvidas na gaseificação, e mostradas no Cap. 2, são usadas para explicar os
3
conceitos apresentados. Com os parâmetros descritos, são definidos completamente
os termos fonte do modelo matemático.
No Cap. 7 é feita uma descrição detalhada do programa CeSFaMB™. O capítulo
está dividido em três partes. Na primeira, são explicados os dados de entrada
necessários para simular um processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado
borbulhante. A segunda parte contém uma descrição do procedimento feito pelo
programa para solucionar o modelo matemático. Finalmente, na terceira parte é
mostrada a forma como o programa apresenta os resultados obtidos durante a
simulação. Para essa última parte do capítulo, mostram-se os resultados obtidos para
uma simulação feita no programa baseada no estudo desenvolvido por CAMPOY
(2009).
Uma descrição dos dados de entrada inseridos no programa para desenvolver a
análise computacional é feita no Cap. 8. Inicialmente, são descritos os valores
adotados para os parâmetros relacionados com a convergência numérica do modelo.
Depois, é descrito em detalhe o equipamento onde se desenvolve o processo de
gaseificação. Finalmente, é mostrada a caracterização do material inerte que compõe
o leito e do bagaço de cana de açúcar, assim como as condições ambientais
consideradas.
O Cap. 9 mostra a descrição dos dois estudos a serem desenvolvidos no
CeSFaMB™. Cada estudo é dividido em vários casos específicos que dependem da
combinação de parâmetros escolhida para a análise. No Cap. 10 são mostrados os
resultados de cada um dos estudos descritos no Cap. 9 e é feita uma análise dos
mesmos, baseada no comportamento de algumas variáveis do processo, tais como a
temperatura média do leito, as taxas de reação e a composição do gás.
Finalmente, as conclusões do trabalho são mostradas no Cap. 11, considerando,
não somente os resultados dos estudos, mas também o concluído da revisão
bibliográfica feita.
Os Caps. 12 e 13 correspondem às referências bibliográficas e ao anexo 1,
respectivamente.
Com toda a descrição feita nesta introdução, podem-se definir, de forma geral,
os objetivos deste trabalho como sendo:
• fazer uma revisão detalhada da modelagem do processo de gaseificação
através de modelos de fluidização;
• avaliar o processo de gaseificação de biomassa em reatores de leito
fluidizado borbulhante com um modelo matemático unidimensional e
permanente, utilizando o programa comercial CeSFaMB™;
4
• determinar a influência das condições do processo no comportamento e
desempenho do gaseificador de leito fluidizado borbulhante que forma parte
de uma planta piloto em escala de laboratório desenvolvida pela empresa
espanhola PID Eng&Tech.
5
2 O PROCESSO DE GASEIFICAÇÃO
A gaseificação é o processo mediante o qual, partindo de um combustível sólido
ou líquido, são obtidos produtos gasosos úteis para liberar energia em outras
aplicações como motores e turbinas ou para a produção de outros compostos
químicos (BASU, 2010). O processo se desenvolve em um reator quando as duas
correntes de alimentação, uma de combustível sólido e uma de gás, entram em
contato e reagem entre si.
A gaseificação e a combustão de combustíveis sólidos são processos que se
desenvolvem em etapas termoquímicas similares. No entanto, existem algumas
diferenças entre os dois, que são mostradas na Tab. 1.
Tabela 1. Diferenças entre os processos de gaseificação e combustão de
combustíveis sólidos em reatores.
Gaseificação Combustão
Energia é armazenada nos
enlaces químicos dos gases
produzidos.
Energia é liberada com a
quebra dos enlaces químicos
dos gases.
Processo desenvolvido em
condições abaixo do valor
estequiométrico de ar
(geralmente, 35% do valor
teórico de oxigênio requerido
para combustão completa).
Processo desenvolvido em
excesso de ar.
No processo de gaseificação se
busca um produto com uma
relação hidrogênio/carbono
alta.
No processo de combustão o
hidrogênio e o carbono são
oxidados para obter H2O e
CO2.
2.1 Etapas do processo
Em geral, o processo de gaseificação, para qualquer combustível sólido
alimentado dentro de um reator, se desenvolve nas seguintes etapas:
• secagem;
• pirólise;
• combustão parcial dos voláteis e do carbonizado;
6
• reações de gaseificação.
A Fig. 1 mostra o processo de gaseificação de biomassa como descrito
anteriormente.
Figura 1. Processo de gaseificação (adaptada de GÓMEZ-BAREA E LECKNER,
2010).
2.1.1 Secagem
Quando a matéria prima é alimentada dentro do gaseificador, a umidade nela
contida é retirada devido às altas temperaturas dentro do equipamento. O valor da
umidade dos sólidos alimentados dentro do gaseificador varia dependendo da
natureza do material, no entanto, pode chegar até 90% em massa (BASU, 2010). Para
vaporizar um quilograma de água é necessária uma energia mínima de 2260 kJ que
não são recuperáveis. Portanto, a umidade inicial da matéria prima alimentada dentro
do gaseificador é um parâmetro importante para avaliar a viabilidade econômica de um
processo de gaseificação, se comparada com o custo energético necessário para a
secagem.
A umidade contida na matéria prima pode ser classificada como sendo umidade
livre ou externa e umidade inerente ou de equilíbrio (BASU, 2010). A umidade inerente
está dentro da estrutura do sólido, enquanto a umidade livre está na superfície. No
caso da umidade inerente, ela não pode ser retirada previamente à gaseificação da
matéria prima. Porém, a umidade externa pode ser retirada com um processo de pré-
secagem e o processo de secagem é completado dentro do gaseificador usando o
7
calor fornecido ao sistema. Esquematicamente, o processo de secagem é descrito
como:
Matéria prima úmida + Calor � Matéria prima seca + H2O
Para obter um gás de síntese com um poder calorífico razoável, recomenda-se
que a biomassa alimentada dentro do reator possua uma umidade entre 10% e 20%
em massa.
2.1.2 Pirólise
A pirólise é a decomposição térmica do combustível sólido em gases não
condensáveis, gases condensáveis e sólidos. Desenvolve-se em total ausência de
oxigênio ou em pequenas quantidades que permitam uma combustão parcial para
obter a energia necessária para que o processo aconteça. Pode ser definida também
como a partição das moléculas complexas do combustível sólido em moléculas mais
simples.
O produto sólido do processo de pirólise é chamado de carbonizado e está
composto, principalmente, por carbono, mas contém também pequenas quantidades
de oxigênio, hidrogênio e outras espécies como enxofre. Os gases condensáveis são
alcatrão, vapor de água, óleo ou nafta (HIGMAN E VAN DER BURGT, 2008). O
alcatrão é um produto altamente viscoso, mistura de muitos hidrocarbonetos
condensáveis, aromáticos e poliaromáticos. Ele pode condensar-se em zonas de baixa
temperatura e ocasionar o entupimento do gaseificador ou também pode sair com a
corrente de gás de síntese na forma de aerosol e diminuir a aplicabilidade de dito gás
em outros equipamentos, devido a esse risco de entupimento. Portanto, é importante
reduzir a quantidade de alcatrão no produto final do processo de gaseificação. BASU
(2010) apresenta em detalhe os diferentes métodos de redução de alcatrão. Os gases
não condensáveis são uma mistura de gases com baixo peso molecular que
participam nas reações das etapas seguintes do processo.
Na Fig. 2 são mostradas as etapas do processo de decomposição térmica de
uma partícula dentro do gaseificador.
8
Figura 2. Decomposição térmica da partícula: secagem, pirólise primária e pirólise
secundária (adaptada de NEVES et al., 2011).
Como visto na figura, a pirólise é desenvolvida em duas etapas, que são:
• Pirólise primária: Após a secagem, o aumento da temperatura faz com que os
enlaces químicos da partícula sejam quebrados termicamente, liberando
voláteis (água, alcatrão, gases não condensáveis) e carbonizado, nomeados
com o número 1 na figura. Independentemente do tipo de combustível sólido
alimentado dentro do reator, a pirólise primária é completada em temperaturas
relativamente baixas (< 500 ºC).
o Pirólise secundária: Na pirólise secundária (~ 300 ºC - ~ 900 ºC), os
voláteis liberados na pirólise primária mudam devido ao craqueamento
ou a reforma do alcatrão (BASU, 2010). O alcatrão formado na pirólise
primária é craqueado termicamente ou com vapor de água para
decompô-lo em gases de peso molecular baixo e em carbonizado.
Dependendo do agente gaseificador utilizado, a reforma do alcatrão
pode acontecer com H2O ou com CO2. As seguintes reações químicas
representam a reforma de alcatrão em cada um dos casos:
CnHx+nH2O⟶ tn+x2 u H2+nCO (R.1)
CnHx+nCO2⟶ tx2u H2+2nCO (R.2)
As reações do alcatrão na pirólise secundária são endotérmicas,
precisando de valores de energia entre 200 e 300 kJ/mol.
9
o Reações homogêneas entre as diferentes espécies gasosas (gases
liberados na pirólise primária e agente gaseificador), assim como
reações heterogêneas entre o sólido e o gás.
� Parâmetros da pirólise
Considerando a taxa de aquecimento do combustível sólido, a pirólise é
classificada como sendo lenta ou rápida. A pirólise é lenta se o tempo de aquecimento
é muito maior que o tempo de reação da pirólise. No caso contrário, a pirólise é
considerada rápida. GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010) mostra a forma de estimar o
tempo de pirólise considerando a taxa característica da reação. Segundo HIGMAN E
VAN DER BURGT (2008), se a taxa de aquecimento é lenta, a pirólise da partícula
começa aproximadamente a 350 ºC. Para temperaturas perto desse valor, as taxas
das reações de gaseificação são baixas, portanto, a quantidade de voláteis ao redor
da partícula aumenta e a gaseificação ocorre depois da pirólise primária. Porém, se a
taxa de aquecimento é rápida, os voláteis não conseguem se acumular em torno da
partícula, pois a pirólise e a gaseificação acontecem simultaneamente, favorecendo a
pirólise secundária e, portanto, produzindo um gás mais limpo que o produzido em
uma pirólise lenta, onde uma grande quantidade de voláteis sem reagir pode
abandonar o equipamento. Essa é a razão pela qual os equipamentos que permitem
altas taxas de transferência de calor produzem produtos mais limpos, por exemplo, os
reatores de leito fluidizado que serão descritos no capítulo seguinte.
No entanto, é possível concluir que só a taxa de reação não define os produtos
da pirólise, pois variando o tempo de residência dos produtos no reator se controla
também a ocorrência das reações secundárias. Por exemplo, para uma taxa de
aquecimento lenta e um tempo de residência alto, os produtos da pirólise primária
podem permanecer no equipamento um tempo suficiente para que a pirólise
secundária seja desenvolvida.
A distribuição dos produtos da pirólise também depende do tamanho da
partícula. Partículas pequenas oferecem menor resistência à saída dos gases
condensáveis, os quais conseguem abandonar a zona de reação sem passar pelo
processo de pirólise secundária, favorecendo a produção de líquido na pirólise.
Partículas maiores facilitam o craqueamento devido à alta resistência que oferecem à
saída dos produtos da pirólise primária, favorecendo a produção de sólidos. Assim,
nos métodos antigos para a produção de carvão vegetal (material carbonizado
resultante da pirólise da biomassa) eram utilizadas grandes peças de madeira (BASU,
2010).
Por último, a temperatura de pirólise também
dos produtos. A Fig. 3 mostra a variação da porcentagem de produtos liberad
pirólise em função da temperatur
Figura 3. Porcentagem de produtos em fu
2.1.3 Reações de gaseificação
Embora o processo de gaseificação envolva todas as transformações totais ou
parciais de um combustível sólido em gases,
processo as reações de gaseificação são aquelas que acontecem entre o material
carbonizado (produto sólido da pirólise
excluindo o oxigênio. A Tab.
gases, e heterogêneas, do carbonizado
calores de reação.
10
Por último, a temperatura de pirólise também afeta a distribuição
mostra a variação da porcentagem de produtos liberad
pirólise em função da temperatura.
rcentagem de produtos em função da temperatura de pirólise
(adaptada de BASU, 2010).
Reações de gaseificação
Embora o processo de gaseificação envolva todas as transformações totais ou
parciais de um combustível sólido em gases, do ponto de vista
processo as reações de gaseificação são aquelas que acontecem entre o material
zado (produto sólido da pirólise) e os gases presentes no gaseificador,
excluindo o oxigênio. A Tab. 2 mostra as principais reações homogêneas, entre os
gases, e heterogêneas, do carbonizado com os gases, com os seus respectivos
a distribuição e composição
mostra a variação da porcentagem de produtos liberados na
nção da temperatura de pirólise
Embora o processo de gaseificação envolva todas as transformações totais ou
das etapas do
processo as reações de gaseificação são aquelas que acontecem entre o material
) e os gases presentes no gaseificador,
mostra as principais reações homogêneas, entre os
, com os seus respectivos
11
Tabela 2. Principais reações químicas dentro do processo de gaseificação
(GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).
Estequiometria
Calor de
reação
[kJ/mol] a
Nome da reação
Número
da
reação
Reações homogêneas
CO+12O2⇄CO2 -283 Oxidação de monóxido
de carbono (R.3)
H2+12O2⇄H2O -242 Oxidação de
hidrogênio (R.4)
CH4+2O2⇄CO2+2H2O -803 Oxidação de metano (R.5)
CO+H2O⇄CO2+H2 -41 Reação de
deslocamento de àgua (R.6)
Reações heterogêneas
Gaseificação de carbonizado
C+CO2⇄2CO +173 Reação de Boudouard (R.7)
C+H2O⇄CO+H2 +131 Gaseificação com
vapor (R.8)
C+2H2⇄CH4 -75 Hidro-gaseificação (R.9)
Combustão do carbonizado
C+O2⟶CO2 -394 Combustão completa
do carbonizado (R.10)
C+12O2⟶CO -111 Combustão parcial do
carbonizado (R.11)
a Os sinais positivos ou negativos antes do valor do calor de reação indicam se a reação
é endotérmica ou exotérmica, respectivamente.
A reação de deslocamento da água, (R.6), é importante porque incrementa o
hidrogênio molecular nos gases produzidos diminuindo o monóxido de carbono. Nas
reações de gaseificação do material carbonizado, as taxas de reação dependem da
sua reatividade e do potencial de reação do agente gaseificador. A reação de
combustão parcial com oxigênio é a mais rápida de todas as reações heterogêneas,
seguida pela reação de gaseificação com vapor de água que tem uma taxa de reação
de três a cinco ordens de magnitude menor. Depois a reação de gaseificação com
dióxido de carbono, cuja taxa de reação é seis ou sete ordens de magnitude menor e,
12
finalmente, a reação de gaseificação com hidrogênio que é a mais lenta de todas as
reações de gaseificação (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).
2.1.4 Combustão parcial dos voláteis e combustão do carbonizado
Como visto na Tab. 2, as reações de gaseificação, em geral, são endotérmicas,
como é o caso, também, da pirólise e a secagem. O calor necessário para esses
processos é gerado permitindo algumas reações exotérmicas dentro do gaseificador,
como as reações de oxidação (R.3), (R.4) e (R.5) ou como as reações de combustão
de carbonizado (R.10) e (R.11).
A reação de combustão completa do material carbonizado libera uma quantidade
maior de energia, enquanto a reação de combustão parcial com oxigênio libera
somente 28% da energia comparada com a combustão completa, mas produz o gás
combustível CO. A velocidade de reação de combustão parcial é menor que a
velocidade da reação de combustão completa. A ocorrência da reação de combustão
completa ou da reação de combustão parcial está determinada pela temperatura na
qual se encontram os reagentes. Existe um coeficiente de distribuição de reação que
permite representar a reação de combustão geral da seguinte forma:
βC+O2→2zβ-1{CO+z2-β{CO2 (R.12)
onde o valor do coeficiente de distribuição b, segundo BASU (2010) e SOUZA-
SANTOS (2004), é calculado com a seguinte fórmula:
b = [� ][� �] = 2400W�t����� u (1)
onde, � é a temperatura dos reagentes.
Para temperaturas altas, como as encontradas no processo de gaseificação, a
concentração de CO é maior que a do CO2. Portanto, SOUZA-SANTOS (2004) propõe
uma alternativa para a estequiometria desta reação: considerar que a combustão de
carbonizado só produz CO, como mostrado na reação (R.11), e incluir a reação de
oxidação de CO, (R.3), junto com o cálculo do equilíbrio para a estimativa da taxa de
reação. Essa última consideração será aprofundada no Cap. 6.
É importante lembrar que modelar o material carbonizado como sendo
constituído somente por carbono é uma simplificação, pois também contém, em
pequenas quantidades, outras espécies como hidrogênio, oxigênio, nitrogênio e
enxofre.
13
2.2 Agentes gaseificadores
Para que o processo de gaseificação dentro do reator aconteça, uma corrente de
gás que reaja com o combustível sólido, conhecida como agente gaseificador, deve
ser introduzida no equipamento.
O valor de poder calorífico do gás de síntese produzido no processo de
gaseificação depende da quantidade e do tipo de agente gaseificador utilizado. A Tab.
3 mostra os principais agentes gaseificadores, assim como o intervalo de poder
calorífico do gás de síntese produzido quando utilizado cada um deles.
Tabela 3. Poder calorífico do gás de síntese em função do agente gaseificador
(adaptada de BASU, 2010).
Agente gaseificador Poder calorífico do gás de síntese [MJ/Nm 3]
Ar 4 – 7
Vapor de água 10 – 18
Oxigênio 12 – 28
Como visto na Tab. 3, o gás de síntese tem um poder calorífico maior, se
oxigênio é usado como agente gaseificador. Os produtos obtidos usando vapor de
água como agente gaseificador têm uma relação H/C alta, mas o calor necessário
para as reações endotérmicas acontecerem deve ser fornecido mediante fontes
externas. Se ar é usado no processo, o nitrogênio contido nele se dilui no produto,
resultando em valores baixos de poder calorífico.
2.3 Gaseificação alotérmica
A gaseificação alotérmica é conhecida também como gaseificação indireta.
Nesse processo, usa-se vapor de água como agente gaseificador e o calor necessário
para o processo é obtido de uma fonte externa ao reator. Existem três formas de
prover calor em um processo de gaseificação indireta (GÓMEZ-BAREA E LECKNER,
2010). A primeira é usar uma fonte externa, por exemplo, plasma ou energia solar. Até
agora não é uma alternativa comercialmente atraente devido às limitações econômicas
na fabricação dos equipamentos (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010). A segunda é a
recirculação de gás, onde o calor é provido pela recirculação de uma parte do gás
combustível obtido no processo. Os produtos com alta temperatura da combustão
circulam novamente dentro de tubos através do leito do gaseificador. E, a terceira
14
forma, consiste na recirculação de carbonizado para o qual, precisa-se de dois
reatores separados. O primeiro para gaseificar o combustível sólido, e o segundo para
queimar o carbonizado residual e prover o calor necessário para desenvolver o
processo. Este tipo de gaseificadores com dois reatores é oferecido comercialmente e
tem apresentado um bom desempenho.
15
3 CLASSIFICAÇÃO DOS EQUIPAMENTOS
Em geral, os reatores são classificados como sendo de leito móvel, de leito
fluidizado ou de arrasto. Na Tab. 4 é mostrada a faixa de potência de cada um destes
equipamentos.
Tabela 4. Faixa de potência para cada tipo de reator (BASU, 2010).
Tipo de equipamento Faixa de potência
Leito móvel 10 kW - 10 MW
Leito fluidizado 5 MW - 100 MW
Arrasto > 50 MW
3.1 Leito móvel
Para este tipo de reator o combustível sólido se movimenta descendentemente
como um pistão, ou seja, não existe separação entre as partículas sólidas. São
equipamentos que podem ser construídos com baixo custo. No entanto, as taxas de
transferência de calor e de massa são baixas e, por isso, é difícil conseguir uma
distribuição uniforme dos sólidos, da temperatura ou da composição dos gases na
seção transversal. Os reatores de leito móvel podem ser classificados como sendo de
reator contracorrente ou reator co-corrente.
No reator contracorrente, como mostrado na Fig. 4, o combustível sólido
(biomassa, carvão ou outros resíduos) entra pela parte de cima do reator e se
encontra com a corrente de gás que entra por baixo. Neste tipo de reator as etapas de
secagem, devolatilização, gaseificação e combustão não têm regiões bem definidas,
pois uma partícula pode estar sendo devolatilizada na sua superfície ao tempo que
está secando-se no seu interior, ou pode estar sofrendo os processos de gaseificação
e combustão ao mesmo tempo.
16
Figura 4. Reator de leito móvel contracorrente (adaptada de BASU, 2010).
Na medida em que a corrente de gás vai subindo pelo reator, as suas
propriedades como temperatura, composição ou pressão variam devido aos diferentes
processos de transformação que acontecem durante a gaseificação, explicados no
capítulo anterior. Assim, por exemplo, o oxigênio do gás é consumido na parte baixa
do reator, onde acontece a maior parte da oxidação, incrementando, portanto, a
concentração de CO2 e H2O. Depois o CO2 e o H2O reagem com o carbono da fase
sólida para produzir CO e H2. Antes de sair do reator o gás recebe os gases
produzidos na pirólise dos sólidos e o vapor de água produto da secagem, o que
resulta em um alto conteúdo de alcatrão no gás produzido, que restringe a sua
aplicabilidade (BASU, 2010).
No caso do reator co-corrente, a entrada do gás se encontra a uma altura h
abaixo do topo do equipamento, como mostrado na Fig. 5.
Figura 5. Esquema de funcionamento
temperatura em função da altura
Neste tipo de reator o
alta concentração de alcatrão
pela zona de combustão, e devido às altas temperaturas,
craqueado. Portanto, o gás obtido
móvel co-corrente é mais limpo do que o gás obtido em
funcionando em contracorrente.
3.2 Leito fluidizado
Nos reatores de leito fluidizado é possível diferenciar duas regiões; uma região
densa, conhecida como leito e uma região
conhecida como freeboard
constituído, geralmente, por partículas de material inerte que são percorridas por uma
corrente de gás que entra no reator através de um
equipamento. Acima de um
velocidade mínima de fluidização,
no Cap. 4.
Os reatores de leito fluidizado oferecem uma excelente mistura dos sólidos no
leito, uma alta taxa de transferência de calor e massa e, portanto, uniformidade na
17
Esquema de funcionamento de um reator co-corrente. Gradiente de
temperatura em função da altura (adaptada de BASU, 2010)
Neste tipo de reator o gás que abandona a zona de devolatilizaç
alta concentração de alcatrão, passa através da zona de combustão. Ness
, e devido às altas temperaturas, o alcatrão é queimado e
o gás obtido no processo de gaseificação em um reator de le
mais limpo do que o gás obtido em um reator de leito móvel
contracorrente.
Nos reatores de leito fluidizado é possível diferenciar duas regiões; uma região
densa, conhecida como leito e uma região com menor concentração de sólidos,
freeboard, onde as partículas sólidas se separam do gás. O leito está
por partículas de material inerte que são percorridas por uma
corrente de gás que entra no reator através de um distribuidor colocado no fundo do
um valor de velocidade superficial do gás, conhecida como
velocidade mínima de fluidização, o leito começa ser fluidizado, como
Os reatores de leito fluidizado oferecem uma excelente mistura dos sólidos no
leito, uma alta taxa de transferência de calor e massa e, portanto, uniformidade na
corrente. Gradiente de
daptada de BASU, 2010).
gás que abandona a zona de devolatilização, e tem uma
passa através da zona de combustão. Nessa passagem
o alcatrão é queimado e
um reator de leito
tor de leito móvel
Nos reatores de leito fluidizado é possível diferenciar duas regiões; uma região
om menor concentração de sólidos,
, onde as partículas sólidas se separam do gás. O leito está
por partículas de material inerte que são percorridas por uma
distribuidor colocado no fundo do
conhecida como
o leito começa ser fluidizado, como será explicado
Os reatores de leito fluidizado oferecem uma excelente mistura dos sólidos no
leito, uma alta taxa de transferência de calor e massa e, portanto, uniformidade na
18
temperatura e na composição dos sólidos no leito. Na maior parte dos leitos
fluidizados, partículas de combustível sólido, trituradas e menores a 10 mm, são
alimentadas dentro do leito, que se encontra a temperatura elevada e em estado de
fluidização.
Os processos de secagem e devolatilização ocorrem na vizinhança do ponto de
alimentação do combustível sólido e podem ser considerados como processos
instantâneos, enquanto a combustão, se houver, ocorre, geralmente, na região acima
do distribuidor.
O distribuidor de gás deve garantir uma distribuição uniforme do agente
gaseificador dentro do leito para uma fluidização homogênea através da seção
transversal do equipamento. Existem diferentes desenhos de distribuidores, desde
placas porosas ou perfuradas até desenhos mais complexos com dispositivos para
retirar acumulações de sólidos que podem produzir o colapso do leito. LEUNG (1971)
apresenta um estudo sobre o projeto de distribuidores de gás em reatores de leito
fluidizado. Na Fig. 6 são mostrados os tipos de gaseificadores de leito fluidizado.
Figura 6. Tipos de reator de leito fluidizado: (a) Leito fluidizado borbulhante; (b)
Leito fluidizado circulante (adaptada de GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010).
Os gaseificadores de leito fluidizado borbulhante operam com velocidades
superficiais baixas (0.5 - 2 m/s), enquanto os de leito circulante operam com
19
velocidades maiores (2 - 5 m/s). A recirculação de partículas no gaseificador de leito
fluidizado circulante faz com que o tempo de residência das partículas dentro do reator
seja maior, ou seja, existe um contato maior entre o gás e o sólido, o que melhora a
qualidade do gás de síntese.
Um parâmetro importante para avaliar o processo de gaseificação em um reator
de leito fluidizado é a eficiência do equipamento, que pode ser calculada com
d = ��1!���̀ 1!�̀ (2)
onde, �� corresponde à vazão mássica de gás de síntese que abandona o reator e �̀
correspondem à vazão mássica de combustível sólido introduzido no reator. A entalpia
de combustão do gás é 1!�� e a entalpia de combustão do combustível sólido é 1!�̀ .
3.3 Arrasto
Este tipo de reatores apresenta algumas vantagens como, por exemplo, a
capacidade que tem de operar com quase qualquer tipo de combustível sólido e de
produzir um gás de síntese produzido livre de alcatrão.
As partículas de combustível sólido são reduzidas a um tamanho de
aproximadamente 100 μm. O tempo de residência das partículas dentro do
gaseificador é curto, portanto, para ter uma boa conversão do combustível sólido se
precisa de uma alta temperatura. Essa alta temperatura ocasiona uma alta demanda
de oxigênio dentro do equipamento ou a necessidade de sistemas de aquecimento
externo, o que faz com que os custos deste tipo de equipamentos sejam maiores que,
por exemplo, os reatores de leito fluidizado.
Existem alguns inconvenientes para a gasificação de biomassa em este tipo de
reatores:
• dificuldade para a redução do tamanho das partículas de biomassa de uma
forma econômica;
• corrosão do interior do equipamento devida à natureza agressiva dos resíduos
líquidos da biomassa;
• limitações no tamanho do equipamento devidas à quantidade de biomassa que
pode ser fornecida (HIGMAN E VAN DER BURGT, 2008).
Existem, principalmente, dois tipos de
ponto de entrada da corrente de combustível sólido e que são mostrados nas F
8.
Figura 7. Gaseificador de alimentação superior
Figura 8. Gaseificador de alimentação lateral
Em BASU (2010) e
mais aprofundadas sobre as características de cada um dos tipos de reatores
apresentados neste capítulo.
20
Existem, principalmente, dois tipos de reatores de arrasto, que dependem do
a corrente de combustível sólido e que são mostrados nas F
ficador de alimentação superior (adaptada de HIGMAN E VAN
DER BURGT, 2008).
Gaseificador de alimentação lateral (adaptada de HIGMAN
BURGT, 2008).
e HIGMAN E VAN DER BURGT (2008) são feitas
sobre as características de cada um dos tipos de reatores
apresentados neste capítulo.
de arrasto, que dependem do
a corrente de combustível sólido e que são mostrados nas Figs. 7 e
daptada de HIGMAN E VAN
HIGMAN E VAN DER
são feitas revisões
sobre as características de cada um dos tipos de reatores
21
4 MODELOS DE FLUIDIZAÇÃO
Para modelar todos os fenômenos de conversão de combustíveis em leitos
fluidizados, é necessário descrever os processos que acontecem entre os gases e os
sólidos dentro do reator, aplicando balanços de massa, de espécies, de energia e de
quantidade de movimento, incluindo também a formulação dos termos fonte, as
condições de contorno e as relações constitutivas para cada uma das fases
envolvidas. GOMEZ-BAREA E LECKNER (2010) classificam os modelos como sendo
modelos fluidodinâmicos computacionais (CFD), modelos de fluidização (FM) ou
modelos caixa preta (BBM). A classificação é feita considerando a abordagem e as
simplificações usadas para resolver a fluidodinâmica do sistema.
Entre os três tipos de modelos, os modelos de fluidização congregam exatidão e
baixa complexidade devido às simplificações introduzidas. Neles, as equações
diferenciais de quantidade de movimento não são resolvidas, em lugar disso, a
fluidodinâmica do leito é modelada com correlações semiempíricas baseadas em
dados experimentais coletados nas últimas cinco décadas. O leito é modelado como
sendo constituído por várias regiões ou fases com uma topologia determinada,
existindo transporte de massa e energia entre elas. Trabalhos desenvolvidos usando
modelos de fluidização para simular leitos fluidizados podem ser encontrados em
SOUZA-SANTOS (1989), HAMEL E KRUMM (2001), YAN et al. (1998), YAN et al.
(1999), SADAKA et al. (2002), CHEJNE et al. (2011), CHEJNE E HERNÁNDEZ
(2002), KAUSHAL et al. (2007), KAUSHAL et al. (2010).
4.1 Conceitos básicos de fluidização
Na fluidização um leito de partículas sólidas é levado em um estado com
comportamento similar àquele de um líquido. Para isso, um fluido, gás ou líquido, é
injetado em direção ascendente através do leito com uma taxa de alimentação
suficiente para exercer uma força sobre as partículas que compense o seu peso;
assim, a estrutura sólida original agregada pela força da gravidade, muda para uma
com propriedades similares às de um fluido, ou seja, capacidade de escoar e se
deformar, e onde as partículas podem se mover com certa aleatoriedade umas com
relação às outras (GIBILARO, 2001). A Fig. 9 mostra os diferentes regimes que se
estabelecem quando um leito de partículas é fluidizado. Os conceitos necessários para
entender a transição de um regime para outro serão explicados ao longo das seções
seguintes.
Figura 9. Diferentes es
4.1.1 Classificação de partículas de
GELDART (1973) fez a primeira classificação
fluidizados com gases. Em sua classificação foram reconhecidos quatro grupos
caracterizados pelas massas específicas das partículas e do agente fluidizador, assim
como pelo diâmetro médio das partículas (YANG, 2003).
de classificação de partículas de Geldart para cada um dos grupos de partículas.
Figura 10. Diagrama de classificaç
22
Diferentes estados de um leito de partículas (adaptada
SANTOS, 2004).
Classificação de partículas de Geldart
GELDART (1973) fez a primeira classificação do comportamento de sólidos
fluidizados com gases. Em sua classificação foram reconhecidos quatro grupos
caracterizados pelas massas específicas das partículas e do agente fluidizador, assim
como pelo diâmetro médio das partículas (YANG, 2003). A Fig. 10 mostra o diagrama
de classificação de partículas de Geldart para cada um dos grupos de partículas.
Diagrama de classificação de partículas de Geldart. (a
GELDART, 1973)
aptada de SOUZA-
do comportamento de sólidos
fluidizados com gases. Em sua classificação foram reconhecidos quatro grupos
caracterizados pelas massas específicas das partículas e do agente fluidizador, assim
mostra o diagrama
de classificação de partículas de Geldart para cada um dos grupos de partículas.
ão de partículas de Geldart. (adaptada de
23
O grupo A envolve partículas de tamanho pequeno e massa específica baixa
(ρ� < 1400 $�/m�). O leito de partículas apresenta uma expansão homogênea após a
mínima fluidização (Fig. 9b) e antes do começo do borbulhamento (Fig. 9c). As bolhas
de gás aparecem somente quando a velocidade mínima de borbulhamento é atingida
(ver seções seguintes).
O grupo B inclui materiais com tamanhos de partícula médios e massa
específica média, por exemplo, areia de mar ou de rio. As bolhas aparecem
imediatamente acima da velocidade mínima de fluidização, ou seja, não existe uma
condição de operação como a mostrada na Fig. 9b. A velocidade de ascensão das
bolhas é maior que a velocidade do gás nos interstícios da areia (OKA, 2004).
As partículas do grupo C são altamente coesivas, como pós finos que não
fluidizam facilmente. Leitos formados por esse tipo de partículas tendem a formar
canais sem fluidizar.
Finalmente, o grupo D envolve materiais grossos e separados e com massa
específica alta. Uma característica importante desse grupo é que as bolhas ascendem
no leito com uma velocidade menor que aquela do gás nos interstícios das partículas.
Neste grupo de partículas, da mesma forma que nas partículas Tipo B, o leito também
passa de fixo a borbulhante acima da velocidade mínima de fluidização.
YANG (2003) e GOGOLEK E GRACE (1995) apresentam diferentes formas para
definir os limites entre um grupo de partículas e outro. Para leitos fluidizados são
utilizadas partículas tipo A, B e D.
4.1.2 Velocidade mínima de fluidização
A velocidade mínima de fluidização é uma variável importante que permite
avaliar se as condições de fluidização são atingidas. Se a velocidade superficial do
gás é menor que a velocidade mínima de fluidização, então o leito permanece fixo
(SOUZA-SANTOS, 2004).
A perda de pressão devida ao atrito de um fluido escoando através de um leito
de partículas é determinada pela equação de Ergun. Essa equação é a soma de duas
perdas de pressão independentes, uma relacionada com efeitos viscosos e a outra
relacionada com efeitos inerciais. Abrange uma ampla faixa de operação, geralmente
encontrada nos equipamentos que trabalham com leitos (GIBILARO, 2001), e é dada
por
∆<1 = 150
A Eq. (3) pode ser reescrita
no começo da fluidização,
∆<"#��g��� � g�����1 �
O lado esquerdo da Eq.
fluido sobre o leito e o peso do leito flutuando. Na condição de fluidização esse
quociente é igual a um, ou seja, a força de atrito iguala com
flutuação (GOGOLEK E GRACE, 1995). Para velocida
fluidização a perda de pressão através do leito permanece quase constante, enquanto
o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig.
variação da perda de pressão atravé
Figura 11. Perda de pressão no le
Um método experimental para encontrar o valor da velocidade mínima de
fluidização é medir e traçar a perda de pressão através do leito para diferentes valores
24
z1 � c{�c�
lG�j�������
q 1,751 � cc�gG�
j�����
reescrita de forma adimensional para determinar as con
�� � c"#�1 | 150 1 � c"#c"#�j��59���567 q 1,75
c"#�j�59���567
O lado esquerdo da Eq. (4) é o quociente entre a força de atrito exercida pelo
fluido sobre o leito e o peso do leito flutuando. Na condição de fluidização esse
um, ou seja, a força de atrito iguala com ao peso menos a
(GOGOLEK E GRACE, 1995). Para velocidades maiores que a mínima de
fluidização a perda de pressão através do leito permanece quase constante, enquanto
o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig.
variação da perda de pressão através do leito em função da velocidade do fluido.
Perda de pressão no leito VS Velocidade superficial (adaptada
SANTOS, 2004).
Um método experimental para encontrar o valor da velocidade mínima de
fluidização é medir e traçar a perda de pressão através do leito para diferentes valores
(3)
de forma adimensional para determinar as condições
��� (4)
entre a força de atrito exercida pelo
fluido sobre o leito e o peso do leito flutuando. Na condição de fluidização esse
o peso menos a
des maiores que a mínima de
fluidização a perda de pressão através do leito permanece quase constante, enquanto
o fluxo adicional de gás produz uma maior expansão do leito. A Fig. 11 mostra a
s do leito em função da velocidade do fluido.
daptada SOUZA-
Um método experimental para encontrar o valor da velocidade mínima de
fluidização é medir e traçar a perda de pressão através do leito para diferentes valores
25
de velocidade do fluido e achar a intersecção das duas linhas, horizontal e oblíqua. No
entanto, o comportamento da perda de pressão com respeito à velocidade pode ser
diferente daquele mostrado na Fig. 11 devido a que, por exemplo, a transição para a
fluidização seja gradual, em lugar de abrupta. Este comportamento acontece para
leitos com uma distribuição ampla de partículas. Levando em conta esse fato, existem
relações semiempíricas que permitem o cálculo da velocidade mínima de fluidização.
O número de Reynolds para o estado mínimo de fluidização pode ser obtido
resolvendo a Eq. (4) com o lado esquerdo sendo igual à unidade, como explicado
anteriormente. No entanto, esse valor para o número de Reynolds é muito sensível a
variações da esfericidade j� e da porosidade mínima de fluidização c"#. Portanto,
para 59��� , é utilizada uma equação que conserva a forma geral da Eq. (4),
59��� = ���� + ��567 − �� (5)
onde, os coeficientes �� e �� são ajustados com dados experimentais e apresentados
na literatura (SOUZA-SANTOS, 2004; YANG, 2003).
O número de Arquímedes, que relaciona as forças gravitacionais e as forças
viscosas, é dado por
567 = ����� �g����g��� − g����l��� � (6)
Conhecendo o valor dos números de Reynolds e de Arquímedes, é possível
calcular a velocidade mínima de fluidização.
G"# = 59���l�������g��� (7)
É importante destacar alguns efeitos da pressão sobre a velocidade mínima de
fluidização. Uma mudança na pressão altera a massa específica do gás, portanto, a
velocidade mínima de fluidização diminui quando a pressão aumenta. No entanto,
esse efeito da pressão sobre a velocidade mínima de fluidização, é menor para
partículas pequenas.
26
4.1.3 Tamanho de partícula
Como visto na seção anterior, o tamanho médio de partícula é um parâmetro
importante para determinar as condições de fluidização. Além disso, como será
mostrado, representa uma das variáveis mais importantes dentro de todo o processo
de gaseificação. Uma amostra de partículas tem uma distribuição estatística de
diâmetros; portanto, escolher o método para determinar o tamanho médio de partícula
não é uma tarefa trivial e, dessa escolha, dependerá a confiabilidade dos valores
calculados com dito tamanho.
Existem várias formas de se calcular o tamanho médio de partícula partindo de
uma distribuição de tamanhos obtida em laboratório, mediante uma análise feita com
peneiras, como explicado em SOUZA-SANTOS (2004). A expressão mais utilizada
para calcular o tamanho médio de partícula ���� em processos de gaseificação pode
ser escrita como
���� = 1∑ I����
���� (8)
Para obter a distribuição de tamanhos, as partículas sólidas passam através de
uma série de peneiras com diferentes tamanhos de abertura e, para cada peneira, é
medida a fração mássica de sólidos, I�, que é retida nela. Depois, é achado um
diâmetro médio, ���, para as partículas retidas em cada peneira. Finalmente, a Eq. (8)
é usada para calcular o diâmetro médio de partícula, ����. As diferentes classificações
de peneiras, com os respectivos tamanhos de abertura e equivalências entre
diferentes padrões de classificação, são encontradas em PERRY (1997).
4.1.4 Esfericidade de partícula
A esfericidade é um fator de forma que propõe quantificar a diferença entre a
forma real de uma partícula e a forma de uma esfera. A esfericidade é definida como a
razão entre a área superficial de uma esfera e a área superficial da partícula,
considerando que as duas têm o mesmo volume, (OKA, 2004), e pode ser calculada
por
j� = ���/�0,205D� (9)
27
Obviamente, para uma esfera perfeita, a esfericidade é igual a um; para
partículas não esféricas, a esfericidade é, sempre, menor que um. YANG (2003) e
OKA (2004) mostram valores de esfericidade para alguns tipos comuns de partículas.
4.1.5 Porosidade
A porosidade de um leito de partículas é definida como o quociente entre o
volume total do espaço livre entre as partículas e o volume do leito. Depende do
tamanho e da forma das partículas. Uma definição geral de porosidade que se aplica a
todos os estados de mistura de sólidos e fluídos, e mesmo a todos os regimes de leito
fluidizado, é.
c = � − ∑ ��� = ��� (10)
em � corresponde ao volume total do leito e ∑ �� é o volume total ocupado pelas
partículas sólidas. A diferença entre esses dois valores é igual ao volume de gás
dentro do leito, ��.
Segundo GOGOLEK E GRACE (1995) a porosidade na condição mínima de
fluidização é determinada pela expressão
c"# = 1 − 4g�!"#�^ (11)
em que altura do leito expandido !"# é medida visualmente ou extrapolando a perda
linear de pressão. A massa total de partículas 4 no leito deve ser conhecida.
No entanto, outros autores (YANG, 2003; OKA, 2004; DE SOUZA SANTOS,
2004) citam o trabalho desenvolvido por Wen e Yu no ano 1966, no qual os autores
acharam baseados em dados experimentais, uma maior relação entre a porosidade na
condição de mínima fluidização e a esfericidade da partícula. As relações encontradas
por Wen e Yu são
1j�c"#� ≈ 14 e 1 − c"#j��c"#� ≈ 11 (12)
As relações mostradas na
Ergun, Eq. (3), para obter a Eq.
na Eq. (12) são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a
porosidade e a esfericidade (
outras porosidades importantes dentro do
4.1.6 Massas específicas para partículas sólidas
Existem muitas definições para a massa específica de partículas
elas sempre apresentam alguma porosidade
definições podem ser mais
de uma partícula sólida e permite desenvolver cada uma das definições de massa
específica.
Figura 12. Estrutura de
Se considerados o volume real da partícula, sem
massa da partícula, obtém-
O volume dos poros é determinado mediante adsorção de gás, deslocamento de
gás ou água ou porosimetria com mercúrio, como explicado em YANG (2003). No
entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig.
massa específica real inclui o volume dos poros fechados na partícula.
A massa específica aparente
dos poros, de acordo com a expressão
28
As relações mostradas na Eq. (12) permitem a simplificação da equação de
para obter a Eq. (5). É importante destacar que as relações mostradas
são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a
porosidade e a esfericidade (SOUZA-SANTOS, 2004). Mais adiante, serão de
outras porosidades importantes dentro do contexto de modelos de fluidização.
Massas específicas para partículas sólidas
Existem muitas definições para a massa específica de partículas
elas sempre apresentam alguma porosidade. Dependendo da sua aplicação, algumas
definições podem ser mais apropriadas que outras. A Fig. 12 ilustra a estrutura
e permite desenvolver cada uma das definições de massa
utura de uma partícula porosa (adaptada de YANG, 2003).
o volume real da partícula, sem incluir o volume dos poros, e a
-se a massa específica real, g7���,
g7��� = 4��� − ���7�`
O volume dos poros é determinado mediante adsorção de gás, deslocamento de
gás ou água ou porosimetria com mercúrio, como explicado em YANG (2003). No
entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig.
massa específica real inclui o volume dos poros fechados na partícula.
A massa específica aparente g��� da partícula é aquela que considera o volume
de acordo com a expressão.
plificação da equação de
. É importante destacar que as relações mostradas
são somente empíricas e que não existe uma relação universal entre a
, 2004). Mais adiante, serão definidas
de fluidização.
Existem muitas definições para a massa específica de partículas, já que de fato
ndendo da sua aplicação, algumas
ilustra a estrutura porosa
e permite desenvolver cada uma das definições de massa
daptada de YANG, 2003).
o volume dos poros, e a
(13)
O volume dos poros é determinado mediante adsorção de gás, deslocamento de
gás ou água ou porosimetria com mercúrio, como explicado em YANG (2003). No
entanto, não é possível medir o volume dos poros fechados (Fig. 12); portanto, a
da partícula é aquela que considera o volume
29
g��� = 4��� (14)
A massa específica aparente é menor que a massa específica real. É usada em
aplicações hidrodinâmicas, pois é apropriada para avaliar o comportamento da
partícula em um escoamento ou para estimar o volume total das partículas em um
leito.
Finalmente, um leito de partículas com massa 4 que ocupe um volume total �
terá uma massa específica total ou bulk density igual a
g���� = 4� (15)
Das anteriores definições para massa específica de partículas é possível extrair
outros parâmetros importantes em fluidização e que relacionam as três definições
descritas:
g��� = g7����1 − c�� (16)
g���� = g���z1 − c^{ (17)
onde, c� é a porosidade da partícula e c^ é a porosidade do leito (BASU, 2010).
4.1.7 Velocidade mínima de borbulhamento
Como visto anteriormente, para partículas do grupo A da classificação de
Geldart, as bolhas aparecem em uma velocidade acima da velocidade mínima de
fluidização, conhecida como velocidade mínima de borbulhamento. A determinação da
velocidade mínima de borbulhamento está sujeita a grandes erros experimentais e
usualmente é achada visualmente (OKA, 2004). No entanto, ABRAHAMSEN E
GELDART (1980a) desenvolveram uma fórmula para avaliar a razão entre a
velocidade mínima de borbulhamento e a velocidade mínima de fluidização, e assim
determinar se a partícula se classifica no grupo A. A fórmula desses autores é
G"�G"# = 2300g�F,���l�F, ����F,¡�F,¢���g� − g�� WJNz0,716¤{ (18)
30
onde, ¤ é a fração mássica de partículas menores que 45l4.
4.1.8 Velocidade terminal de partícula
Uma partícula caindo devido ao efeito da gravidade acelerará até o momento em
que a força de arrasto equilibre a força gravitacional, depois do qual a partícula cairá
com uma velocidade constante, conhecida como velocidade terminal (PERRY, 1997).
SOUZA-SANTOS (2004) apresenta um procedimento iterativo para o cálculo da
velocidade terminal em partículas esféricas, Ga, cujas relações são
Ga = �����g� − g��18l� para 59� ≤ 2 (19)
Ga = ¨����,��g� − g��13,9g�F,�l�F,� ªF,«�
para 2 < 59� ≤ 500 (20)
Ga = ¨3,03����,��g� − g��g� ªF,
para 59� > 500 (21)
59� = ��g�Gal� (22)
Para partículas não esféricas, KUNII E LEVENSPIEL (1991) mostram a seguinte
expressão geral para calcular a velocidade terminal, partindo da definição de uma
velocidade terminal adimensional Ga∗.
Ga∗ = ® 18���∗�� + 2,335 − 1,744j�
���∗�F, ¯F,
(23)
A Eq. (23) é válida para partículas com valores de esfericidade entre 0,5 e 1,0. A
velocidade terminal adimensional e o tamanho de partícula adimensional são
definidos, respectivamente, por
Ga∗ = Ga ¨ g��l��g� − g���ª�/�
(24)
�
4.2 Modelo das duas fases
Como dito no começo
como sendo constituído por várias regiões ou fases.
(2004), um dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases
desenvolvido por Toomey e Johnstone no ano 1952. No modelo, o leito é constituído
por duas fases, uma fase densa formada por partículas sólidas e gás intersticial,
conhecida como emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas
sólidas, como mostrado na Fig.
distribuidor vai para a emulsão e a outra parte vai para as bolhas.
A distribuição do fluxo de gás entre as duas fases é importante, especialmente
em sistemas reativos, pois o gás na emulsão está em contato direto com as partículas
sólidas, enquanto o gás na bolha não. O modelo original de duas fases de Toomey e
Johnstone considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é
igual ao excesso de fluxo de gás acima do requerido para atingir a condição de
mínima fluidização, tal que
Figura 13. Esquema reator leito fluidizado borbulhante. (
31
��∗ | �� ¨g��g� � g���l�� ª�/�
Modelo das duas fases
Como dito no começo do capítulo, os modelos de fluidização modelam o leito
como sendo constituído por várias regiões ou fases. Segundo SOUZA
m dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases
desenvolvido por Toomey e Johnstone no ano 1952. No modelo, o leito é constituído
por duas fases, uma fase densa formada por partículas sólidas e gás intersticial,
mo emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas
sólidas, como mostrado na Fig. 13. Uma parte do gás que entra no reator através do
distribuidor vai para a emulsão e a outra parte vai para as bolhas.
A distribuição do fluxo de gás entre as duas fases é importante, especialmente
em sistemas reativos, pois o gás na emulsão está em contato direto com as partículas
sólidas, enquanto o gás na bolha não. O modelo original de duas fases de Toomey e
considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é
igual ao excesso de fluxo de gás acima do requerido para atingir a condição de
mínima fluidização, tal que
���^ | G � G"#
reator leito fluidizado borbulhante. (adaptada de
HERNÁNDEZ, 2002).
(25)
, os modelos de fluidização modelam o leito
SOUZA-SANTOS
m dos modelos mais utilizados na literatura é o modelo das duas fases
desenvolvido por Toomey e Johnstone no ano 1952. No modelo, o leito é constituído
por duas fases, uma fase densa formada por partículas sólidas e gás intersticial,
mo emulsão, e uma fase de bolha formada por gás e livre de partículas
. Uma parte do gás que entra no reator através do
A distribuição do fluxo de gás entre as duas fases é importante, especialmente
em sistemas reativos, pois o gás na emulsão está em contato direto com as partículas
sólidas, enquanto o gás na bolha não. O modelo original de duas fases de Toomey e
considera que o fluxo de gás nas bolhas através de um leito fluidizado é
igual ao excesso de fluxo de gás acima do requerido para atingir a condição de
(26)
daptada de CHEJNE E
32
A Eq. (26) implica que a fase de emulsão ao longo do leito permanece com uma
porosidade constante e igual à porosidade mínima de fluidização ε±². No entanto, em
trabalhos posteriores desenvolvidos por DAVIDSON E HARRISON (1966) e
LOCKNET, DAVIDSON E HARRISON (1967), baseados em dados experimentais, se
comprovou que a quantidade de gás que é distribuído nas bolhas ao longo do leito é
menor que aquela calculada no modelo original das duas fases. Com esses
resultados, autores como GRACE E CLIFT (1974) e ABRAHAMSEN E GELDART
(1980b) desenvolveram estudos usando equações de continuidade para os gases e
sólidos, e concluíram que, quanto mais afastado do distribuidor, a porosidade do leito
aumenta acima do valor correspondente ao de mínima fluidização. Portanto,
considerar o modelo original de duas fases válido para o leito todo, resulta incorreto.
GOMEZ-BAREA E LECKNER (2010) descrevem dois possíveis procedimentos
para calcular a distribuição do gás entre a emulsão e as bolhas. Um dos
procedimentos é usado em SOUZA-SANTOS (1989), que introduziu algumas
simplificações no modelo das duas fases. Considera-se o modelo original válido no
distribuidor e, para posições acima deste, o fluxo de gás através da emulsão e as
bolhas é descrito mediante a transferência de massa entre as fases.
A velocidade do gás na emulsão é determinada por
G�� = ���g���� (27)
Essa velocidade varia para cada posição axial z no leito devido principalmente
às mudanças nas propriedades do gás devidas às variações de temperatura, pressão
e composição do gás.
Considerando que a teoria original de duas fases é válida na altura do
distribuidor (z=0), é possível escrever a relação
G��,³�F = G"#,³�F (28)
É importante destacar que a velocidade mínima de fluidização varia ao longo do
leito devido, também, a mudanças nas propriedades do gás. É por isso, que na Eq.
(28) se especifica que a velocidade mínima de fluidização é para a altura z=0. A
velocidade mínima de fluidização para cada ponto ao longo da altura do leito é
calculada com a Eq. (7).
A área de seção transversal do leito é igual à soma das áreas ocupadas pela
emulsão e pelas bolhas, ou
33
�^ = �� + �� (29)
onde, a área ocupada pelas bolhas é calculada por
�� = �^ ´1 − 1����µ (30)
Na Eq. (30), ���� representa o fator de expansão do leito. Essa expansão,
ocasionada pela presença das bolhas, pode ser medida de diferentes formas, a mais
simples é mediante a observação da superfície do leito. No entanto, essa forma de
medir só é possível somente em condições ambientais e em baixas velocidades de
fluidização. Para temperaturas e pressões elevadas, medir a expansão do leito por
observação é impossível, devido a que a superfície do leito é difusa e flutuante. A
correlação semiempírica desenvolvida por BABU, SHAH E TALWALKAR (1978),
ajustando medidas para vários reatores comerciais, é válida dentro de uma ampla
faixa de condições operacionais. A correlação é expressa por
���� = 1 + 1,032�G − G"#�F, «g�F,F¡�g�F,���G"#F,F���^F,�� para �^ < 0,06354
���� = 1 + 14,314�G − G"#�F,«�¡���,FF�g�F,�«�g�F,���G"#F,¢�« para �^ ≥ 0,06354
(31)
A expansão do leito é também variável para cada ponto na posição axial, pois é
função de parâmetros que variam de ponto para ponto ao longo da altura do leito. Com
as Eqs. (29)-(31) é possível achar a área ocupada pela emulsão para cada ponto ao
longo do leito.
A vazão mássica de gás no leito é igual à soma das vazões mássicas de gás na
emulsão e nas bolhas,
�� = ��� + �� (32)
34
Esses fluxos mássicos são calculados para cada ponto ao longo do processo de
solução dos balanços diferenciais de massa e energia, explicados no Cap. 5.
4.2.1 Porosidades das fases no leito
Como visto em seções anteriores, a porosidade é a fração do volume total que é
ocupada por gás. A porosidade das bolhas é calculada mediante por
c� = 1 − 1 − c1 − c� (33)
Considerando que as condições na base do leito são aquelas da mínima
fluidização, é possível escrever
c�,³�F = c"#,³�F (34)
Para o calculo da porosidade da emulsão, c�, é usada a correlação desenvolvida
por DELVOSALLE E VANDERSCHUREN (1985),
c� = c"# ´ G�G"#µ�/�,« (35)
Finalmente, a porosidade do leito é determinada com a correlação
c = 1 − 1 − c"#���� (36)
4.2.2 Diâmetro e velocidade das bolhas
Diferentes correlações para achar o diâmetro das bolhas em função da posição
axial no leito têm sido desenvolvidas. O diâmetro é suposto constante para cada
posição axial. A correlação mais utilizada nos trabalhos desenvolvidos com modelos
de fluidização é a proposta por MORI E WEN (1975),
�� = ����· − �����· − ����¸�WJN ¹−0,3 L�^º (37)
35
����· = 2,59��F,�»�^�G − G#�¼F,� (38)
����¸ = 1,38��F,� ¨�^�G − G"#�Z�7�# ªF,� Para placas perfuradas (39)
����¸ = 3,77 �G − G"#��� Para placas porosa (40)
Outra correlação usada para calcular o diâmetro da bolha é a desenvolvida por
STUBINGTON et al. (1984), expressa por
�� = 0,43�G − G"#�F,�zL + 0,1272{F,¡��F,� (41)
A velocidade da bolha é calculada de acordo com a fórmula proposta por
DAVIDSON E HARRISON (1963) dada por
G� = �G − G"#� + 0,711z���{F, (42)
onde, �G − G"#� representa o fluxo visível de gás na bolha e 0,711z���{F, é a
velocidade de ascensão de uma bolha isolada.
4.2.3 Transferência de massa entre as fases
Como já reportado, no modelo de duas fases a emulsão contém todas as
partículas sólidas do leito e gás intersticial, enquanto as bolhas somente são
constituídas por gás. Existe transferência de massa e calor entre as bolhas e a
emulsão e entre os sólidos na emulsão e o gás na emulsão, como mostrado na Fig.
14.
36
Figura 14. Detalhe das fases e das transferências de calor e massa (adaptada de
CHEJNE E HERNÁNDEZ, 2002).
À medida que as bolhas ascendem no leito, o seu diâmetro e velocidade mudam
devido à coalescência com as bolhas que são formadas pelo gás produzido durante o
processo de gaseificação e pela diminuição da pressão estática no leito. É necessário
ter em conta o comportamento dinâmico das bolhas para estudar a transferência de
massa entre a emulsão e estas. SIT E GRACE (1978, 1981) fizeram testes em
laboratório, com diferentes tamanhos de partícula, para determinar a influência de dito
comportamento dinâmico na transferência de massa entre as fases. Desses estudos
foi desenvolvida uma correlação para achar o coeficiente de transferência de massa,
mostrada em SOUZA-SANTOS (2004) e GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010),
$���� = 2G"#�� + 12���/� ¹�c"#G�Á º�/�
(43)
Como visto na Eq. (43), a transferência de massa entre as fases envolve dois
termos aditivos; um convectivo e o outro difusivo. Uma conclusão importante dos
estudos de Sit e Grace é que a transferência entre fases em um leito fluidizado
aumenta devido à interação e coalescência entre as bolhas. Esse aumento é mais
significativo no momento prévio a duas bolhas se juntarem para formar uma. Além
37
disso, o aumento na transferência de massa é maior quanto maior é o tamanho de
partícula, sendo o termo convectivo o que mais contribui com esse aumento.
O fluxo mássico de cada espécie química i entre as bolhas e a emulsão é
calculado com a seguinte relação
�����,� = $����gÂ�3��Ã��,� − Ã��,�� ���� (44)
onde, a massa específica em base molar gÂ� é calculada de acordo com
g� = ���g�� + ��g��� (45)
Para o cálculo da transferência de massa entre as partículas sólidas e o gás na
emulsão utiliza-se a definição do número adimensional de Sherwood
5:; = $`��� ���g�� (46)
onde, $`��� é o coeficiente de transferência de massa entre a partícula sólida e o gás
na emulsão. LA NAUZE et al. (1984) desenvolveram uma correlação para achar o
número de Sherwood considerando a convecção e a difusão ocasionadas pelo
movimento das partículas num leito fluidizado
5:; = 2c"# + ¨4���G"# + c"#G��Á� ªF, (47)
A correlação é válida para partículas com tamanho maior que o tamanho médio.
Para partículas com tamanhos menores que o tamanho médio, os autores
determinaram que a transferência de massa entre a partícula sólida e o gás tem um
comportamento diferente e não pode ser modelada com a Eq. (47). Portanto, outra
correlação foi deduzida para esses tamanhos de partícula, tal que
5:; = 2c"# + ¨4��G"#Á� ªF, (48)
38
4.2.4 Transferência de calor entre as fases
Como no caso da transferência de massa entre fases, existem correlações para
calcular os coeficientes de transferência de calor entre as bolhas e a emulsão e entre
os sólidos e o gás da emulsão. SOUZA-SANTOS (2004) apresenta uma correlação
para o calculo do coeficiente de transferência de calor entre as bolhas e a emulsão,
ℎ�,���� = G"#g�,�Ä��,�Ä3 + 2 ´f�,�Äc"#G�g�,�Ä��,�Ä�� µF, (49)
A média das propriedades do gás (g�,�Ä, f�,�Ä, ��,�Ä) deve ser calculada usando
como referência as condições médias entre o gás da emulsão e o gás das bolhas. A
transferência de calor entre as bolhas e a emulsão é então dada por
A�,���� = ℎ�,������� − ���� 6�� (50)
No caso da transferência de calor entre as partículas sólidas no leito e o gás na
emulsão, existem duas parcelas: uma devida à convecção e a outra devida à
transferência de massa entre as fases. A transferência convectiva é calculada através
da expressão
A�,���`�," = ℎ�,���`�,"��̀ �," − ���� ��`�,"���� (51)
onde, o coeficiente de transferência de calor ℎ�,���`�," é calculado com o conjunto de
equações
ℎ�,���`�," = 5Å�,"����" (52)
5�," = 0,359�,"�.� para 59�," < 100
5Å�," = 0,4 ¹59�,"c� º�� 587,�
�� para 59�," = 100
(53)
39
59�," = ���"�^l� (54)
587,� = l�g�]� (55)
A transferência de calor entre o gás na emulsão e as partículas sólidas no leito,
devida à transferência de massa entre as fases é determinada com a correlação
A;,���`�," = Ç A;�a,� tℎ�,�ÈÉ,� − ℎ�,�ÊÉu ��`�," �L⁄���� �L⁄ FF
��� (56)
O subscrito i na Eq. (56) refere-se a cada uma das espécies químicas envolvidas
no processo podendo chegar, no máximo, a 500 espécies químicas. A numeração
correspondente para cada espécie química é encontrada em SOUZA-SANTOS (2004).
O termo A;�a,� é a taxa de geração ou consumo da espécie química i devida às
reações químicas heterogêneas acontecendo no leito. Essa taxa de geração ou
consumo será explicada no Cap. 6. Em outras palavras, a Eq. (56) permite calcular a
taxa de transferência de calor entre os sólidos no leito e o gás na emulsão devida à
geração ou consumo da espécie química i acontecendo pelas reações heterogêneas
entre as duas fases.
4.2.5 Circulação de partículas no leito
A taxa de circulação de partículas no leito fluidizado afeta os processos de
transferência de massa e calor entre as fases. Taxas de circulação altas permitem
homogeneidade na composição das diferentes fases sólidas presentes no leito, pois
as partículas que reagem com o gás são substituídas rapidamente por outras
partículas ainda sem reagir, e permitem, também, homogeneidade na temperatura do
leito. Quando as taxas de circulação são baixas, altas temperaturas se concentram em
alguns pontos do leito, podendo atingir valores que levem ao seu colapso (SOUZA-
SANTOS, 2004).
O movimento das partículas dentro de um leito fluidizado pode ser calculado
mediante a solução das equações de quantidade de movimento para cada um dos
tipos de partícula. No entanto, apesar que os campos de velocidade encontrados são
satisfatórios quando comparados com medições de laboratório, o tempo
computacional requerido para solucionar as equações de quantidade de movimento
40
para um sistema com vários tipos de partícula é muito alto. SOUZA-SANTOS (1987)
fez uma adaptação do modelo proposto originalmente por Talmor e Benenati no ano
1963 para calcular o fluxo de circulação de partículas tipo m em um leito formado por
vários tipos de partículas,
��," = g�,"�1 − c"#��G − G"#�WJN�−6630��,"���," (57)
onde, ��," é a fração mássica de partículas tipo m.
No entanto, o modelo mostrado na Eq. (57) não permite obter bons resultados
quando os tamanhos e as massas específicas dos diferentes tipos de partículas dentro
do leito são muito diferentes. SOO (1989) propôs um sistema simplificado com duas
equações de continuidade e duas equações de quantidade de movimento para leitos
formados por um só tipo de partículas. O sistema é resolvido usando polinômios, como
mostrado em SOO (1989). Em COSTA E SOUZA-SANTOS (1999) é mostrada uma
revisão do trabalho de Soo na qual são introduzidas algumas modificações na solução
do sistema de equações. Os resultados obtidos no estudo de Costa e Souza-Santos
são utilizados para achar o fluxo de circulação GÍ substituindo o modelo usado em
SOUZA-SANTOS (1987). O fluxo de circulação para cada tipo m de partícula é achado
com a Eq. (58).
��," = ����," (58)
A taxa de circulação é calculada multiplicando o fluxo de circulação pela área da
seção transversal do leito.
��," = ��,"�^ (59)
4.2.6 Distribuição do tamanho das partículas em reg ime permanente
A distribuição de tamanho das partículas, quando o reator funciona em
condições consideradas como regime permanente, é determinada por vários
fenômenos acontecendo dentro do equipamento:
• redução do tamanho devida às reações químicas entre as partículas e o
gás;
• incremento no tamanho médio de partícula no leito devido ao arrasto de
partículas finas para o freeboard;
41
• diminuição no tamanho médio de partícula no leito devida à geração de
partículas finas por causa do atrito entre partículas.
Como visto anteriormente, uma amostra de partículas é constituída por
diferentes tamanhos, cada um com uma correspondente fração mássica.
Considerando que um leito pode ser formado por m tipos de partículas, e chamando
cada nível de tamanho como sendo l, é possível fazer um balanço de massa para um
determinado tipo e tamanho de partículas, de acordo com
I",��Î^," + Γ",� = IÐ,",��Ð," + Γ",�Ñ� + ��Ò,",�,³�³Ó − �Ò,",�,³�³Ô� (60)
O primeiro termo do lado esquerdo da Eq. (60) corresponde às perdas de
partículas tipo m e tamanho l devidas às correntes de saída no leito, por exemplo, o
arrasto de partículas para o freeboard e os dispositivos de retirada de sólidos
presentes no equipamento. O segundo termo do lado esquerdo representa as
partículas de tipo m e tamanho l que são reduzidas a um tamanho l-1 devido ao atrito.
No lado direito, o primeiro termo representa a entrada de partículas tipo m e tamanho l
devida à alimentação de sólidos dentro do leito. O segundo termo representa o ganho
de partículas tipo m e tamanho l devido ao atrito de partículas do mesmo tipo, mas de
tamanho l+1. Finalmente, o terceiro termo do lado direito corresponde à diferença
entre as partículas que são arrastadas do leito para o freeboard e que retornam
novamente ao leito (SOUZA-SANTOS, 2004).
KUNII E LEVENSPIEL (1991) apresentam a seguinte correlação para calcular a
taxa de arrasto de partículas em qualquer altura no freeboard.
�Ò,",� = �Õ,",� + ��Ò,",�,³�³Ó − �Õ,",��WJN [−MÒzL − L^{] (61)
A taxa de partículas que são arrastadas do leito para o freeboard, �Ò,",�,³�³Ó é
calculada mediante a equação (SOUZA-SANTOS, 2004).
�Ò,",�,³�³Ó = 3,07 ∗ 10�¢�^���,³�³Ó g��, �F, �G� − G�,"#�³�³Ó�,
l��, �"I",� (62)
O termo �Õ,",� representa a taxa de elutriação do equipamento. A elutriação é o
fluxo de partículas que são arrastadas do leito para o freeboard e que abandonam o
42
equipamento com a corrente de gás. essa de elutriação é calculada com a seguinte
realação
�Õ,",� = [",�I",� (63)
onde, [",� é igual a
[",� = g�,"�1 − cÖ,",���G� − Ga,",���^ (64)
SOUZA-SANTOS (2004) apresenta as correlações para o cálculo da porosidade
no freeboard, cÖ,",�, e recomenda um valor constante para o parâmetro MÒ na Eq. (61)
igual a 4,0 m-1.
43
5 MODELO MATEMÁTICO
O modelo matemático desenvolvido por SOUZA-SANTOS (1987, 1989) para
calcular os balanços de massa e energia no reator contém várias simplificações que
permitem obter boas predições sobre as condições operacionais de leitos fluidizados
borbulhantes com um baixo custo computacional. Algumas das principais
simplificações são: o modelo é unidimensional, permanente, de duas fases no leito, de
primeira ordem e considera que a taxa de circulação de partículas no leito é
suficientemente alta para ter uma composição homogênea das partículas sólidas no
leito. Uma explicação detalhada das simplificações é encontrada em SOUZA-SANTOS
(2004, 2007).
Em geral, os balanços de massa e energia são calculados igualando-se a taxa
de variação de uma variável com os termos fonte que afetam essa variável, ou seja,
matematicamente tem-se
�zi{�L = D� (65)
Os termos fonte relacionados com transferência de massa e energia entre fases
foram explicados nas seções anteriores; os termos fonte relacionados com as reações
químicas homogêneas e heterogêneas acontecendo dentro do reator são explicados
no Cap. 6.
5.1 Balanço de espécies químicas na bolha
Segundo a teoria de duas fases, as bolhas são constituídas somente por gás e;
portanto, não ocorrem reações químicas heterogêneas no seu interior. A variação da
vazão mássica de uma espécie química i dentro da bolha é igual à quantidade de
espécie química i gerada ou consumida pelas reações químicas homogêneas dentro
da bolha menos a massa de espécie química i transferida entre a bolha e a emulsão,
ou seja,
���,��L = A;�",�,� ����L − �����,� ����L (66)
44
5.2 Balanço de espécies químicas para o gás na emul são
O balanço de massa para a espécie química i no gás da emulsão considera
tanto reações químicas heterogêneas como reações químicas homogêneas e a
transferência de massa entre as bolhas e a emulsão, de forma que
���,���L = Ç A;�a,`�,� ��`�,"�L�
"��+ A;�",���,� �����L − �����,� ����L (67)
5.3 Balanço de espécies químicas para os sólidos na emulsão
Aplicando a hipótese de alta circulação de partículas no leito fluidizado, o
balanço de massa para os sólidos leva em conta a conversão total dos sólidos no leito,
tal que
Λ^,� = 1 − �Î^,��Ð^,� (68)
A vazão mássica da espécie química i que abandona o leito e calculada com
uma média através do leito, dado por.
�Î^,� = �Ð^,� − × Ç A;�a,`�,",� ��`�,"�L�
"���L
³Ó
F (69)
Dentro do reator podem se encontrar três diferentes tipos de sólidos, designados
pelo índice m: m=1: combustível sólido; m=2: partículas absorventes; m=3: partículas
inertes
5.4 Balanço de energia na bolha
A variação de energia na fase de bolha resulta da soma de três parcelas: a
energia gerada pelas reações homogêneas acontecendo, a troca de calor por
convecção entre as bolhas e o gás da emulsão e a energia transportada pela massa
que é transferida entre as fases. O resultado é escrito como
45
���� ����L = »AC,� − A�,���� − A;,����¼ ����L (70)
5.5 Balanço de energia para o gás na emulsão
Além da energia gerada (ou consumida) pelas reações homogêneas no gás da
emulsão e da transferência de energia entre as fases, devem ser consideradas as
transferências de energia entre o gás da emulsão e os sólidos e entre o gás da
emulsão e as paredes do reator, de forma que
������ �����L = ®−AC,�� + �A�,���� + A;,����� ��� �L⁄���� �L⁄ − A�,���Ø
+ Ç �A�,���`�," + A;,���`�,"��
"��¯ �����L
(71)
5.6 Balanço de energia para os sólidos na emulsão
As altas taxas de circulação no leito permitem homogeneidade na temperatura
dos sólidos. No entanto, é necessário fazer uma análise diferencial da temperatura dos
sólidos no leito, já que em algumas regiões, por exemplo, perto do distribuidor, altas
temperaturas são atingidas pelo fato de serem regiões com maior concentração de
oxigênio, onde as reações exotérmicas acontecem. A temperatura média calculada
partindo do perfil de temperatura achado com o balanço de energia deve ser igual
àquela temperatura calculada mediante balanço global e usada para estabelecer as
condições de contorno, como explicado mais adiante.
O balanço de energia considera a taxa de geração ou consumo de energia
devida às reações heterogêneas, a transferência de calor entre os sólidos e os gases
da emulsão e entre partículas sólidas de diferentes tipos, resultando em
��,"�`�," ��̀ �,"�L= ®−AC,`�," − �A�,���`�," + A;,���`�,"� ���� �L⁄
��̀ �," �L⁄− Ç�A9,`�,"�`�,� + A�,`�,",��
�
���¯ ��̀ �,"�L
(72)
46
A taxa de circulação ��," é calculada como descrito anteriormente, na Seç.
4.2.5.
5.7 Balanço de espécies químicas no freeboard
O balanço de espécies químicas é feito considerando uma única fase gasosa
escoando no freeboard. Em outras palavras, não existe balanço de espécies químicas
separado para o gás e os sólidos no freeboard. Os termos fonte correspondem à taxa
de geração da espécie química i devida às reações químicas heterogêneas e às
reações químicas homogêneas, de forma que
���,Ö�L = Ç A;�a,`Ö,",��
"����`Ö,"�L + A;�",�Ö,� ���Ö�L (73)
5.8 Balanço de energia para o gás no freeboard
Diferente do balanço de espécies químicas, balanços de energia separados para
o gás e para os sólidos são feitos no freeboard. Para o gás no freeboard é
considerada a geração (ou consumo) de energia devida às reações químicas
homogêneas, a transferência de calor por convecção entre o gás e os sólidos, a
energia transportada pela massa que é transferida entre o gás e os sólidos e o calor
trocado entre as paredes do reator e o gás. O resultado é expresso por
��Ö��Ö ���Ö�L = ®−AC,�Ö + Ç �A�,�Ö�`Ö," + A;,�Ö�`Ö,"��
"��− A�,�Ö�د ���Ö�L (74)
5.9 Balanço de energia para os sólidos no freeboard
Os termos considerados no balanço de energia para os sólidos no freeboard são
similares aqueles do balanço de energia dos sólidos na emulsão. No entanto, não é
considerada a transferência de calor entre as partículas sólidas de diferentes tipos,
devido à grande separação das partículas sólidas nessa região. O balanço de energia
para os sólidos no freeboard fica (SOUZA-SANTOS, 2004)
47
�̀ Ö,"�`Ö," ��̀ Ö,"�L= ®−AC,`Ö," − �A�,�Ö�`Ö," + A;,�Ö�`Ö,"� ���Ö �L⁄
��̀ Ö," �L⁄− Ç A9,`Ö,"�`Ö,�
�
���¯
(75)
5.10 Condição de contorno para a composição do gás no leito
A composição dos gases que entram no reator através do distribuidor é
conhecida. Portanto, a condição de contorno para cada espécie química i em z = 0 é
dada por
I��,� = I�,� = I�,� em L = 0 (76)
5.11 Condição de contorno para a temperatura do gás no leito
A temperatura dos gases na emulsão e nas bolhas é igual à temperatura dos
gases entrando no reator em z = 0, isto é,
���,� = �� = �� em L = 0 (77)
5.12 Condição de contorno para a vazão mássica de e spécies químicas gasosas
no leito
Considerando que o modelo original de duas fases se aplica na base do leito, em
z = 0, a vazão mássica de gás na emulsão nesse ponto é igual à vazão de gás para
mínima fluidização, como explicado no Cap. 4. Portanto, a vazão mássica nas bolhas
em z = 0 é igual à diferença entre a vazão total de gás e a vazão de gás para mínima
fluidização, de forma que
���,� = ���I��,� (78)
��.� = ��,� − ���,� (79)
48
5.13 Condição de contorno para a temperatura dos só lidos no leito
SOUZA-SANTOS (2004) descreve o processo iterativo para encontrar a
temperatura das partículas sólidas na base do leito do reator, z=0.
• A Fig. 15 mostra um esquema do distribuidor de gás na base do leito, em
z=0. A temperatura média no leito, �̂ ,�Ä, é maior que a temperatura do gás
da superfície do distribuidor, �̂ ,³�F. Portanto, existe uma transferência de
calor entre o leito e a superfície do distribuidor que é igual à transferência
de calor entre a superfície do distribuidor e o plenum, expressa por
f_�`a,³�FJ_�`a ��̂ ,³�F − ��,�����"� = ]^�_�`a��̂ ,�Ä − �̂ ,³�F� (80)
onde, ]^�_�`a é o coeficiente de transferência de calor entre o leito e a
superfície do distribuidor e é calculado como descrito em SOUZA-SANTOS
(2004). Enquanto f_�`a,³�F corresponde à condutividade térmica do
distribuidor.
• A temperatura média do leito, �̂ ,�Ä, é calculada para cada iteração
mediante um balanço global de energia no leito. Como dito anteriormente, a
temperatura encontrada com esse balanço global deve ser igual à média
calculada do perfil de temperaturas achado com a Eq. (72).
• Conhecendo o valor de �̂ ,�Ä é possível calcular o valor da temperatura na
superfície do distribuidor. Esse valor deve coincidir com o valor calculado
com a expressão:
�̂ ,³�F = �F + ���,³�F − �F���,³�F�� + ∑ ��",³�F − �F���,"�"�"����,³�F�� + ∑ ��,"�"�"�� (81)
• Então, as Eqs. (80) e (81) são utilizadas para encontrar o valor da
temperatura da superfície do distribuidor.
49
Figura 15. Esquema do distribuidor de gás (adaptada de SOUZA-SANTOS, 2004).
5.14 Condição de contorno para a vazão mássica dos sólidos no leito
Finalmente, a condição de contorno para a vazão mássica de partículas no leito
é estabelecida em L = L^, usando equação
�̀ Ö,�,³�³Ó = Ç �Ò,",�,³�³Ó I8ÎÙ,���
��� (82)
onde, a taxa de arrasto de partículas desde o leito para o freeboard, �Ò,",�,³�³Ó , é
calculada com a Eq. (62).
5.15 Condição de contorno para a vazão mássica de e spécies químicas gasosas
no freeboard
A vazão mássica de gás que entra no freeboard é igual à soma da vazão
mássica de gás na emulsão e da vazão mássica de gás nas bolhas na parte superior
do leito, tal que
�̀ Ö,� = ���,� + ��,� em L = L^ (83)
50
5.16 Condição de contorno para a temperatura do gás no freeboard
A temperatura do gás que entra no freeboard é calculada como a média mixed-
cup do gás que abandona o leito.
��Ö = �F + �������,³�³Ó − �F� + ����������,³�³Ó − �F����� + ������ (84)
onde, �F é a temperatura de referência, igual a 298 K.
51
6 CINÉTICA QUÍMICA
Como explicado em no Cap. 2, a gaseificação é um processo termoquímico no
qual um combustível sólido interage com uma corrente de gás, conhecido como
agente gaseificador, para produzir um gás de síntese que pode ser usado para liberar
energia ou como matéria prima de outros processos químicos. O agente gaseificador
utilizado pode ser oxigênio, ar ou vapor de água. No caso do oxigênio e do ar, a
quantidade de oxidante dentro do processo deve ser menor que aquela
correspondente ao valor estequiométrico para uma oxidação completa (BASU, 2010),
geralmente, entre 20% e 35%, segundo SOUZA-SANTOS (2004).
Durante o processo, o agente gaseificador e o combustível sólido sofrem várias
transformações na sua composição e estrutura, que podem ser devidas a fenômenos
relacionados exclusivamente com a temperatura ou a fenômenos químicos
ocasionados pelas reações entre as diferentes espécies. Considerando a descrição
feita por diversos autores (GÓMEZ-BAREA E LECKNER, 2010; BASU, 2010; SOUZA-
SANTOS, 2004), o processo de gaseificação é desenvolvido em quatro etapas, que
são: secagem, pirólise primária e secundária, gaseificação e combustão parcial. As
transformações relacionadas somente com a temperatura são a secagem, a pirólise
primária e parte da pirólise secundária. Já as transformações químicas ocorrem na
gaseificação, combustão parcial e parte da pirólise secundária, mediante reações
químicas que podem ser entre gases, conhecidas como reações homogêneas, ou
entre um gás e um sólido, conhecidas como reações heterogêneas.
Nesse contexto, uma modelagem completa dos fenômenos de conversão de
combustíveis sólidos em leitos fluidizados requer não apenas a investigação da
termofluidodinâmica multifásica, como também a descrição detalhada de cada um dos
processos de transformação ocorridos. De fato, nos modelos de fluidização (Seç.
2.1.1) e nos modelos de dinâmica dos fluidos computacional (Seç. 2.1.2), surgem
termos fonte nas equações de conservação devidos às interações que ocorrem entre
as espécies químicas no reator. Esses termos fonte são determinados através da
cinética química do processo de gaseificação, que procura descrever cada uma das
etapas termoquímicas nas quais o processo é desenvolvido.
52
6.1 Cálculos iniciais
O combustível sólido que alimenta o reator é caracterizado pela sua análise
elementar e análise imediata. Na análise elementar é mostrada a composição do
combustível sólido em função dos seus elementos básicos,
I� + I� + IÚ + IÅ + I: + �TZLMU + H4T�M�W = 100% (85)
onde I�, I�, IÚ, IÅ e I: são as frações mássicas de carbono, hidrogênio, oxigênio,
nitrogênio e enxofre, respectivamente. O hidrogênio e oxigênio contidos na estrutura
do sólido são independentes do hidrogênio e oxigênio contidos na umidade. As
normas disponíveis para a determinação da análise elementar são ASTM E-177,
ASTM E-778 e ASTM E-775 (BASU, 2010).
A análise imediata permite conhecer a composição do combustível sólido em
termos da umidade, material volátil, cinzas e carbono fixo. O processo para determinar
a análise imediata é mais simples e econômico que o processo para determinar a
análise elementar. As porcentagens de umidade e de cinzas encontradas na análise
imediata são as mesmas que aquelas encontradas na análise elementar. São
utilizadas normas separadas para a determinação de cada uma das parcelas da
análise imediata, como mostrado na Tab. 5.
Tabela 5. Normas utilizadas para a determinação da composição da análise
imediata (BASU, 2010).
Termo Norma
Umidade ASTM E-871
Cinzas ASTM D-1102
Matéria volátil ASTM E-872
Carbono fixo Determinado por diferença
A análise elementar do combustível sólido em base seca e livre de cinzas
permite calcular a quantidade teórica de oxidante para uma combustão completa e,
assim, encontrar o oxidante necessário para o processo de gaseificação. A
estequiometria da oxidação completa do combustível sólido é definida pela reação
CHaHOaONaNSaS+ t1+ aH4 - aO2 + aN2 +aSu O2→CO2+ aH2 H2O+aNNO+aSSO2 (R.13)
53
onde os coeficientes M� determinam a fórmula representativa do combustível, definidos
por
M� = I�3�I�3� (86)
Quando ar é usado como agente gaseificador, a razão ar/combustível teórica
para se ter uma oxidação completa, considerando um mol de combustível, é calculada
por
��7��`a. = 4,76 t1 + M�4 + MÚ2 + MÅ2 + M:u1 3�73Þ�"�.
(87)
Com a quantidade teórica de ar é calculado o parâmetro conhecido como razão
estequiométrica, que é a porcentagem de ar usada durante o processo de
gaseificação em relação ao valor estequiométrico, tal que
AB = ��7�7�����7��`a. (88)
Como citado, a razão estequiométrica varia entre 20% e 35% para processos de
gaseificação.
6.2 Reações químicas
As reações químicas que acontecem durante o processo de gaseificação podem
ser homogêneas ou heterogêneas, e a sua modelagem requer a descrição da
estequiometria e da taxa de reação. Com a estequiometria e a taxa de reação é
possível calcular os termos fonte incluídos nas equações de conservação explicadas
no Cap. 5, através da equação
Aa���,� = 3� Ç h�)>ßà) (89)
em que Aa���,� é a taxa de geração ou consumo da espécie química i devida a todas as
reações j onde essa espécie esteja envolvida. O subscrito tipo faz referência ao tipo de
reação, homogênea ou heterogênea. O coeficiente estequiométrico h�) é positivo se a
54
espécie química i está sendo gerada, ou negativo se a espécie química i está sendo
consumida. Finalmente, >ßà é a taxa da reação j em base molar.
Em BASU (2010), são descritas, em forma simplificada, as principais reações
químicas que acontecem durante o processo de gaseificação. Ditas reações são
mostradas na Tab. 2 no Cap. 2, e são reproduzidas, com a mesma numeração usada
anteriormente, na Tab. 6 para facilitar o desenvolvimento do presente capítulo. A
seguir, é explicada a modelagem proposta para cada um dos tipos de reações
químicas envolvidas no processo de gaseificação, usando uma representação mais
detalhada da estequiometria das reações heterogêneas e utilizando uma numeração
específica para cada espécie química. A numeração usada para cada espécie
química, assim como uma descrição de todas as reações consideradas no modelo, é
encontrada em SOUZA-SANTOS (2010).
Tabela 6. Representação simplificada das principais reações químicas envolvidas
no processo de gaseificação.
Estequiometria Nome da reação Número da
reação
Reações homogêneas
CO+12O2⇄CO2 Oxidação de monóxido de
carbono (R.3)
H2+12O2⇄H2O Oxidação de hidrogênio (R.4)
CH4+2O2⇄CO2+2H2O Oxidação de metano (R.5)
CO+H2O⇄CO2+H2 Reação “Water-gas shift” (R.6)
Reações heterogêneas
Gaseificação de carbonizado
C+CO2⇄2CO Reação de Boudouard (R.7)
C+H2O⇄CO+H2 Gaseificação com vapor (R.8)
C+2H2⇄CH4 Hidro-gaseificação (R.9)
Combustão do carbonizado
C+O2⟶CO2
Combustão completa do
carbonizado (R.10)
C+12O2⟶CO Combustão parcial do
carbonizado (R.11)
55
6.2.1 Reações químicas homogêneas
A estequiometria das principais reações químicas homogêneas envolvidas no
processo de gaseificação é mostrada na Tab. 6. No entanto, em termos gerais, uma
reação química é uma combinação complexa de muitas reações elementares, cuja
sequência de ocorrência é conhecida como mecanismo de cadeia e envolve várias
espécies químicas estáveis e instáveis. Um estudo mais aprofundado sobre os
conceitos básicos em reações químicas é encontrado em TURNS (2000).
A taxa de reação define a velocidade na qual uma reação química é
desenvolvida. Uma forma simplificada de calcular a taxa de reação em base molar
para uma reação química j é através da equação
>ßà = $ßáááâ ã [4]�ä�,å"��Éæ
"��− $ßçááá ã [Z]ä¸,å
���Éæ
��� (90)
onde, [4] e [Z] representam as concentrações molares de reagentes m e produtos n
na reação química j. Os expoentes h",) e h�,) correspondem com os coeficientes
estequiométricos da reação j. O sinal negativo no primeiro expoente indica que a
espécie química m está sendo consumida e o sinal positivo no segundo expoente
indica que a espécie química n está sendo gerada. Finalmente, as constantes $ßáááâ e $ßçááá são os coeficientes cinéticos da reação j nas duas direções.
No entanto, considerando que as reações químicas se desenvolvem pelo
mecanismo da cadeia, muitas delas não podem ser descritas mediante o modelo
simplificado mostrado na Eq. (90). Um exemplo dessa situação se encontra na reação
de oxidação do monóxido de carbono, (R.3), cuja taxa de reação é calculada como
>̃� = $�[� ]�[ �]F,� [!� ]F, (91)
A concentração molar de H�O afeta a taxa da reação (R.3) mesmo, que essa
espécie química não esteja presente na estequiometria da reação pois o H�O atua
como catalisador durante a reação (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E
LECKNER, 2010).
Os coeficientes cinéticos $), geralmente, podem ser calculados de acordo com a
equação clássica de Arrhenius (TURNS, 2000; SOUZA-SANTOS, 2004). No caso da
reação em questão, o coeficiente cinético é calculado por (SOUZA-SANTOS, 2004).
56
$� = 1,3 ∗ 10�«WJN ¹− 34740� º (92)
As Eqs. (93)-(98) mostram as fórmulas usadas para o cálculo das taxas de
reação e dos coeficientes cinéticos das reações (R.4), (R.5) e (R.6).
>̃� = $����, [!�]�, [ �]� (93)
$� = 5,159 ∗ 10��WJN ¹− 3430� º (94)
>̃ = $ ���[�!�]�[ �]� (95)
$ = 3,552 ∗ 10��WJN ¹− 15700� º (96)
>̃� = $� ´[� ][!� ] − [� �][!�]è� µ (97)
$� = 2,78 ∗ 10�WJN ¹− 1510� º (98)
Na Eq. (97), è� representa a constante de equilíbrio da reação. GOMEZ-BAREA
E LECKNER (2010) citam o trabalho desenvolvido por Yoon H. no ano 1978 e
apresentam, para o cálculo dessa constante de equilíbrio, a fórmula
è� = 0,029WJN ¹4094� º (99)
6.2.2 Reações heterogêneas
As reações de gaseificação e combustão do carbonizado, apresentadas na Tab.
6, são exemplos de reações heterogêneas que acontecem durante o processo de
gaseificação. Nesse tipo de reação, a resistência à transferência de massa é maior,
quando comparada com aquela das reações homogêneas. Existem diferentes
modelos de partícula que permitem calcular, de forma aproximada, a taxa de uma
reação heterogênea. Alguns trabalhos desenvolvidos nessa área são encontrados em
MANTRI et al. (1976), GOKARN E DORAISWAMY (1971) e DORAISWAMY (1984).
Uma revisão dos principais modelos de partícula para analisar reações heterogêneas
é feita em GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010). A Fig. 16 mostra os principais
modelos de partícula propostos.
57
Figura 16. Modelos de partícula: (a) Modelo da conversão uniforme, (b) Modelo de
encolhimento de partícula sem reagir, (c) Modelo de encolhimento do núcleo sem
reagir, (d) Modelo progressivo com encolhimento de partícula, (e) Modelo
progressivo com encolhimento de núcleo (adaptada de GÓMEZ-BAREA E
LECKNER, 2010).
Os modelos (b) e (c) são considerados como os modelos de partícula clássicos,
sendo os modelos (d) e (e) extensões usadas para partículas porosas. SOUZA-
SANTOS (2004) apresenta o desenvolvimento matemático para calcular a taxa de
reação para os modelos (b) e (c).
A Fig. 17 mostra os modelos de partícula desenvolvidos em SOUZA-SANTOS
(2004). No modelo do núcleo não exposto, Fig. 17 (a), para que o gás possa reagir
com o núcleo da partícula, a resistência que impõem as camadas de gás e de cinza
que rodeiam o núcleo deve ser superada. No modelo de núcleo exposto, Fig. 17 (b),
58
somente a resistência imposta pela camada de gás que rodeia o núcleo deve ser
superada.
Figura 17. Modelos de Partícula: (a) Modelo do núcleo não exposto; (b) Modelo do
núcleo exposto (adaptada de SOUZA-SANTOS, 2004).
Para cada um dos modelos de partícula, o cálculo da taxa de reação se dá
segundo
>̃) = 2��,Ð[T]é − [T]�ê∑ Hë,����� (100)
onde, o numerador representa o potencial de reação dado pela diferença de
concentrações molares da espécie química i dentro da partícula, [T]�ê, e ao redor da
partícula, [T]é. O diâmetro ��,Ð corresponde com o diâmetro inicial calculado a partir da
distribuição de tamanhos de partícula, como explicado no Cap. 4. As resistências à
transferência de massa para o modelo de núcleo não exposto, Hë,�, são devidas às
resistências impostas pela camada de gás ao redor da partícula, pela camada de
cinzas ou material inerte ao redor da partícula e pelo núcleo reativo da partícula. As
fórmulas para calcular cada uma dessas resistências são, respectivamente,
59
Hë,� = 15:;�,ì (101)
Hë,� = 1 − MM�,6 (102)
Hë,� = 1M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (103)
Para diferenciar as resistências à transferência de massa do modelo de núcleo
não exposto daquelas do modelo exposto, o subscrito U é substituído pelo subscrito X.
É claro que para o modelo de núcleo exposto, onde não há presença de camada de
cinzas ou material inerte ao redor do núcleo, a resistência HÕ,� é igual a zero. A
resistência imposta pelo núcleo é calculada como mostrado na Eq. (104).
HÕ,� = M�,Å[MΦ�SVℎzMΦ{ − 1] (104)
As difusividades �,ì, �,6 e �,Å correspondem, respectivamente, à difusividade
da espécie química i no gás em torno da partícula, à difusividade da espécie química i
na camada de cinza ou material inerte que em torno do núcleo, e à difusividade da
espécie química i no núcleo reativo da partícula. O parâmetro Φ é conhecido como
coeficiente de Thiele e é calculado pela expressão
Φ = >6 ¨$)�[T]é − [T]�ê��,Å ª�/� (105)
Como visto na Eq. (105), o coeficiente de Thiele é o quociente entre os efeitos
cinéticos e os efeitos difusivos na reação química heterogênea. As constantes
cinéticas $) serão explicadas para cada uma das etapas do processo de gaseificação,
nas seguintes seções.
6.3 Secagem
Como já mencionado, algumas das transformações ocorridas durante o processo
de gaseificação são devidas, exclusivamente, a condições de pressão e temperatura.
60
A secagem é um exemplo de esse tipo de transformações. No entanto, uma
abordagem apropriada é modelar a secagem usando a mesma formulação utilizada
para reações heterogêneas, considerando uma taxa de secagem e adotando o modelo
do núcleo não exposto. A taxa de secagem é calculada por
>̃_ = 2��,Ð[!� ]`�a − [!� ]é∑ H_,����� (106)
onde, o subscrito d faz referência ao processo de secagem, (drying). Os valores das
resistências à transferência são
H_,� = Hë,� (107)
H_,� = Hë,� (108)
H_,� = 0 (109)
O valor da resistência H_,� é zero devido a não ter reação química durante o
processo, o que faz com que o coeficiente de Thiele seja zero.
6.4 Pirólise
O modelo de pirólise proposto em SOUZA-SANTOS (2004) calcula, para uma
ampla faixa de combustíveis sólidos, a estequiometria e a cinética química das
reações envolvidas. Inicialmente, será explicada a forma de calcular a estequiometria
do processo, referenciando os trabalhos desenvolvidos para determinar a distribuição
e quantidade dos produtos da pirólise. Ao final, será descrita a cinética química
utilizada para o processo.
6.4.1 Devolatilização
Como explicado em NEVES et al. (2011), o processo de pirólise se desenvolve
em duas etapas, conhecidas como pirólise primária e pirólise secundária. Durante a
pirólise primária, os voláteis contidos na partícula sólida são liberados devido às altas
temperaturas atingidas. Portanto, a pirólise primária é um processo de transformação
sem reações químicas, parecido com a secagem. Dito processo, chamado de
61
devolatilização por alguns autores (SOUZA-SANTOS, 2004; GÓMEZ-BAREA E
LECKNER, 2010), pode ser modelado por
Combustível sólidodaf→xVVolatéis+z1-xV{Carbonizado1 (R.14)
Em (R.14), JK representa a fração de voláteis liberados durante a
devolatilização. Uma forma mais detalhada de mostrar a reação de devolatilização
pode ser apresentada como
Cóôõzó{HóôõzÍ{Oóôõzô{Nóôõzö{Sóôõz÷{→ xø�Cóôøzó{HóôøzÍ{Oóôøzô{Nóôøzö{Sóôøz÷{�+ z1 − xø{�Cóôó�zó{Hóôó�zÍ{Oóôó�zô{Nóôó�zö{Sóôó�z÷{�
(R.15)
Os coeficientes COF correspondem à composição do combustível sólido em
base seca e livre de cinzas, como alimentado dentro do reator. Ditos coeficientes
podem ser calculados partindo da análise elementar do combustível, usando a Eq.
(86).
Conhecendo a composição do combustível original, a sua massa molecular é
dada por
3Ð,Þ�"� = Ç � �zT{�
3� (110)
Portanto, a Eq. (86) permite calcular o lado esquerdo da reação (R.15) e o
problema se reduz a achar as incógnitas do lado direito, ou seja, a fração de voláteis
JK e os coeficientes de composição de voláteis e carbonizado, ��ÚK e ��Ú��.
O primeiro passo consiste em calcular a fração de voláteis. SOUZA-SANTOS
(2004) e GÓMEZ-BAREA E LECKNER (2010) fazem uma revisão dos principais
modelos desenvolvidos para resolver a decomposição do combustível sólido em
voláteis e carbonizado. Ambos os trabalhos contêm uma classificação geral dos
diferentes tipos de modelos. Essa classificação, junto com algumas referências de
trabalhos desenvolvidos sobre cada tipo de modelo, é apresentada na Tab. 7.
62
Tabela 7. Modelos de devolatilização
Tipo de modelo Referências
Modelos
cinéticos
BADZIOCH E HAWKSLEY (1970), THURNER E MANN
(1981), NUNN et al. (1985a), NUNN et al. (1985b), ARENILLAS
et al. (2001), DI BLASI (2008)
Modelos de
energia ativação
distribuída
SONOBE E WORASUWANNARAK (2008), LI et al.
(2009).
Modelos
estruturais
GAVALAS et al. (1981a), GAVALAS et al. (1981b), NIKSA
E KERSTEIN (1987), NIKSA et al. (1987), BACKREEDY et al.
(1999), SOLOMON et al. (1986), SERIO et al. (1987), NIKSA
(1991), NIKSA (1995)
Os trabalhos desenvolvidos por NUNN et al. (1985a) e NUNN et al. (1985b) são
usados para calcular a porcentagem mássica de voláteis produzidos durante a
devolatilização de biomassas e ligninas, respectivamente, como recomendado em
SOUZA-SANTOS (2012). Já para o caso do carvão, o autor recomenda usar o modelo
desenvolvido em SOLOMON et al. (1986). A fração mássica de voláteis produzidos,
IK, é utilizada para calcular o valor de JK na reação (R.15), de acordo com
JK =IK3KIK3K + I�7�.3�7�.
(111)
No entanto, a massa molecular dos voláteis, 3K, e a do carbonizado, 3Þ�7�., não
são conhecidas. Para calcular a massa molecular dos voláteis é necessário achar a
fórmula representativa baseada no C, H, O, N e S. Para isso, a estequiometria
mostrada na reação
Cóôøzó{HóôøzÍ{Oóôøzô{Nóôøzö{Sóôøz÷{→ aø,ÍùH� + a,ÍùôH�O + aø,Íù÷H�S + aø,öÍúNH� + ⋯+ aø,üýþ.�Cóô�zó{Hóô�zÍ{Oóô�zô{Nóô�zö{Sóô�z÷{�
(R.16)
que mostra a decomposição dos voláteis em gases e alcatrão, deve ser resolvida.
Os coeficientes estequiométricos, aV,i, são calculados usando o modelo dos
grupos funcionais apresentado em SOLOMON et al. (1986) e SERIO et al. (1987). Em
63
SOUZA-SANTOS (2010) é feita uma revisão do modelo, onde são descritos os
principais parâmetros e mostrados os valores cinéticos necessários para o cálculo da
evolução de cada espécie química envolvida na reação (R.16).
Conhecendo os valores dos coeficientes estequiométricos da decomposição dos
voláteis para cada espécie química, MK,�, o passo seguinte é calcular os valores da
fórmula representativa do alcatrão, COT(i). O cálculo é feito de acordo com
� �(T) = 3��Þ.3Ð,Þ�"� � �(T) (112)
A massa molecular do alcatrão usada na Eq. (112) depende do modelo utilizado
para calcular JK. Por exemplo, no modelo descrito por NIKSA E KERTEIN (1987),
conhecido como DISKIN, a massa molecular do alcatrão é considerada como sendo
igual a 750 gr/mol.
Quando conhecidos os valores da fórmula representativa do alcatrão, COT(i), e
dos coeficientes estequiométricos, MK,�, calculam-se então os valores dos coeficientes
COV(i) da reação (R.16). Finalmente, os valores calculados para COV(i) são
substituídos na reação (R.15) e são calculados os coeficientes da fórmula
representativa do carbonizado, COC(i). Assim, fica completamente definida a
estequiometria da devolatilização.
A reação (R.16) é modelada como sendo uma reação heterogênea e a sua taxa
de reação é calculada de acordo com o modelo do núcleo não exposto, explicado
anteriormente, onde o núcleo está formado por material sem devolatilizar e a camada
que rodeia o núcleo é carbonizado. A taxa de reação é calculada usando
>̃�� = 2��,Ð
[T]Ð,K − [T]³,K∑ HK,����� (113)
onde, as resistências HK,� são iguais que as resistências Hë,� mostradas nas Eqs.
(101)-(103). A concentração molar [T]Ð,K é calculada partindo da quantidade dada na
análise imediata e a concentração molar [T]³,K é a concentração de voláteis na
partícula na posição z no reator. Para calcular o coeficiente de Thiele é usado o
coeficiente cinético dado por
$�� = 8,6 ∗ 10��WJN ´− 27700�� µ (114)
64
6.4.2 Pirólise secundária
Durante a pirólise secundária acontecem as reações de reforma e craqueamento
do alcatrão, explicadas em detalhe em BASU (2010). Durante esses processos, o
alcatrão produzido na pirólise primária é craqueado devido à temperatura, produzindo
gases, segundo
Cóô�(ó)Hóô�(Í)Oóô�(ô)Nóô�(ö)Sóô�(÷)→ [COT(H) − 4COT(C) + 4COT(O) − 2COT(S) − 3COT(N)]H�+ COT(O)CO + COT(N)NH� + COT(S)H�S+ [COT(C) − COT(O)]CH�
(R.17)
O alcatrão também pode reagir com oxigênio, o que é conhecido como reforma
de alcatrão, dada por.
Cóô�(ó)Hóô�(Í)Oóô�(ô)Nóô�(ö)Sóô�(÷)
+ ¹COT(C)2 + COT(H)
4 + COT(O)2 + COT(N)
2 + COT(S)º O�
→ COT(C)CO + COT(H)2 H�O + COT(N)NO + COT(S)SO�
(R.18)
A taxa de reação e o coeficiente cinético para a reação (R.18) são,
respectivamente
>̃�« = $�«�[�R�MV>ãS]F, [ �]� (115)
$�« = 59,8 ∗ WJN ¹12200� º (116)
SOUZA-SANTOS (2010) apresenta os coeficientes cinéticos da reação de
craqueamento de alcatrão, (R.17), para diferentes tipos de combustível sólidos.
6.5 Reações de gaseificação e combustão do carboniz ado
As reações de gaseificação e combustão do carbonizado produzido durante a
pirólise estão mostradas na Tab. 6. A estequiometria é mostrada de forma detalhada
na Tab. 8.
65
Tabela 8. Estequiometria detalhada das reações de gaseificação e combustão do
carbonizado (SOUZA-SANTOS, 2010).
CHüÍOüôNüöSü÷ + CO�↔ 2CO + aôH�O + ¹aÍ2 − aô − 3
2 aö − a÷º H� + aöNH�+ a÷H�S
(R.7)
CHüÍOüôNüöSü÷ + (1 − aô)H�O↔ t1 + aÍ2 − aô − a÷u H� + CO + aö2 N� + a÷H�S
(R.8)
CHüÍOüôNüöSü÷ + ¹2 − aÍ2 + aô + 32 aö + a÷º H�
↔ CH� + aôH�O + aöNH� + a÷H�S (R.9)
CHüÍOüôNüöSü÷ + ¹12 + aÍ4 − aô2 + aö2 + a÷º O�
→ CO + aÍ2 H�O + aöNO + a÷SO� (R.11)
A fórmula representativa do carbonizado mostrada na Tab. 8 corresponde com
aquela calculada para a etapa de pirólise. Ao invés de incluir a reação de combustão
completa do carbonizado, (R.10), o modelo de SOUZA-SANTOS (2004) inclui as
reações de combustão parcial do carbonizado, (R.11), e de oxidação de monóxido de
carbono, (R.3).
As reações de gaseificação e combustão do carbonizado são heterogêneas. A
taxa de reação é calculada de acordo com o modelo de núcleo não exposto, explicado
anteriormente, onde o material que rodeia o núcleo reativo está formado por cinzas.
Os coeficientes cinéticos envolvidos no cálculo da taxa de reação, através do
coeficiente de Thiele, são mostrados em SOUZA-SANTOS (2010).
66
7 CSFMB©/CeSFaMB™
O CSFMB© ou CeSFaMB™ (Comprehensive Simulator of Fluidized and Moving
Bed Equipment), segundo a sua designação comercial atual (conhecido anteriormente
como CSFB), começou a ser desenvolvido no ano de 1987 como um programa de
simulação de processos de combustão e gaseificação em leitos fluidizados (SOUZA-
SANTOS, 1987). A estrutura básica do programa reside nas correlações
semiempíricas e nos balanços de massa e energia descritos nos Caps. 4 e 5, e na
cinética química para reações homogêneas e heterogêneas, descrita no Cap. 6.
O modelo original desenvolvido em 1987 tem sido modificado significativamente
com a introdução de novas correlações para modelar com maior precisão os
fenômenos físicos e químicos que acontecem dentro do equipamento. SOUZA-
SANTOS (2007) descreve detalhadamente aqueles componentes do modelo que
foram modificadas desde a versão original. Alguns trabalhos que foram desenvolvidos
utilizando o CeSFaMB™ se encontram em VAN DEN ENDEN E LORA (2004),
SOUZA-SANTOS (2007, 2009), BASTOS-NETTO et al.(2011), SOUZA-SANTOS E
CHAVEZ (2012) e MOUTSOGLOU (2012).
No trabalho desenvolvido por VAN DEN ENDEN E LORA (2004), o CeSFaMB™
foi utilizado para projetar um gaseificador de biomassa de leito fluidizado ajustando
alguns parâmetros como o fator de ar, a posição do ponto de alimentação da
biomassa e a altura do leito a fim de obter valores máximo de eficiência e de poder
calorífico do gás de síntese. SOUZA-SANTOS (2007) apresenta as melhorias
introduzidas na nova versão do programa a partir da comparação entre simulações e
um estudo experimental desenvolvido no equipamento operado pelo Instituto de
Tecnologia do Gás (IGT) em Chicago, Illinois. Já em SOUZA-SANTOS (2009) se
mostram os resultados das simulações da planta de gaseificação da Universidade de
California, quanto operada com amêndoa e noz como combustíveis sólidos. BASTOS-
NETTO et al. (2011) apresentam o projeto conceitual de um sistema de gaseificação
para obter gás de síntese partindo de bagaço de cana de açúcar como combustível
sólido e ar como agente gaseificador. MOUTSOGLOU (2012) desenvolveu um estudo
utilizando dois tipos de pasto diferentes a fim de avaliar as características do gás de
síntese quando variada a razão estequiométrica. Finalmente, SOUZA-SANTOS E
CHAVEZ (2012) simularam um processo em uma caldeira de leito fluidizado utilizando
bagaço de cana de açúcar.
67
Uma explicação completa do funcionamento do programa requer a descrição
detalhada dos dados de entrada, do procedimento de solução do modelo e dos
resultados gerados, como será exposto a seguir.
7.1 Dados de entrada
Os dados de entrada requeridos pelo CeSFaMB™ para simular um caso de
gaseificação em leitos fluidizados borbulhantes podem ser classificados em três
categorias, parâmetros de convergência numérica, dados de entrada geométricos e
físicos do reator e caracterização de gases e sólidos. A seguir é feita uma breve
descrição dos dados de entrada mais importantes para a simulação de gaseificadores
de leito fluidizado. Uma descrição detalhada de todos os dados de entrada do
CeSFaMB™ é feita em SOUZA-SANTOS (2012).
7.1.1 Parâmetros de convergência numérica
São os dados utilizados pelo programa para alimentar o algoritmo de solução do
sistema. Os parâmetros mais importantes definem o intervalo de busca da solução, o
desvio máximo permitido na solução, a tolerância máxima permitida para a integração
numérica, a forma de determinar a região de devolatilização no leito, o método de
integração das equações diferenciais e o método para solução das equações
diferenciais não lineares. A Fig. 18 mostra a interface para inserir os parâmetros de
convergência numérica dentro do arquivo de entrada do CeSFaMB™.
68
Figura 18. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir parâmetros de
convergência numérica (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,
Versão 53.4).
• Porcentagem mínima de conversão de carbono fixo no leito (CCMINP):
define a porcentagem mínima de carbono fixo contida na partícula sólida
que é convertida em gases durante o processo de gaseificação. O
combustível sólido alimentado dentro do reator é constituído por umidade,
voláteis, carbono fixo e cinzas. O carbono está presente na fração de
voláteis e na fração de carbono fixo. As frações de cada um desses
constituintes no combustível sólido são determinadas através da análise
imediata, já explicada.
• Porcentagem máxima de conversão de carbono fixo no leito (CCMAXP):
define a porcentagem máxima de carbono fixo contida na partícula sólida
que é convertida em gases durante o processo de gaseificação no leito do
reator.
• Máximo desvio permitido para a convergência de conversão de carbono fixo
no leito (CCDEVP): define o valor de desvio máximo permitido entre o valor
de conversão de carbono fixo suposto e o valor de conversão de carbono
fixo calculado pelo programa. O usuário deve procurar o menor valor
possível para esse parâmetro com o objetivo de conseguir melhores
resultados na simulação. No entanto, é importante ter em conta que valores
69
muito baixos podem levar a um aumento da demanda computacional sem
melhorar significativamente a precisão dos resultados.
• Critério de convergência para a integração numérica dos balanços de
massa e energia (TOLMB): controla a convergência da integração
numérica. Se o valor de TOLMB diminui, então, o valor do erro acumulado
durante a integração numérica diminui também. Porém, se o valor diminui o
tempo computacional aumenta. Portanto, igual ao caso do parâmetro
CCDEVP, é preciso buscar o valor mínimo para obter bons resultados sem
aumentar significativamente os tempos computacionais necessários.
• Fator de convergência ICONV(2): define a forma como é determinada a
região onde acontece a pirólise do combustível sólido dentro do reator.
CeSFaMB™ permite utilizar dois possíveis métodos para determinar dita
região. O primeiro está baseado na faixa de temperaturas usual na qual
acontece a pirólise, geralmente, entre 600 e 1200 K. O segundo método
considera a taxa das reações e a taxa de circulação de partículas no leito;
se a taxa das reações é muito maior que a taxa de circulação de partículas,
então a pirólise acontece perto do ponto de alimentação do combustível
sólido.
• Fator de convergência ICONV(5): permite selecionar o método de
integração das equações diferenciais. CeSFaMB™ utiliza a biblioteca
DIVPAG de Fortran para solucionar o sistema de equações diferenciais que
modela os balanços de massa e energia. Essa biblioteca permite escolher
entre dois métodos, o método de Adams-Moulton ou o método de Gear.
• Fator de convergência ICONV(6): Esse parâmetro permite selecionar
diferentes métodos para solucionar o sistema de equações diferenciais
dependendo do seu grau de rigidez.
7.1.2 Dados de entrada geométricos e físicos do equ ipamento
Esses dados correspondem às dimensões e propriedades físicas do
equipamento a ser simulado. Portanto, é importante ter um conhecimento amplo do
equipamento que permita que os dados introduzidos no programa correspondam à
realidade. Em SOUZA-SANTOS (2012) são mostrados valores típicos que podem ser
usados nas simulações para alguns parâmetros caso não se tenham os dados reais. A
Fig. 19 mostra as principais dimensões a serem consideradas para definir a geometria
de um equipamento de leito fluidizado.
70
Figura 19. Dimensões básicas equipamentos de leito fluidizado (adaptada de
SOUZA-SANTOS, 2012).
Como visto na Fig. 19, as dimensões do reator são definidas para o distribuidor,
o leito e o freeboard. Junto com as dimensões mostradas, devem ser definidas as
características físicas do equipamento que dependem do material especificado para
cada uma das partes deste. A Tab. 9 mostra a descrição dos principais dados
geométricos e físicos de entrada de acordo com a designação dada para cada um em
SOUZA-SANTOS (2012).
71
Tabela 9. Descrição dos principais dados geométricos e físicos do equipamento.
Parte do
reator Dado de entrada
Nome do
parâmetro no
CeSFaMB
Unidades
Todo o
equipamento
Diâmetro interno do
equipamento DIAME(i) (m)
Posição z relativa ao diâmetro
interno ZPOSE(i) (m)
Leito
Altura dinâmica do leito ZD (m)
Espessura do casco e do
isolamento no leito XISD(i) (m)
Condutividade térmica do
casco e do isolamento no leito AKISD(i) (W/m-K)
Emissividade da superfície
externa do leito EPSD --
Freeboard
Altura da saída principal de
gás no freeboard ZF (m)
Espessura do casco e do
isolamento no freeboard XISF(i) (m)
Condutividade térmica do
casco e do isolamento no
freeboard
AKISF(i) (W/m-K)
Emissividade da superfície
externa do freeboard EPSF --
Distribuidor
Porosidade da placa
distribuidora EPPP --
Diâmetro médio dos poros na
placa DPOR (m)
Espessura do distribuidor XISDI(i) (m)
Condutividade térmica do
distribuidor AKISDI(i) (W/m-K)
72
Na Tab. 9, DIAME(i) é um arranjo que descreve os diâmetros internos do
equipamento em diferentes posições e ZPOSE(i) é o arranjo de posições respectivas
para cada um dos diâmetros. Esses dois arranjos permitem modelar equipamentos
com diferentes formas, por exemplo, cilíndricas ou cônicas.
A altura dinâmica do leito ZD é a altura do leito expandido durante a operação.
Para calcular as perdas de calor por condução entre o leito e o ambiente, devem ser
definidas as espessuras das paredes do leito, como mostrado na Fig. 19. Essas
espessuras são definidas no arranjo XISD(i) e para cada material dever ser definida a
respectiva condutividade térmica no arranjo AKISD(i). As perdas de calor por radiação
são calculadas definindo a emissividade da superfície externa EPSD.
A posição de saída principal do gás, ZF, é um dos parâmetros mais importantes
na descrição geométrica do equipamento. O espaço do freeboard é definido como
sendo igual a ZF-ZD e ali são analisados os processos de arrasto e elutriação. Os
demais parâmetros para o freeboard são os mesmos que aqueles definidos no leito
para calcular as perdas de calor por condução e radiação.
Os dados de entrada definidos para o distribuidor são utilizados pelo programa
para calcular as perdas de pressão do gás quando passa através dele e para a
definição das condições de contorno de temperatura na base do leito para os sólidos.
Os dados referenciados na Tab. 9 correspondem a um distribuidor tipo placa porosa,
que é o tipo de distribuidor que tem o equipamento simulado neste trabalho.
7.1.3 Caracterização de gases e sólidos
Como explicado anteriormente, durante o processo de gaseificação uma
corrente de gás que entra através do distribuidor, ou em um ponto intermediário como
mostrado na Fig. 19, reage com os sólidos que se encontram no leito. O gás que
compões essa corrente é chamado de agente gaseificador. Dentro do reator podem se
encontrar três diferentes tipos de sólidos, designados pelo índice m: m=1: combustível
sólido; m=2: partículas absorventes; m=3: partículas inertes. O programa CeSFaMB™
permite caracterizar os gases e os sólidos que são alimentados dentro do
equipamento.
No caso dos gases, o usuário deve definir a vazão mássica, a temperatura, a
pressão de entrada e a composição. CeSFaMB™ permite ao usuário definir casos em
que vapor de água e gás são alimentados no reator ao mesmo tempo. A composição
do gás pode ser definida em fração molar ou fração mássica de 22 gases diferentes. A
73
Fig. 20 mostra a interface do programa onde são inseridos os dados de caracterização
dos gases.
Figura 20. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização dos gases (tomada da interface gráfica do programa CeSFaMB™,
Versão 53.4).
No caso dos sólidos tipo 1 (combustível sólido), os dados de entrada mais
importantes correspondem ao poder calorífico superior, a vazão mássica de entrada, a
temperatura de entrada, a posição z do ponto de alimentação dentro do reator, a
análise imediata, a análise elementar, as massas específicas total, aparente e real, a
esfericidade e a distribuição de tamanho de partícula. Na Fig. 21 é mostrada a
interface gráfica do programa aonde são introduzidos os dados de caracterização dos
sólidos.
74
Figura 21. Interface gráfica do CeSFaMB™ para introduzir os dados para
caracterização do combustível sólido (tomada da interface gráfica do programa
CeSFaMB™, Versão 53.4).
75
Como visto na Fig. 21, CeSFaMB™ permite definir processos nos quais até
cinco combustíveis sólidos são alimentados dentro do reator. No espaço utilizado para
inserir a distribuição de tamanho de partícula é introduzida a distribuição estatística de
tamanhos feita em laboratório, como explicado em SOUZA-SANTOS (2004). No caso
de partículas sólidas absorventes e inertes, são definidos os mesmos parâmetros que
para o combustível sólido.
7.2 Procedimento de solução do modelo
Os dados de entrada explicados na seção anterior são utilizados para solucionar
o sistema de equações que modela o processo. O procedimento de solução
implementado no CeSFaMB™ executa os passos a seguir.
• Leitura dos dados de entrada numéricos, geométricos e físicos do
equipamento e de caracterização dos gases e sólidos.
• Para a primeira iteração feita pelo programa, o valor da porcentagem
mínima de carbono fixo (CCMINP), explicado anteriormente, é utilizado
para calcular porcentagens de conversão de outros componentes no
combustível sólido.
• Com os valores de conversão de componentes no combustível sólido é
calculada a distribuição do tamanho de partículas em regime permanente
utilizando o modelo de reação heterogênea e de arrasto.
• Partindo dos dados de entrada e do cálculo da distribuição de tamanho de
partículas em regime permanente, são estabelecidas as condições de
contorno em z=0 para os gases e os sólidos, utilizadas para resolver os
balanços de massa e energia.
• O sistema não linear de equações diferenciais é resolvido para o leito, ou
seja, desde z=0 até z=z�.
• Depois de resolver os balanços de massa e energia no leito, se calcula o
valor de conversão de carbono fixo no combustível sólido e se compara
com o valor dado em CCMINP. Se o valor calculado for maior, então o
programa passa para a segunda iteração. Se o valor for menor, o programa
para e pede introduzir um novo valor para CCMINP.
• Os seis passos anteriores são repetidos utilizando o valor de CCMAXP para
calcular a distribuição de tamanho de partículas no leito. Se o valor de
conversão de carbono fixo calculado for menor que o valor de CCMAXP,
então o programa assume um novo valor intermediário de conversão de
76
carbono fixo e começa uma nova iteração. Se o valor calculado for maior, o
programa para e pede introduzir um novo valor para CCMAXP.
• O processo anterior é repetido até que o valor de desvio entre a conversão
calculada e a suposta é menor que o valor dado para o parâmetro
CCDEVP.
• Os valores de temperatura, fluxos e composições no topo do leito (z=z�)
são utilizados como condições de contorno para resolver os balanços
diferenciais de massa e energia no freeboard.
• Os resultados finais são impressos.
7.3 Simulação de caso experimental
O CeSFaMB™ produz vários resultados relacionados com o processo de
gasificação e o desempenho do equipamento. Uma análise aprofundada dos
resultados produzidos pelo programa é dada em SOUZA-SANTOS (2012). A seguir
são mostrados alguns dos resultados obtidos em uma simulação de um processo de
gaseificação em reator de leito fluidizado. Encontrar um estudo experimental que
possa ser simulado no CeSFaMB™ não resulta simples, devido à quantidade de
dados de entrada requeridos pelo programa. Geralmente, esses dados não são
apresentados pelos autores nas suas publicações.
O estudo experimental desenvolvido em CAMPOY (2009) foi simulado no
CeSFaMB™ a fim de certificar o correto uso e a precisão do programa. No estudo, é
simulado o processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante e
atmosférico que forma parte da planta piloto de gaseificação da Universidade de
Sevilha em Espanha. As características do equipamento, tanto geométricas quanto
físicas, são encontradas em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-BAREA et al. (2005). No
estudo, foram utilizados vários tipos de biomassa, entre elas, polpa de azeitona com
uma distribuição de tamanho de partícula como encontrada em GÓMEZ-BAREA et al.
(2005). Diferentes misturas de gases foram usadas como agente gaseificador. No
presente trabalho, são simulados três casos com razões estequiométricas de ar
diferentes, mostradas em CAMPOY (2009), e são comparadas as concentrações
molares em base seca de H2, CO, CO2 e CH4 obtidas nos testes de laboratório com
aquelas obtidas nas simulações. Também, é comparada a temperatura média do leito
para cada um dos casos. Os dados referentes ao material do leito e as condições
operacionais durante os testes são encontrados em CAMPOY (2009) e GÓMEZ-
BAREA et al. (2005).
77
Na Tab. 10 são mostradas as concentrações molares obtidas nos testes e nas
simulações, para cada uma das espécies químicas descritas anteriormente e para
cada razão estequiométrica considerada.
Tabela 10. Concentrações molares obtidas nos testes VS concentrações molares
obtidas nas simulações (RE=19%, RE=26% e RE=35%)
Razão estequiométrica [%]
Espécie
química 19 27 35
Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação
H2 13,2 20,82 12,6 13,21 8,7 9,18
CO 18,2 20,56 17,6 15,6 15,8 12,30
CO2 14,2 13,22 14,9 14,43 15,1 15,45
CH4 6,0 5,28 5,2 4,3 5,1 3,28
Como visto na tabela, os resultados das simulações conseguem acompanhar o
comportamento geral medido nos testes de laboratório. No entanto, a concentração de
H2 obtida na simulação, para uma razão estequiométrica de 19%, difere daquela
obtida nos testes em 7,62%. Essa diferença representa um erro relativo de 57%, o
qual não permite confiar nesse valor de concentração obtido na simulação. Segundo
SOUZA-SANTOS (2012) diferenças na concentração de uma espécie química
específica são devidas a que as características do combustível sólido gaseificado são
diferentes àquelas dos combustíveis incluídos na base de dados do programa. No
entanto, o programa permite ajustar os parâmetros cinéticos das reações químicas
envolvidas no processo com aqueles obtidos experimentalmente para o combustível, a
fim de aproximar melhor as características do combustível sólido na simulação. O
referido ajuste não foi feito devido ao fato de não contar com os valores dos
parâmetros cinéticos da polpa de azeitona usada no trabalho de CAMPOY (2009).
Independentemente à diferença na concentração de H2 entre a simulação e os
testes para a razão estequiométrica de 19%, a Tab. 10 mostra que os resultados
dados pelo CeSFaMB™ ajustam razoavelmente com os valores reais e, portanto,
permitem desenvolver estudos e análises de processos de gaseificação, tanto
qualitativos quanto quantitativos, para definir possíveis condições operacionais a fim
de predizer a composição do gás de síntese do processo.
As Figs. 22, 23 e 24 mostram os perfis de temperatura no leito do reator
entregados pelo CeSFaMB™ para cada uma das razões estequiométricas simuladas.
78
Figura 22. Perfis de temperatura no leito para RE=19% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
Figura 23. Perfis de temperatura no leito para RE=27% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
79
Figura 24. Perfis de temperatura no leito para RE=35% (tomada da interface
gráfica do programa CeSFaMB™, Versão 53.4).
Como visto nas figuras, na medida em que a razão estequiométrica aumenta, a
temperatura média do leito aumenta também. A Tab. 11 mostra os valores em graus
célsius das temperaturas obtidas nos testes comparadas com aqueles valores obtidos
nas simulações.
Tabela 11. Temperatura média do leito para as diferentes razões estequiométricas
[ºC].
Razão estequiométrica [%]
19 27 35
Teste Simulação Teste Simulação Teste Simulação
780 775 805 880 812 970
Igual que no caso das concentrações molares, o comportamento da temperatura
média do leito obtido nas simulações se ajusta com aquele dos testes. Para valores
baixos RE, o valor da temperatura média do leito na simulação se aproxima mais
àquele obtido nos testes. Como explicado em SOUZA-SANTOS (2004), o valor de
temperatura medido pelos termopares colocados no equipamento durante os testes de
80
laboratório depende da fase que esteja em contato com o termopar em um instante de
tempo determinado. Assim, por exemplo, o termopar indicará valores maiores de
temperatura se uma bolha de gás está em contato com um termopar perto do
distribuidor. O valor de temperatura será diferente no caso em que uma partícula entre
em contato com o termopar. Portanto, a temperatura média calculada no laboratório
corresponde com uma média estatística. Já no caso do CeSFaMB™, o valor de
temperatura média para cada fase corresponde àquele calculado para cada ponto ao
longo do reator e, portanto, existem diferenças entre os valores reais e os obtidos nas
simulações.
81
8 PARÂMETROS DO PROCESSO
Para simular o processo de gaseificação é necessário conhecer detalhadamente
todos os parâmetros relacionados com a convergência numérica, o equipamento, o
combustível sólido utilizado, o material do leito, o agente gaseificador e as condições
ambientais nas quais é desenvolvido. A seguir é feita uma descrição desses
parâmetros.
8.1 Parâmetros relacionados com a convergência numé rica
Na Seç. 7.1 foram explicados alguns dos principais parâmetros de entrada
relacionados com a convergência numérica do método usado pelo CeSFaMB™ para
resolver o sistema de equações que modela o processo de gaseificação. Os
parâmetros mostrados em dita seção demonstraram ser os que têm maior
sensibilidade em relação à convergência durante a simulação.
A seguir é feita uma breve descrição da forma como cada um dos parâmetros de
convergência foi definido durante as simulações desenvolvidas.
8.1.1 Porcentagem mínima e porcentagem máxima de co nversão de carbono
fixo (CCMINP e CCMAXP)
A porcentagem mínima e a porcentagem máxima de conversão do carbono fixo
contido no combustível sólido no leito do equipamento são usadas pelo programa nas
duas primeiras iterações da simulação. Os valores dados para cada um desses
parâmetros definem um intervalo de busca para a solução do sistema, como explicado
na Seç. 7.2. Portanto, o critério principal para a definição dos valores iniciais de
CCMINP e CCMAXP é selecionar o comprimento do intervalo de busca. A ideia é que
esse comprimento seja o menor possível para, assim, obter uma solução mais rápida
do sistema, como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).
A metodologia utilizada para definir os valores dos parâmetros consistiu em
encontrar, por teste e erro, o maior valor possível de CCMINP para que o desvio entre
a conversão de carbono fixo assumida e a calculada na primeira iteração for positivo e
o menor valor possível de CCMAXP para que o desvio entre a conversão de carbono
fixo assumida e a calculada na segunda iteração for negativo. No entanto, para
algumas simulações desenvolvidas, o intervalo de busca precisou ser redefinido já que
82
a convergência não foi atingida. No Anexo 1 são mostrados os valores de CCMINP e
CCMAXP utilizados durante as simulações.
8.1.2 Máximo desvio permitido na conversão de carbo no fixo (CCDEVP)
O valor do máximo desvio permitido, entre a porcentagem de conversão de
carbono fixo assumida e a calculada, foi definido, em geral, como sendo igual a 1.0,
como recomendado em SOUZA-SANTOS (2012). No entanto para algumas
simulações nas quais a rigidez do sistema de equações diferenciais tornou-se alta foi
necessário aumentar o valor de CCDEVP até 2.0, que continua estando dentro da
faixa de valores recomendados em SOUZA-SANTOS (2012), mas, como adverte o
autor, afeta a precisão na solução do sistema. No Anexo 1 são mostrados também os
valores definidos para CCDEVP em cada simulação.
8.1.3 Tolerância de integração usada nos balanços d e massa e energia
(TOLMB)
O valor da tolerância máxima permitida para a integração numérica desenvolvida
em cada iteração durante a solução dos balanços de massa e energia deve ser o
menor possível para dar precisão nos resultados obtidos, mas, quanto menor seja dito
valor, o tempo computacional será maior. Portanto, o valor recomendado por SOUZA-
SANTOS (2012) foi o utilizado na maioria das simulações. No entanto, em alguns
casos foi necessário aumentar dito valor devido ao sistema se tornar muito rígido e
não ser atingida a solução.
Adicionalmente, algumas simulações foram feitas para valores menores ao
recomendado pelo autor sem encontrar melhoras significativas nos resultados. O
Anexo 1 contém os valores usados para TOLMB nas simulações.
8.1.4 Fator de convergência ICONV(2)
Como explicado na Seç. 7.1, este parâmetro define a forma como o CeSFaMB™
calcula a região onde a pirólise acontece. Durante a realização das simulações foi
verificado que existe uma maior instabilidade na solução do sistema quando utilizado o
valor padrão sugerido para este parâmetro em SOUZA-SANTOS (2012). Dito valor
padrão define que a região de pirólise coincide com aquela onde existem temperaturas
entre 600 e 1200 K. No entanto, e como dito também em SOUZA-SANTOS (2012),
quando selecionada a outra opção definida no programa, a região de pirólise é
83
calculada considerando a taxa de circulação de partículas no leito, explicada na Seç.
4.2.5, e a taxa das reações de pirólise, explicadas na Seç. 6.4 e, dito cálculo, produz
melhores resultados quando comparados com a opção padrão.
Alem disso, as simulações desenvolvidas usando a segunda opção mostraram
estabilidade e maior rapidez, permitindo definir a convergência do sistema em termos
dos parâmetros CCDEVP e TOLMB. Portanto, o valor de ICONV(2) para todas as
simulações realizadas é igual a 1.
8.1.5 Fator de convergência ICONV(5)
O método selecionado para a solução das equações diferenciais é o método de
Gear, que é o padrão usado pelo CeSFaMB™. Como explicado em SOUZA-SANTOS
(2012), esse método permite obter soluções mais rápidas. WANG E WEN (2006)
ressaltam que o método de Gear permite uma maior precisão e eficiência na solução
de equações diferenciais, especialmente no caso de equações rígidas, como as
encontradas no modelo matemático explicado no Cap. 5, quando comparado com
outros métodos de solução como, por exemplo, o método de Adams-Moulton.
8.1.6 Fator de convergência ICONV(6)
A biblioteca usada pelo programa para solucionar o sistema de equações do
modelo é a DIVPAG de FORTRAN. Como visto em IMSL (2010), o fator de
convergência ICONV(6) permite definir o método de linearização utilizado para
resolver o sistema não linear de equações. SOUZA-SANTOS (2012) recomenda para
sistemas de equações rígidos, como o usado para modelar o processo, utilizar valores
de 1 ou 2 para ICONV(6). Em todas as simulações desenvolvidas foi usado o valor de
2, correspondente a um sistema de linearização tipo corda no qual o Jacobiano é
substituído por uma matriz diagonal baseada em uma derivada direcional.
8.2 Equipamento
O equipamento simulado no presente trabalho corresponde a um gaseificador de
leito fluidizado borbulhante que forma parte de uma planta piloto em escala de
laboratório desenvolvida pela empresa espanhola PID Eng&Tech. Uma descrição de
cada um dos componentes da planta piloto é mostrada na Tab. 12. A Fig. 25 mostra os
diagramas de tubulação e instrumentação da planta piloto incluídos no manual do
usuário do equipamento pela empresa, PID Eng&Tech (2012).
84
Tabela 12. Descrição da planta piloto.
Componente Descrição
Reator de
leito fluidizado
borbulhante
• Temperatura homogênea de operação acima dos 900ºC.
• A perda de pressão através do leito é medida para calcular a
velocidade mínima de fluidização.
• Sistema de remoção de partículas do leito para coletar
carbonizado e cinzas durante a operação
• Resistências elétricas para aquecimento uniforme do leito e
do freeboard. Atingem até 1000 ºC.
Sistema de
alimentação
de agentes
gaseificadores
• As correntes de agente gaseificador são preaquecidas acima
de 600 ºC.
• A água é fornecida mediante uma bomba de deslocamento
positivo e é vaporizada acima de 600 ºC.
Sistema de
alimentação
de sólidos
• Sistema contínuo e não flutuante de alimentação formado por
um recipiente com 10 litros de capacidade e dois fusos de
alimentação.
• Uma corrente de nitrogênio passa continuamente através do
fuso de alimentação para melhorar a movimentação dos
sólidos.
Ciclones
• Dois ciclones são conectados em série e aquecidos acima de
450 ºC, permitindo remover as partículas sólidas da corrente
de gás de saída.
Sistema para
tratamento do
gás produzido
• Um trocador de calor é usado para resfriar os gases quentes
que saem do gaseificador e separar o alcatrão e a água.
• O gás que sai do trocador de calor passa por um filtro para
garantir uma melhor limpeza.
Sistema de
controle
• As variáveis do processo são controladas com PID’s
independentes.
• Um controlador lógico programável controla os alarmes da
planta em caso de alguma falha.
• Um software faz a monitoração do processo, a aquisição de
dados e o registro e automação dos experimentos.
85
Figura 25. Diagrama de tubulação e instrumentação da planta piloto (adaptada de
PID Eng&Tech, 2012).
8.2.1 Reator de leito fluidizado borbulhante
A Fig. 26 mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
piloto. Como visto na figura, o leito e o
inoxidável 310 e SCH 10.
Figura 26. Desenho do reator de
O reator tem uma altura total igual
leito e o freeboard. Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.
86
Reator de leito fluidizado borbulhante
mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
sto na figura, o leito e o freeboard são fabricados com tubos de aço
Desenho do reator de leito fluidizado borbulhante (adaptada do desenho
entregado pela PID Eng&Tech)
O reator tem uma altura total igual a 1515 mm e está dividido em duas zonas, o
Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor.
mostra a geometria do reator de leito fluidizado borbulhante da planta
são fabricados com tubos de aço
daptada do desenho
1515 mm e está dividido em duas zonas, o
Os sólidos são alimentados imediatamente acima do distribuidor. O
87
distribuidor é formado por um cilindro com altura de 185 mm preenchido com material
poroso de aço inoxidável. Na parte superior desse cilindro há uma malha de 150
microns através da qual o gás entra no leito do reator, como mostrado na Fig. 27.
Como explicado na Tab. 9 no Cap. 7, um dos dados necessários para definir o
distribuidor de gás é a porosidade do distribuidor. Como esse dado não é conhecido,
adota-se o valor padrão de 0,30 recomendado em SOUZA-SANTOS (2012).
Figura 27. Distribuidor de gás (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).
Um sistema de aquecimento externo para realizar processos de gaseificação
usando vapor de água como agente gaseificador integra do equipamento. O sistema
consiste de duas resistências elétricas. Segundo PID Eng&Tech (2012), uma
resistência é usada para aquecer o leito e a outra aquece o freeboard. A primeira tem
um comprimento igual a 782 mm e potência de 4800 W, enquanto a segunda tem um
comprimento igual a 477 mm e potência de 4200 W. A Fig. 28 mostra o sistema de
aquecimento descrito.
88
Figura 28. Sistema de aquecimento externo (adaptada de PID Eng&Tech, 2012).
8.2.2 Sistema de alimentação dos agentes gaseificad ores
Existem dois sistemas independentes para a alimentação de vapor de água e
gases (oxigênio, nitrogênio e ar) dentro do reator. O sistema de alimentação de vapor
de água é mostrado na Fig. 29. Como pode ser observado na figura, uma bomba
introduz água líquida dentro de um evaporador e o vapor produzido é alimentado
dentro do reator como agente gaseificador.
Figura 29. Sistema de alimentação de vapor de água (tomada de PID Eng&Tech,
2012).
89
O sistema de alimentação de gases é mostrado na Fig. 30. Esse sistema permite
introduzir dentro do reator ar, oxigênio ou nitrogênio de forma independente. O
nitrogênio é suprido ao reator em casos de emergência para interromper as reações e,
assim, diminuir a temperatura dentro do equipamento. Os gases são introduzidos
dentro de um pré-aquecedor onde atingem uma temperatura entre 350 ºC e 400 ºC
antes de entrar no reator.
Figura 30. Sistema de alimentação de gases (ar, oxigênio e nitrogênio) (tomada de
PID Eng&Tech, 2012).
90
8.2.3 Sistema de alimentação de sólidos
Como reportado em PID Eng&Tech (2012), a planta piloto foi projetada para
desenvolver pesquisas em gaseificação de bagaço de cana usando ar, oxigênio, vapor
de água ou misturas dessas três substâncias como agentes gaseificadores a pressão
atmosférica.
Como descrito na Tab. 12, o sistema de alimentação dos sólidos dentro do reator
funciona com um fuso que pode ser calibrado para entregar diferentes vazões
mássicas de sólido, dependendo da sua velocidade de rotação. Na Fig. 31 é mostrado
o gráfico de calibração do fuso de alimentação do bagaço de cana. Extrapolando o
gráfico mostrado na Fig. 31, a taxa de alimentação máxima de bagaço de cana dentro
do reator é igual a 1 kg/h.
Figura 31. Gráfico de calibração do fuso de alimentação de biomassa (adaptada de
PID Eng&Tech, 2012)
8.3 Caracterização dos sólidos e condições ambienta is
Dentro do reator são alimentados dois tipos de sólidos; o bagaço de cana, a ser
gaseificado, e o material inerte, que constitui o leito. Para caracterizar os sólidos é
necessário conhecer a distribuição de tamanho de partícula, a forma das partículas, a
esfericidade, a massa específica e, no caso do bagaço de cana, a análise elementar, a
análise imediata e o poder calorífico superior.
A análise elementar, a análise imediata e o poder calorífico do bagaço de cana
utilizado no processo de gaseificação são mostrados na Tab. 13. Na Tab. 14 é
mostrada a distribuição de tamanhos de partículas do bagaço de cana alimentado
91
dentro do reator. Com essa distribuição de tamanhos é calculado o tamanho médio
inicial da partícula, como explicado na Seç. 4.1.3. O leito está formado por material
inerte que tem uma distribuição de tamanho de partícula como mostrada na Tab. 15.
Alguns dados necessários para a caracterização das partículas sólidas não são
conhecidos. Portanto, foram adotados valores encontrados nos exemplos do programa
CeSFaMB™ descritos em SOUZA-SANTOS (2012). Esses valores serão mostrados
na Seç. 9.1. Finalmente, as condições ambientais assumidas durante o processo de
gaseificação são mostradas na Tab. 16.
Tabela 13. Características do bagaço de cana.
Análise imediata
Componente %
Umidade 4,26
Volatéis 77,99
Carbono fixo 11,03
Cinzas 6,72
Análise elementar
Elemento %
Carbono 47,63
Hidrogênio 6,16
Nitrogênio 0,42
Oxigênio 38,46
Enxofre 0,31
Cinzas 7,02
Poder calorífico superior [MJ/kg]
HHV 16,73
Tabela 14. Distribuição de tamanho de partícula para o bagaço de cana
Número de malha Fração mássica retida
10 0,005
18 0,005
35 0,830
60 2,100
120 43,170
230 31,000
400 22,890
92
Tabela 15. Distribuição de tamanho de partícula para o material do leito
Tamanho de abertura da peneira
[mm] Fração mássica retida
0,000 0,01
0,045 9,93
0,120 16,14
0,175 12,05
0,250 19,59
0,3625 15,98
0,463 6,40
0,550 7,03
0,725 9,73
0,850 3,14
Tabela 16. Condições ambientais assumidas.
Parâmetro Valor
Temperatura média do ar no
ambiente [K] 308
Velocidade do vento [m/s] 2
93
9 REALIZAÇÃO DAS SIMULAÇÕES NO
CeSFaMB™
Como visto no Cap. 7, os dados de entrada necessários para desenvolver uma
simulação do processo de gaseificação em um reator de leito fluidizado borbulhante
são classificados como sendo parâmetros de convergência numérica, dados
geométricos e físicos do equipamento e dados de caracterização dos gases e dos
sólidos alimentados dentro do reator.
No Cap. 8, foram descritos os parâmetros de convergência, as características
necessárias para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento, e
também as características do bagaço de cana e do material inerte que compõe o leito.
A análise a ser desenvolvida está dividida em duas etapas. Inicialmente, será
analisado o processo de gaseificação considerando diferentes vazões mássicas de
alimentação de bagaço de cana entrando no reator para razões estequiométricas de
25%, 30% e 35%, que estão dentro da faixa recomendada em SOUZA-SANTOS
(2004). A seguir, será avaliado o processo de gaseificação usando misturas de
diferentes gases (ar, oxigênio e/ou vapor de água) como agente gaseificador para
determinar a influência deste parâmetro no processo. Para essa segunda etapa da
análise, será mantida uma vazão de alimentação constante de bagaço de cana
entrando no reator.
9.1 Modelagem no CeSFaMB™
Para definir a geometria e as propriedades físicas do equipamento é utilizado o
esquema mostrado na Fig. 26 para determinar os dados a serem inseridos na interface
do programa. As Tabs. 17 e 18 mostram os valores correspondentes àqueles dados.
Tabela 17. Diâmetros internos e a sua correspondente posição em z.
DIAME(i) [m] 0,0828 0,0828 0,1345 0,1345
ZPOSE(i) [m] 0 0,585 0,897 1,052
94
Tabela 18. Parâmetros geométricos e físicos do equipamento
Nome do parâmetro no CeSFaMB ™ Valor Unidades
ZD 0,585 m
XISD(i) 0.003048 m
AKISD(i) 18,7 W/m-K
EPSD 0,9 --
ZF 1,052 m
XISF(i) 0,003404 m
AKISF(i) 18,7 W/m-K
EPSF 0,9 --
EPPP 0,3 --
DPOR 1,5D-04 m
XISDI(i) 0,185 m
AKISDI(i) 18,7 W/m-K
Como dito na Seç. 8.3, alguns valores para a caracterização do bagaço de cana
e do material inerte do leito não são conhecidos e foram tomados valores típicos
incluídos no programa CeSFaMB™. A Tab. 19 mostra os valores adotados para os
parâmetros desconhecidos das partículas sólidas de bagaço de cana e material inerte.
Tabela 19. Valores tomados do CeSFaMB™ para o bagaço de cana e o material
inerte.
Bagaço de cana Material Inerte
Forma da partícula [ -] Esférica Esférica
Esfericidade [ -] 0,7 0,98
Massa específica total [kg/m^3] 200 2000
Massa específica aparente
[kg/m^3] 720 3563
Massa específica real [kg/m^3] 1394 3564
9.2 Estudo 1: Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de
bagaço de cana
A primeira parte do estudo busca analisar a qualidade do gás obtido no processo
de gaseificação quando utilizadas diferentes vazões mássicas de combustível sólido
95
entrando no reator e, para cada uma dessas vazões, diferentes razões
estequiométricas de ar, semelhante com o estudo realizado por MOUTSOGLOU
(2012).
O gráfico de calibração do fuso de alimentação de bagaço de cana é mostrado
na Fig. 31. Para diferentes taxas de alimentação de bagaço de cana são calculadas as
vazões mássicas de ar que correspondem a razões estequiométricas de 25%, 30% e
35%. Os resultados são mostrados na Tab. 20.
Tabela 20. Vazões mássicas de ar e de bagaço de cana usadas nas simulações
[kg/s].
Razão estequiométrica [%]
Caso de estudo Entrada de
biomassa [g/h] 25 30 35
1.1 1000 0.000395 0.000474 0.000553
1.2 800 0.000316 0.000379 0.000442
1.3 600 0.000237 0.000284 0.000332
1.4 400 0.000158 0.000190 0.000221
9.3 Estudo 2: Diferentes agentes gaseificadores
O segundo estudo a ser desenvolvido consiste em alimentar misturas de ar,
oxigênio e vapor de água no reator com o objetivo de avaliar a variação nas
propriedades do gás de síntese produzido durante o processo. Estudos similares
foram desenvolvidos de forma experimental por CAMPOY et al. (2008) e CAMPOY et
al. (2009), nos quais os autores avaliaram o comportamento nas propriedades do gás
de síntese e na eficiência do equipamento para diferentes misturas de ar, oxigênio e
vapor de água.
Como explicado no Cap. 2, quando o processo de gaseificação é desenvolvido
utilizando vapor de água como agente gaseificador, existem diferentes opções para
prover a energia necessária para o processo. Uma das opções é utilizar um sistema
de aquecimento externo, como o descrito na Seç. 8.2.1. Outra opção é introduzir
misturas de ar e/ou oxigênio com vapor de água, para gerar reações exotérmicas que
forneçam o calor necessário para o processo de gaseificação se desenvolver.
Como visto na Seç. 8.2.2, a bomba do sistema de alimentação de água da planta
piloto pode entregar uma vazão volumétrica de até 50 ml/min. Em condições padrão,
essa vazão volumétrica corresponde aproximadamente a 8.3*10-4 kg/s.
96
Para o desenvolvimento do estudo do efeito de diferentes agentes
gaseificadores, for considerada uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h e
uma razão estequiométrica, RE, de 25%.
9.3.1 Caso 2.1: Ar enriquecido com oxigênio
Como explicado no Cap. 2, o nitrogênio contido no ar dilui no gás de síntese
produzido durante a gaseificação e reduz seu poder calorífico. Em termos
volumétricos, a fração de oxigênio no ar corresponde a 21%. Para este primeiro caso,
pretende-se aproveitar a facilidade da planta piloto em admitir oxigênio puro como
agente gaseificador e, assim, aumentar a sua fração volumétrica acima do valor de
21% a fim de diminuir a quantidade de ar entrando no reator e avaliar as propriedades
do gás de síntese. O parâmetro utilizado para definir a porcentagem de oxigênio
contido no agente gaseificador é chamado de OP. Na Tab. 21 são mostradas as
vazões mássicas de agente gaseificador correspondentes a valores de OP de 30%,
35% e 40%.
Tabela 21. Vazões mássicas de agente gaseificador para os diferentes valores de
percentagem de O2.
OP [%] Vazão mássica [kg/s]
30 2,800 E-04
35 2,416 E-04
40 2,129 E-04
9.3.2 Caso 2.2: Mistura de ar enriquecido com oxigê nio e vapor de água
O segundo caso a ser considerado no estudo 2 busca avaliar as características
do gás de síntese quando vapor de água é adicionado ao agente gaseificador. Espera-
se que a quantidade de hidrogênio no gás de síntese seja maior, se comparada com
aquele obtido quando ar é usado como agente gaseificador. Como dito em CAMPOY
et al. (2009) o processo usando misturas de ar enriquecido com oxigênio e vapor de
água como agente gaseificador se torna mais economicamente viável que o processo
usando oxigênio puro e vapor de água, pois uma parcela do oxigênio requerido pelo
processo de gaseificação passa a ser fornecido pelo ar.
Para este caso é definida a razão entre a quantidade de vapor de água fornecida
ao processo e a quantidade de biomassa que é alimentada, denominada SBR ou
Steam to Biomass Ratio. Os valores de SBR usados no presente trabalho são 22%,
97
36%, 43% e 63%, como recomendado em CAMPOY et al. (2009). O valor de OP
correspondente é fixado em 40%. Na Tab. 22 são mostradas as vazões mássicas de
vapor de água para valor de SBR.
Tabela 22. Razão entre vazões mássicas de vapor de água e de biomassa (SBR) e
vazão mássica de água
SBR [%] Vazão mássica [kg/s]
22 6,111 E-05
36 1,000 E-04
43 1,190 E-04
63 1,750 E-05
98
10 RESULTADOS E ANÁLISE
Neste capítulo serão apresentados os resultados obtidos para cada um dos
Estudos descritos no Cap. 9. A análise dos resultados estará baseada na composição
do gás de síntese produzido durante o processo, no poder calorífico do gás de síntese
em condições padrão de pressão e temperatura, na eficiência do equipamento
considerando condições padrão de pressão e temperatura, no perfil de temperatura no
leito e nas taxas de reação das principais reações químicas envolvidas no processo.
No Anexo 2, são mostrados em tabelas todos os resultados dos Estudos 1 e 2.
10.1 Estudo 1 – Diferentes razões estequiométricas e vazões máss icas de
bagaço de cana
Os resultados de cada um dos Casos do Estudo 1 são apresentados e
analisados para cada uma das vazões mássicas de bagaço de cana que alimentam o
reator.
10.1.1 Caso 1.1
Para avaliar a composição do gás de síntese que produzido no reator são
mostradas as frações molares das principais espécies químicas que o compõem. A
Fig. 32 apresenta diferentes frações molares para cada uma das razões
estequiométricas simuladas com uma vazão mássica de bagaço de cana de 1000 g/h.
Figura 32. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
99
Como visto na Fig. 32, para razões estequiométricas menores o gás de síntese
possui uma maior quantidade de espécies químicas combustíveis, neste casso H2, CO
e CH4, o que permite supor que o seu poder calorífico é maior quanto menor seja a
razão estequiométrica. O comportamento descrito está de acordo com o conceito
básico do processo de gaseificação, explicado no Cap. 2. Quando comparadas as
concentrações para RE = 25% e 35%, o incremento no H2, CO e CH4 é igual a 41,2%,
32,2% e 1323%, respectivamente.
O poder calorífico inferior do gás produzido para cada uma das razões
estequiométricas e a eficiência do equipamento devem ser analisadas nas mesmas
condições de pressão, temperatura e composição, para serem parâmetros de
comparação válidos entre os gases de síntese produzidos para cada uma das razões
estequiométricas simuladas. A Fig. 33 mostra o poder calorífico e a eficiência do
equipamento, obtidos nas simulações, considerando o gás de síntese como sendo
seco, livre de alcatrão e para condições de pressão e temperatura de 1 atm e 298 K,
respectivamente.
Figura 33. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 1000 g/h de bagaço de cana.
Tomando como base os resultados obtidos para uma razão estequiométrica de
25%, pode-se quantificar a diminuição percentual na eficiência do equipamento e no
poder calorífico do gás de síntese para as razões estequiométricas de 30% e 35%,
como mostrado na Tab.23.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
100
Tabela 23. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (1000 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 5,1 -- 73,3 --
30 4,1 18,5 65,6 10,5
35 3,4 33,9 57,6 21,4
Os perfis de temperatura no leito fornecidos pelo programa para cada simulação
são mostrados nas Figs. 34-36 para RE de 25%, 30% e 35%, respectivamente. Como
visto nas figuras, a temperatura média do leito aumenta na medida em que a razão de
ar aumenta. Esse comportamento permite explicar qualitativamente a diminuição na
fração molar de espécies gasosas combustíveis no gás de síntese produzido, já que
uma maior quantidade de oxidante dentro do equipamento promove um aumento nas
reações de oxidação (R.3), (R.4) e (R.5), explicadas na Seç. 6.2.1.
Figura 34. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
101
Figura 35. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
Figura 36. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
102
Como já referenciado, nas bolhas somente acontecem reações homogêneas e a
temperatura atingida nelas na região perto da entrada do bagaço de cada no reator é o
resultado do aumento nas reações de oxidação de hidrogênio e monóxido de carbono
que são liberados na pirólise e, como mencionado no Cap. 4, geram novas bolhas com
abundante quantidade de espécies químicas combustíveis. Nos perfis de temperatura
também pode ser visto que a temperatura dos sólidos do leito e do gás da emulsão
mantém-se constante, o que pode ser devido às altas taxas de circulação no leito que
permitem uma homogeneização da temperatura.
Uma análise das taxas das reações (R.3), (R.4) e (R.5) corrobora o mostrado no
comportamento dos perfis de temperatura e no comportamento das frações molares
das espécies químicas. As Figs. 37-39 apresentam o comportamento das taxas de
reação mencionadas na emulsão com relação à posição z no leito do reator.
Figura 37. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (1000 g/h).
0,00E+00
1,00E-03
2,00E-03
3,00E-03
4,00E-03
5,00E-03
6,00E-03
7,00E-03
8,00E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
103
Figura 38. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (1000 g/h).
Figura 39. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (1000 g/h).
Como visto nas Figs. 37-39, o oxigênio é consumido mais rapidamente na
medida em que a razão estequiométrica aumenta. Portanto, as taxas das reações de
oxidação são muito maiores para razões estequiométricas de 30% e 35%, se
comparadas àquelas atingidas com a razão estequiométrica de 25%, o que explica a
0,00E+00
2,00E-03
4,00E-03
6,00E-03
8,00E-03
1,00E-02
1,20E-02
1,40E-02
1,60E-02
1,80E-02
2,00E-02
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 4̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
3,50E-03
4,00E-03
4,50E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16
r 5̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
104
diminuição na quantidade de H2, CO e CH4 no gás de síntese e o incremento na
temperatura média do leito em função do aumento da razão estequiométrica. A menor
concentração de oxigênio para razões estequiométricas menores resulta, não somente
em taxas de reação de oxidação menores, mas também em uma maior extensão da
reação ao longo do leito. Uma avaliação quantitativa do aumento da taxa de reação
com o aumento da razão estequiométrica nas reações de oxidação descritas pode ser
obtida se calculada a média da taxa de reação para cada razão estequiométrica, como
mostrado na Tab. 24.
Tabela 24. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (1000
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 3,896 E-08 1,4975 E-06 1,2196 E-06
(R.4) 5,332 E-10 1,5500 E-09 8,067 E-09
(R.5) 6,564E-07 3,9500 E-06 1,668 E-05
Nas seguintes seções é repetida a mesma análise para os outros casos
mostrados na Tab. 20.
10.1.2 Caso 1.2
Para uma vazão mássica de 800 g/h de bagaço de cana entrando no reator,
foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.
Na Fig. 40 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
Figura 40. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
105
A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada
uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 41.
Figura 41. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 800 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 25 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
Tabela 25. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (800 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 5,0 -- 72,1 --
30 4,1 16,5 66,2 8,1
35 3,4 31,3 59,2 17,9
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 42-44, respectivamente.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
106
Figura 42. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 800 g/h de bagaço de
cana.
Figura 43. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 800 g/h de bagaço de
cana.
107
Figura 44. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 800 g/h de bagaço de
cana.
O comportamento mostrado nos perfis de temperatura é similar àquele mostrado
no Caso 1.1 e pode ser explicado com a mesma análise. Os resultados comparativos
das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs. 45-47.
Figura 45. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (800 g/h).
0,00E+00
2,00E-04
4,00E-04
6,00E-04
8,00E-04
1,00E-03
1,20E-03
1,40E-03
1,60E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
108
Figura 46. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (800 g/h).
Figura 47. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (800 g/h).
As taxas de reação seguem, também, o mesmo comportamento do Caso 1.1. O
oxigênio é consumido totalmente em z = 0,31 m quando a razão estequiométrica é
igual a 35%, em z = 0,41 quando a razão estequiométrica é igual a 30% e em z = 1,0
0,00E+00
1,00E-03
2,00E-03
3,00E-03
4,00E-03
5,00E-03
6,00E-03
7,00E-03
8,00E-03
9,00E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12
r 5̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
109
quando a razão estequiométrica é igual a 25%. O comportamento das taxas da reação
de oxidação de hidrogênio mostrados na Fig. 46 permite concluir que, para uma razão
estequiométrica igual a 25%, a concentração de hidrogênio aumenta na região entre z
= 0,6 m e z = 1,0 m, o que pode ser devido ao processo de pirólise, aumentando,
portanto, o valor da taxa de reação. Na Tab. 26 se mostra a média calculada para
cada uma das taxas de reação apresentadas nas Figs. 45-47.
Tabela 26. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (800
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,890 E-09 9,201 E-08 5,300 E-07
(R.4) 2,140 E-10 1,078 E-09 5,216 E-09
(R.5) 4,331E-07 2,378 E-06 1,115 E-05
10.1.3 Caso 1.3
Para uma vazão mássica de 600 g/h de bagaço de cana sendo admitida no
reator, foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e
35%. Na Fig. 48 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
Figura 48. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana.
A eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de síntese, para cada
uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 49.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
110
Figura 49. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 600 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 27 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
Tabela 27. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (600 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 4,7 -- 68,4 --
30 4,2 11,1 66,6 2,6
35 3,4 26,3 60,0 12,3
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs. 50-52, respectivamente.
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
111
Figura 50. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 600 g/h de bagaço de
cana.
Figura 51. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 600 g/h de bagaço de
cana.
112
Figura 52. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 600 g/h de bagaço de
cana.
Como esperado, a temperatura média do leito aumenta em função do
incremento da razão estequiométrica. No entanto, o valor máximo de temperatura
atingido nas bolhas é menor àquele obtido nos Casos 1.1 e 1.2. Tal comportamento
pode ser o resultado de uma menor quantidade de voláteis produzidos durante a
pirólise como consequência da diminuição da vazão mássica de bagaço de cana
entrando no reator.
Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação, (R.3), (R.4) e
(R.5), são mostrados nas Figs.53-55.
113
Figura 53. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% (600 g/h).
Figura 54. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (600 g/h).
0,00E+00
5,00E-05
1,00E-04
1,50E-04
2,00E-04
2,50E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
114
Figura 55. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (600 g/h).
Na Tab. 28 é apresentada a média calculada para cada uma das taxas de
reação apresentadas nas Figs. 45-47.
Tabela 28. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (600
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,321 E-09 2,987 E-08 9,020 E-08
(R.4) 1,292 E-09 5,334 E-10 1,119 E-09
(R.5) 1,231 E-07 9,143 E-07 2,929 E-06
10.1.4 Caso 1.4
Para uma vazão mássica de 400 g/h de bagaço de cana entrando no reator,
foram desenvolvidas simulações para razões estequiométricas de 25%, 30% e 35%.
Na Fig. 56 são mostradas as frações mássicas das principais espécies químicas
combustíveis presentes no gás de síntese produzido durante o processo.
0,00E+00
1,00E-04
2,00E-04
3,00E-04
4,00E-04
5,00E-04
6,00E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25
r 5̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
115
Figura 56. Frações molares das principais espécies químicas para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana.
A eficiência do equipamento e o poder calorífico inferior do gás de síntese, para
cada uma das razões estequiométricas, são mostrados na Fig. 57.
Figura 57. Poder calorífico e eficiência do equipamento para razões
estequiométricas de 25%, 30% e 35% e 400 g/h de bagaço de cana.
A Tab. 29 mostra a diminuição percentual do poder calorífico e da eficiência do
equipamento em função das razões estequiométricas.
0,0
5,0
10,0
15,0
20,0
25,0
30,0
25 30 35
[i]
[%]
RE [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
0,0
10,0
20,0
30,0
40,0
50,0
60,0
70,0
80,0
25 30 35
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
RE [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
116
Tabela 29. Diminuição percentual na eficiência do equipamento e no poder
calorífico inferior com relação à razão estequiométrica (400 g/h).
Razão
estequiométrica
[%]
Poder
calorífico
inferior
[MJ/kg]
Diminuição
no poder
calorífico
[%]
Eficiência
[%]
Diminuição na
eficiência do
equipamento
[%]
25 4,9 -- 71,4 --
30 4,0 16,7 65,4 8,3
35 3,4 29,5 60,4 15,4
Os perfis de temperatura no leito do reator para as razões estequiométricas de
25%, 30% e 35% são mostrados nas Figs.58-60, respectivamente.
Figura 58. Perfis de temperatura no leito para RE = 25% e 400 g/h de bagaço de
cana.
117
Figura 59. Perfis de temperatura no leito para RE = 30% e 400 g/h de bagaço de
cana.
Figura 60. Perfis de temperatura no leito para RE = 35% e 400 g/h de bagaço de
cana.
118
A temperatura média do leito diminui significativamente se comparada com os
resultados obtidos nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3. Uma análise deste resultado é mostrada
na seguinte seção. Os resultados comparativos das taxas de reação de oxidação,
(R.3), (R.4) e (R.5), são mostrados nas Figs.61-63.
Figura 61. Taxa de reação da oxidação de monóxido de carbono, (R.3), para RE =
25%, RE = 30% e RE = 35% de RE (400 g/h).
Figura 62. Taxa de reação da oxidação de hidrogênio, (R.4), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (400 g/h).
0,00E+00
2,00E-06
4,00E-06
6,00E-06
8,00E-06
1,00E-05
1,20E-05
1,40E-05
1,60E-05
1,80E-05
2,00E-05
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 3̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
0,00E+00
2,00E-04
4,00E-04
6,00E-04
8,00E-04
1,00E-03
1,20E-03
1,40E-03
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 4̃[k
mo
l/m
^3
s]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
119
Figura 63. Taxa de reação da oxidação de metano, (R.5), para RE = 25%, RE =
30% e RE = 35% (400 g/h).
O comportamento das taxas de reação de oxidação para 400 g/h de bagaço de
cana entrando no reator apresenta algumas características especiais que devem ser
analisadas. Seguindo a tendência mostrada nos Casos 1.1, 1.2 e 1.3, a extensão das
reações ao longo do leito do reator é maior para uma vazão mássica de bagaço de
cana menor. No entanto, o cosumo do oxigênio não apresenta o mesmo
comportamento que nos casos anteriores. Esse fenômeno pode ser explicado devido à
região de pirólise se encontrar mais espalhada ao longo do leito do reator e não perto
do ponto de alimentação. Na Tab. 30 se mostra a média calculada para cada uma das
taxas de reação apresentadas nas Figs.61-63.
Tabela 30. Média da taxa de reação para RE = 25%, RE = 30% e RE = 35% (400
g/h).
Média da taxa de reação para cada razão estequiométrica
Reação RE 25% RE 30% RE 35%
(R.3) 4,182 E-10 3,506 E-09 6,773 E-07
(R.4) 2,215 E-07 2,922 E-09 1,102 E-04
(R.5) 2,063 E-07 9,143 E-07 4,132 E-06
0,00E+00
2,00E-05
4,00E-05
6,00E-05
8,00E-05
1,00E-04
1,20E-04
1,40E-04
1,60E-04
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30
r 5̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
RE 25
RE 30
RE 35
120
10.1.5 Comparação entre os casos
Em geral, para uma mesma razão estequiométrica, o poder calorífico inferior do
gás de síntese e a eficiência do equipamento permanecem constantes para todas as
vazões mássicas de bagaço de cana, como mostrado nas Figs. 64 e 65.
Figura 64. Poder calorífico inferior em função das vazões mássicas de bagaço de
cana
Figura 65. Eficiência do equipamento em função das vazões mássicas de bagaço
de cana
No entanto, apesar desses parâmetros permanecerem aproximadamente
constantes quando variada a vazão mássica de bagaço de cana, as frações molares
de H2 e CO apresentam um comportamento variável. No caso do hidrogênio, a fração
2
3
4
5
6
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
LHV
[M
J/k
g]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
50
55
60
65
70
75
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
η[%
]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
121
molar, em geral, aumenta quando diminuída a vazão mássica de bagaço de cana, já
para o caso do monóxido de carbono a sua fração molar diminui para vazões
mássicas de bagaço de cana menores. A Fig. 66 mostra a variação da razão das
frações molares de hidrogênio e monóxido de carbono em função da vazão mássica
de bagaço de cana.
Figura 66. Variação da razão H2/CO em função da vazão mássica de bagaço de
cana.
Finalmente, o comportamento da temperatura média do leito em função da
vazão mássica de bagaço de cana é mostrado na Fig. 67.
Figura 67. Temperatura média do leito em função da vazão mássica de bagaço de
cana.
Como visto na Fig. 67, a temperatura média do leito aumenta quando a vazão
mássica de bagaço de cana é maior. Assim, por exemplo, no caso de RE=25% e uma
vazão mássica de 400 g/h, a temperatura média do leito é igual a 800 K, ou 527 ºC,
1,0
1,2
1,4
1,6
400 500 600 700 800 900 1000 1100
[H2
]/[C
O]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
750
800
850
900
950
1000
1050
1100
400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200
T a
v,B
[K]
F comb. [gr/h]
RE=25%
RE=30%
RE=35%
122
devido à pouca quantidade de oxidante e à baixa taxa de alimentação de bagaço de
cana dentro do reator, o que ocasiona que as reações exotérmicas diminuam
liberando, portanto, uma menor quantidade de calor durante o processo. Esse baixo
valor de temperatura pode ocasionar condições de funcionamento do gaseificador
indesejáveis, uma vez que alguns processos de transformação, como a pirólise são
afetados e podem não ser completados. Essa explicação é corroborada pelos
resultados obtidos para as taxas de reação, já explicados, onde foi visto que para
vazões mássicas menores de bagaço de cada o valor das taxas de reação é menor e
a extensão das reações ao longo do leito é maior. Pode-se concluir que vazões
mássicas menores ocasionam que a região de pirólise se afaste do ponto de
alimentação do bagaço de cana e se espalhe pelo leito do reator. Com 400 g/h e RE =
25%, a pirólise não é completada no leito. O CeSFaMB™ adverte dessa situação
através da seguinte mensagem mostrada nos resultados da simulação para esse caso
MESSAGE NUMBER: 703 ATTENTION: DEVOLATILIZATION COULD NOT BE COMPLETED IN THE BED. PROBABLY, IT WILL BE COMPLETED IN THE FREEBOARD. OTHERWISE, TRY TO INCREASE THE RESIDENCE TIME OF CARBONACEOUS FUEL IN THE BED. AS A SUGGESTION, INCREASE THE BED HEIGHT AND/OR DECREASE THE CARBONACEOUS FEEDING RATE.
Figura 68. Mensagem de advertência mostrada pelo CeSFaMB™ para RE = 25% e
400 g/h de bagaço de cana.
Diminuir a taxa de alimentação do bagaço de cana traz maiores instabilidades,
levando, inclusive, a que o programa não consiga resolver o sistema e a simulação
seja interrompida. Portanto, embora o poder calorífico inferior e a eficiência do
equipamento sejam semelhantes em todos os casos, é recomendável operar o
equipamento com valores altos de vazão mássica de bagaço de cana. Baseado nas
simulações, esse valor no deve ser menor a 600 g/h a fim de garantir boas condições
operacionais durante o processo.
Os resultados do Estudo 1 ajustam com aqueles obtidos em MOUTSOGLOU
(2012).
123
10.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores
A seguir são mostrados os resultados das simulações feitas para cada um dos
casos descritos na Seç. 9.3. No final desta seção serão comparados os resultados
obtidos no estudo para os casos 2.1 e 2.2.
10.2.1 Caso 2.1
Na Fig. 69 são mostradas as frações molares das principais espécies químicas
presentes no gás de síntese produzido durante o processo de gaseificação com ar
enriquecido como oxigênio a 30%, 35% e 40%. Na Fig. 69 ainda são mostradas as
frações molares para um valor de OP de 21%, que corresponde ao ar normal e que
foram mostrados na Seç. 10.1.1.
Figura 69. Frações molares das principais espécies químicas para OP=21%,
OP=30%, OP=35% e OP=40%.
O comportamento geral mostra que as frações molares aumentam
proporcionalmente com o aumento do parâmetro OP. As frações de duas importantes
espécies químicas, o hidrogênio e o monóxido de carbono, têm um incremento de
28,7% e 33,4%, respectivamente, quando comparados os resultados de OP=21% e
OP=40%.
Para avaliar a melhora no processo e na qualidade do gás de síntese são
mostrados, o poder calorífico e a eficiência do equipamento, na Fig. 70.
0
5
10
15
20
25
30
21 26 31 36 41
[i]
[%]
OP [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
124
Figura 70. Poder calorífico e eficiência do equipamento para OP = 21%, OP =
30%, OP = 35% e OP = 40%.
O aumento da eficiência do equipamento e do poder calorífico do gás de síntese,
se comparados os resultados de OP=21%, e 40%, é de 2,41% e 43,3%,
respectivamente.
As Figs. 71-73 mostram os perfis de temperatura no leito para todos os valores
de OP enriquecidos considerados. Em geral, e considerando RE= 25% para todas as
simulações, os resultados mostram que a temperatura média mantém-se constante
para todos os casos.
Figura 71. Perfis de temperatura no leito para OP=30% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
0
10
20
30
40
50
60
70
80
21 23 25 27 29 31 33 35 37 39
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
OP [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
125
Figura 72. Perfis de temperatura no leito para OP=35% e 1000 g/h de bagaço de
cana.
Figura 73. Perfis de temperatura no leito para OP=40% e 1000 g/h de bagaço de
cana..
A Tab. 31 mostra os valores da temperatura média no leito, incluído o valor para
OP=21% que corresponde ao ar. Os resultados mostram que há um pequeno
126
incremento na temperatura do leito na medida em que o parâmetro OP aumenta,
devido a um incremento nas reações de oxidação, evidenciado no aumento de
espécies químicas tais como o CO2 e o H2O e ocasionado pela maior concentração de
reagente no agente gaseificador.
Tabela 31. Temperatura média do leito em relação a OP.
OP [%] Temperatura média [K]
21 939,68
30 967,10
35 977,69
40 985,20
Para este caso é possível concluir que aumentando a concentração de oxigênio
no ar consegue-se uma melhora significativa na qualidade do gás de síntese e nas
características operacionais do equipamento. Sua utilização, entretanto, deve ser
avaliada diante de outros fatores relacionados ao funcionamento do gaseificador, tais
como disponibilidade de O2 e custo de operação.
10.2.2 Caso 2.2
As frações molares de H2, H2O, CO, CO2 e CH4 são mostradas na Fig. 74 para
os valores de SBR mostrados na Seç. 9.3.2. O valor de OP usado em todas as
simulações é 40%.
Figura 74. Frações molares das principais espécies químicas para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.
0
5
10
15
20
25
30
35
22 42 62
[i]
[%]
SBR [%]
H2
H2O
CO
CO2
CH4
127
Um gráfico comparativo da taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), é
mostrado na Fig. 75 para diferentes razões de vazão mássica de vapor de água e de
biomassa (SBR). No gráfico, pode-se observar que a ordem de grandeza da taxa de
reação para todos os valores de SBR é semelhante. Portanto, o aumento da
concentração de água e a diminuição do monóxido de carbono e do hidrogênio no gás
de síntese não podem ser explicados somente partindo do comportamento dessa
reação. Portanto, conclui-se que valores altos de SBR ocasionam que uma parte do
vapor de água injetado abandone o equipamento diluído com o gás de síntese
diminuindo eficiência do processo, pois o seu poder calorífico inferior diminui.
No entanto, a concentração de hidrogênio no gás de síntese, nos casos com
injeção de vapor de água, é maior que no caso em que somente ar é usado como
agente gaseificador, como esperado. Por exemplo, existe um incremento de 34,01%
na concentração de hidrogênio se comparados os resultados para o processo
desenvolvido com ar e o processo com OP=40% e SBR=22%. Para esse mesmo
caso, a concentração de hidrogênio aumenta em 4,10% se comparada com o caso em
que ar enriquecido com oxigênio com um valor de OP=40% é usado. Em geral, a
concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta, mas esse aumento é menor
na medida em que SBR aumenta e, por exemplo, para SBR=63, a concentração de
hidrogênio é menor que no caso em que OP=40%.
Figura 75. Taxa de reação de deslocamento da água, (R.6), para os diferentes
valores de SBR.
0,00E+00
5,00E-04
1,00E-03
1,50E-03
2,00E-03
2,50E-03
3,00E-03
3,50E-03
0,00 0,10 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70
r 6̃ [
km
ol/
m^
3 s
]
z [m]
SBR 22
SBR 36
SBR 43
SBR 63
128
Como visto na Fig. 75, a reação de deslocamento da água possui taxas elevadas
ao longo de um comprimento maior do equipamento na medida em que o valor de
SBR aumenta. Para o caso em que SBR=63% a taxa de reação é alta se comparada
com a dos outros valores de SBR. É possível concluir que quando o valor de SBR
aumenta, a taxa de reação se incrementa ocasionando que a reação de deslocamento
da água continue desenvolvendo-se acima do leito, em z = 0.6 m, o que explica a
diminuição de CO no gás de síntese.
Na Fig. 76 é mostrada a eficiência e o poder calorífico do gás de síntese para
todos os valores de SBR.
Figura 76. Poder calorífico e eficiência do equipamento para SBR=22%,
SBR=36%, SBR=43% e SBR=63%.
O poder calorífico do gás de síntese é menor se comparado com aquele obtido
no processo com ar enriquecido com OP=40%. Quando comparado com o processo
usando somente ar como agente gaseificador, a eficiência do equipamento é menor,
mas o poder calorífico do gás é maior quando vapor é adicionado ao agente
gaseificador.
Pode-se concluir que quando vapor de água é misturado no agente gaseificador,
a concentração de hidrogênio no gás de síntese aumenta para valores de SBR entre
21% e 43%. Embora o gás tenha um poder calorífico menor que o obtido quando a
mistura de ar e oxigênio com OP=40% é usada, uma maior concentração de
hidrogênio faz com que o gás de síntese seja mais limpo quando usado como
combustível.
0
10
20
30
40
50
60
70
80
22 27 32 37 42 47 52 57 62
LHV
[M
J/k
g]
e η
[%]
SBR [%]
LHV [MJ/kg]
η (298 K, 1 atm) [%]
129
11 CONCLUSÕES E SUGESTÕES No presente capítulo são mostradas as conclusões extraídas da análise da
revisão e dos resultados obtidos nos estudos desenvolvidos no trabalho. Também são
feitas algumas sugestões para futuros trabalhos.
A gaseificação é um processo que permite aproveitar melhor a energia contida
em combustíveis sólidos, se comparada com processos como a combustão. O gás
gerado pode ser armazenado, transportado e utilizado em aplicações como, por
exemplo, motores e turbinas. O processo vem sendo estudado com o objetivo de
controlar as variáveis envolvidas e definir e otimizar as características do gás de
síntese. No entanto, muitos dos estudos desenvolvidos foram feitos em equipamentos
de escala laboratorial, o que faz com que ainda seja difícil o escalonamento para
equipamentos industriais.
Os modelos matemáticos permitem capturar o comportamento do processo de
gaseificação, ajudando a projetar equipamentos e otimizar as condições operacionais
dos processos. Porém, ainda é necessário desenvolver trabalhos experimentais que
permitam melhorar as hipóteses e as correlações envolvidas nos modelos
matemáticos.
Embora os modelos de fluidização estejam baseados em correlações
semiempíricas obtidas experimentalmente nas últimas cinco décadas e que permitem
uma grande simplificação na modelagem do processo de gaseificação, essas
correlações foram conseguidas em condições experimentais específicas que podem
ser diferentes daquelas que se têm dentro de um reator determinado. Portanto, é
importante ressaltar que a aplicação dessas correlações afeta o grau de precisão dos
modelos de fluidização.
De todos os tipos de modelos de devolatilização desenvolvidos até hoje,
somente os modelos estruturais permitem determinar a distribuição e quantidade das
espécies químicas produzidas durante essa etapa do processo de gaseificação. No
entanto, é necessário avançar mais no desenvolvimento e implementação de modelos
estruturais para biomassa.
Apesar das simplificações introduzidas no modelo matemático dos balanços de
massa, espécies e energia, o nível de acoplamento e não linearidade do sistema de
equações diferenciais faz com que a sua solução seja complexa e dependa da
adequada definição das condições de contorno dos gases e dos sólidos, assim como
das características do equipamento. Portanto, é importante conhecer com a maior
precisão possível os dados de entrada do processo.
130
O programa CeSFaMB™ permite simular rapidamente, entre outros, processos
de gaseificação em reatores de leito fluidizado. O tempo médio transcorrido para o
desenvolvimento de uma simulação é de 30 minutos. Os dados de entrada
necessários pedidos pelo programa incluem parâmetros de convergência numérica,
características do equipamento e características dos gases e sólidos envolvidos no
processo. No entanto, nem sempre são conhecidos todos os dados pedidos pelo
programa relacionados com o equipamento, os gases e os sólidos e, portanto, devem
adotar-se valores encontrados na literatura ou em exemplos do programa que tenham
condições similares àquelas do processo a ser simulado. Este procedimento pode
afetar a qualidade dos resultados obtidos nas simulações.
A convergência da solução dos balanços de massa, espécies e energia no
equipamento depende da correta definição dos dados de entrada relacionados com a
convergência numérica. Alguns valores desses parâmetros definidos como padrão no
programa permitem, para alguns casos, uma convergência mais rápida, mas afetam a
precisão nos resultados e, inclusive, podem gerar instabilidade numérica, impedindo a
convergência do sistema. Portanto, é recomendável definir os valores para os
parâmetros de convergência que permitam uma maior estabilidade na solução do
sistema e melhorem a precisão dos resultados, mesmo que não sejam os valores
padrão recomendados no programa.
Em um processo de gaseificação usando ar como agente gaseificador, o poder
calorífico do gás de síntese e a eficiência do equipamento aumentam na medida em
que a razão estequiométrica diminui. Esses aumentos são devidos a uma maior
concentração de gases combustíveis, como hidrogênio e monóxido de carbono, no
gás produzido, já que as taxas das reações de oxidação decrescem quando a razão
estequiométrica diminui.
A temperatura média do leito aumenta quando a razão estequiométrica aumenta.
Quando a vazão mássica de bagaço de cana alimentada dentro do reator
diminui, a temperatura média do leito cai. Vazões mássicas baixas fazem com que a
temperatura do leito não seja suficiente para sustentar os fenômenos de
transformação do processo de gaseificação como, por exemplo, a pirólise. Portanto, é
recomendável operar o equipamento com taxas de alimentação de bagaço de cana
altas o suficiente para evitar problemas operacionais. Segundo os resultados obtidos a
vazão mássica de bagaço de cana mínima recomendável é igual a 600 g/h.
Para uma mesma razão estequiométrica e diferentes vazões mássicas de
bagaço de cana, o gás de síntese produzido tem um poder calorífico semelhante. A
eficiência do equipamento para cada caso também permanece, aproximadamente,
131
constante. No entanto, a razão entre o hidrogênio e o monóxido de carbono diminui na
medida em que a vazão mássica de bagaço de cana aumenta.
Quando ar enriquecido com oxigênio é usado como agente gaseificador,
aumentam a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás produzido sem um
aumento significativo na temperatura média do leito. O aumento desses parâmetros é
maior na medida em que a quantidade de oxigênio no agente gaseificador aumenta.
Esse comportamento é esperado já que usando ar enriquecido com oxigênio, a
quantidade de ar necessária para atingir uma razão estequiométrica é menor e,
portanto, a concentração de nitrogênio no gás de síntese diminui.
Adicionando pequenas quantidades de vapor de água na mistura ar-oxigênio é
possível aumentar a concentração de hidrogênio no gás de síntese produzido,
diminuindo um pouco a eficiência do equipamento e o poder calorífico do gás de
síntese, se comparado com os resultados para misturas ar-oxigênio. O aumento da
concentração de hidrogênio é devido à reação de deslocamento da água. No entanto,
quando a concentração de vapor de água no agente gaseificador aumenta
significativamente, uma parte deste sai diluída no gás de síntese, o que afeta a
qualidade do gás levando, inclusive, a concentrações de hidrogênio abaixo daquelas
obtidas para misturas ar-oxigênio. Portanto, a utilização de misturas ar-oxigênio-vapor
de água está restrita a valores pequenos da razão entre o vapor de água e a
quantidade de biomassa entrando no reator.
Em trabalhos futuros devem ser desenvolvidos estudos experimentais na planta
piloto da PID Eng&Tech atendendo as recomendações e conclusões encontradas no
presente trabalho. Também podem ser desenvolvidos estudos computacionais
utilizando modelagens diferentes do processo de gaseificação a fim de comparar os
resultados entre modelos e com os estudos experimentais e, assim, estabelecer
possíveis melhorias no modelo de fluidização.
É importante desenvolver mais estudos experimentais que permitam atualizar as
correlações semiempíricas utilizadas no modelo de fluidização, a fim de que se
ajustem com as condições operacionais e características do combustível sólido
encontradas no processo de gaseificação. Também é importante o desenvolvimento
de estudos experimentais relacionados com a pirólise do bagaço de cana utilizado no
processo com o objetivo de medir os parâmetros da cinética química e, se for
necessário, ajustar esses valores nas simulações para, assim, melhorar os resultados.
132
12 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS
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TURNS, S.R. An introduction to combustion. Concepts and applica tions. Ed. Mc.
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139
YANG, W.C. Handbook of Fluidization and Fluid-Particle Systems . Ed. Marcel
Dekker. New York, NW. 2003.
140
13 ANEXO 1 – PARÂMETROS DE
CONVERGÊNCIA
A seguir são mostrados os valores adotados para os parâmetros de
convergência no CeSFaMB™ para cada um dos estudos desenvolvidos no presente
trabalho.
13.1 Estudo 1 - Diferentes razões estequiométricas e vazões mássicas de
bagaço de cana
Tabela A1. Parâmetros de convergência para o Estudo 1.
Vazão mássica de
bagaço de cana
[g/h]
RE
[%]
CCMAXP
[%]
CCMINP
[%]
CCDEVP
[%] TOLMB
1000
25 90 30 1,0 1 D-06
30 90 30 1,0 1 D-06
35 90 30 1,0 1 D-06
800
25 98 70 2,0 1 D-06
30 90 70 1,0 1 D-06
35 90 70 1,0 1 D-06
600
25 90 70 2,0 2 D-06
30 90 75 1,0 1 D-06
35 90 75 1,0 1 D-06
400
25 98 70 2,0 2 D-06
30 92 80 2,0 1 D-06
35 98 80 1,0 1 D-06
13.2 Estudo 2 – Diferentes agentes gaseificadores.
O Estudo 2 está dividido em dois casos. Os valores dos parâmetros de
convergência utilizados nas simulações são mostrados nas Tabs. A2 e A3.
141
13.2.1 Caso 2.1
Tabela A2. Parâmetros de convergência Estudo 2, Caso 2.1.
OP
[%]
CCMAXP
[%]
CCMINP
[%]
CCDEVP
[%]
TOLMB
30 90 30 1,0 1 D-06
35 90 30 1,0 1 D-06
40 90 30 1,0 1 D-06
13.2.2 Caso 2.2
Tabela A3. Parâmetros de convergência Estudo 2, Caso 2.2.
SBR
[%]
CCMAXP
[%]
CCMINP
[%]
CCDEVP
[%]
TOLMB
22 90 70 1,0 1,5 D-06
36 90 70 1,0 1 D-06
43 90 70 1,0 2 D-06
63 90 70 1,0 2 D-06
142
14 ANEXO 2 – RESULTADOS DOS
ESTUDOS Nas Tabs. A4 e A5 são mostrados os resultados dos Estudos 1 e 2.
Tabela A4. Resultados do Estudo 1
ESTUDO 1
Caso 1.1 Caso 1.2 Caso 1.3 Caso 1.4
Condições operacionais
F�ü�üç [kg/h] 1,0 1,0 1,0 0,8 0,8 0,8 0,6 0,6 0,6 0,4 0,4 0,4
Fü� [kg/h] 1,4 1,7 2,0 1,1 1,4 1,6 0,8 1,0 1,2 0,6 0,7 0,8
Fôù [kg/h] 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
F�ü�� [kg/h] 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
Variáveis principais da análise
RE 25 30 35 25 30 35 25 30 35 25 30 35
OP 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
SBR 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
Composição do gás de síntese (fração molar)
H2 21,6 18,0 15,3 22,1 18,5 15,6 21,5 19,2 16,2 24,0 19.9 16.9
H2O 7,9 9,7 11,3 7,5 9,0 10,6 7,6 8,6 9,9 5,7 7,7 8,9
CO 18,2 15,7 13,8 17,3 15,2 13,4 16,0 14,6 12,7 15,6 13,4 11,8
CO2 12,3 12,7 12,9 13,1 13,2 13,3 14,0 14,0 14,0 14,9 15,0 15,0
CH4 0,5 0,3 0,0 0,5 0,4 0,2 0,5 0,4 0,3 0,4 0,4 0,3
Variáveis do processo
LHV [MJ/kg] 5,0 4,1 3,4 5,0 4,1 3,4 4,7 4,1 3,4 4,8 4,0 3,4
η 73,3 65,6 57,6 72,1 66,2 59,2 68,4 66,6 59,9 71,4 65,4 60,4
Tü�,� [K] 939 999 1044 915 969 1013 872 923 969 808 863 902
143
Tabela A5. Resultados do Estudo 2
ESTUDO 2,
Caso 2.1 Caso 2.2
Condições operacionais
F�ü�üç [kg/h] 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00
Fü� [kg/h] 0,62 0,66 0,70 0,70 0,70 0,70 0,70
Fôù [kg/h] 0,14 0,21 0,31 0,31 0,31 0,31 0,31
F�ü�� [kg/h] 0 0 0 0,22 0,36 0,43 0,63
Variáveis principais da análise
RE 25 25 25 25 25 25 25
OP 30 35 40 40 40 40 40
SBR 0 0 0 22 36 43 63
Composição do gás de síntese (fração molar)
H2 25,1 26,6 27,8 28,9 28,3 27,8 25,9
H2O 9,5 10,1 10,7 18,0 22,8 25,2 32,0
CO 21,4 23,0 24,3 15,9 12,6 11,5 8,7
CO2 14,4 15,0 15,6 18,5 18,9 18,9 18,3
CH4 0,6 0,6 0,7 0,6 0,5 0,5 0,5
Variáveis do processo
LHV [MJ/kg] 6,2 6,8 7,3 6,8 6,6 6,5 6,2
η 74,0 74,8 75,0 72,8 71,4 70,6 67,4
Tü�,� [K] 967 978 985 940 967 978 985