DTS – DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
JORGE FLÁVIO SILVA MENEZES
BALANÇOS DE MASSA
REGIONAL
DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
JORGE FLÁVIO SILVA MENEZES
DE MASSA NA INDÚSTRIA SUCROALCOOLEIRA
João Pessoa, 2015.
DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
UFPB – UNIVERSIDADE FEDERA DA PARAÍBA
CTDR – CENTRO DE TECNOLOGIA E DESENVOLVIMENTO
DTS – DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
JORGE FLÁVIO SILVA MENEZES
TRABALHO DE CONCLUSÃO DE CURSO
BALANÇOS DE MASSA NA INDÚSTRIA
UNIVERSIDADE FEDERA DA PARAÍBA
CENTRO DE TECNOLOGIA E DESENVOLVIMENTO
REGIONAL
DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
JORGE FLÁVIO SILVA MENEZES
TRABALHO DE CONCLUSÃO DE CURSO
BALANÇOS DE MASSA NA INDÚSTRIA SUCROALCOOLEIRA
Trabalho de Conclusão de Curso
apresentado à Universidade Federal
Paraíba, como requisito parcial para a
obtenção do grau de tecnólogo em
produção sucroalcooleira
Orientador: Prof. Dr
Leite
João Pessoa, 2015.
UNIVERSIDADE FEDERA DA PARAÍBA
CENTRO DE TECNOLOGIA E DESENVOLVIMENTO
DEPARTAMENTO DE TECNOLOGIA SUCROALCOOLEIRA
TRABALHO DE CONCLUSÃO DE CURSO
SUCROALCOOLEIRA
Trabalho de Conclusão de Curso
Universidade Federal da
, como requisito parcial para a
obtenção do grau de tecnólogo em
produção sucroalcooleira.
DEDICATÓRIA
Dedico esta conquista, da mesma maneira que todo crescimento intelectual adquirido a minha amada família (Ellen Rafaelle e Bernardo Aragão), e amigos.
AGRADECIMENTOS
Em primeiro lugar agradeço a Deus por iluminar o meu caminho permitindo ultrapassar as dificuldades.
Agradeço principalmente ao Prof. Dr. Marcelo Teixeira Leite, responsável pela orientação deste trabalho.
Aos professores do Departamento de Tecnologia Sucroalcooleira que me transmitiram conhecimentos ao longo desta jornada.
A todos os meus colegas, em especial aos amigos Renato Silva e Sérgio Silva, que estiveram ao meu lado durante a minha caminhada em busca do conhecimento.
A minha esposa Ellen Rafaelle e meu filho Bernardo Aragão pelo apoio e incentivo, e também compreender a minha ausência no berço familiar durante jornada em busca do saber.
RESUMO
Foram realizados balanços de massa setoriais em uma usina hipotética de açúcar com destilaria anexa. Considerou-se que a indústria processa dez mil toneladas de cana por dia e destina o caldo extraído em partes iguais para a fabricação de açúcar e de etanol anidro. Na usina, os cálculos do balanço de massa foram realizados nas etapas de recepção e preparo da cana, extração do caldo, sulfocaleação, decantação, filtração, evaporação e cristalização. Na destilaria, as etapas consideradas foram decantação e filtração do caldo, preparo do mosto, fermentação, centrifugação e destilação. Os dados necessários para a realização dos cálculos, bem como resultados de análises de laboratório e parâmetros do processo, foram retirados da literatura especializada. Como resultado final dos balanços de massa, as quantidades de açúcar e etanol preditas pelos cálculos foram, respectivamente, 114,72 kg por tonelada de cana e 83,97 litros por tonelada de cana. A produtividade média das indústrias sucroalcooleiras no Brasil é de 138 kg de açúcar por tonelada de cana e de 85 litros de etanol por tonelada de cana (MAPA, 2009). A proximidade entre os resultados preditos pelos cálculos e os obtidos pelas indústrias corroboram a metodologia adotada neste trabalho. Palavras Chave: Balanço de massa, usina, açúcar, destilaria, etanol.
ABSTRACT
They were conducted sectoral mass balance in a hypothetical sugar and ethanol industry. It was considered an industry that processes ten thousand tons of cane per day and intended broth extracted into equal parts for the manufacture of sugar and anhydrous ethanol. In the plant, the calculations mass balances were performed on the steps of receiving and preparation of cane, milling, sulfitation, decantation, filtration, evaporation and crystallization. The distillery, the steps considered were settling and filtering the broth, preparation of the wort, fermentation, centrifugation and distillation. The data required for the purposes of the calculation, as the results of laboratory analysis and process parameters, were taken from the literature. As a final result the mass balance, the quantities of sugar and ethanol predicted by calculations were, respectively, 114.72 kilograms per ton of cane and 83.97 liters per ton of sugarcane. The average productivity of the sugarcane industry in Brazil is 138 kg of sugar per ton of cane and 85 liters of ethanol per ton of cane (MAPA, 2009). The proximity between the results predicted by calculations and obtained by industries support the methodology adopted in this work.
LISTA DE FIGURAS
Figura 1: Fluxograma da produção de açúcar e álcool ... 7
Figura 2: Classificação das perdas industriais. ... 9
Figura 3: Correntes de entrada e saída dos setores de recepção e de preparo da cana ... 11
Figura 4: Sistema de extração do caldo com embebição simples ... 16
Figura 5: Sistema de extração do caldo com embebição composta ... 16
Figura 6: Correntes de entrada e saída do setor de extração ... 17
Figura 7: Tratamento do caldo por sulfocaleação. ... 20
Figura 8: Correntes de entrada e saída do processo de sulfocaleação ... 22
Figura 9: Correntes de entrada e saída do setor de decantação do caldo ... 22
Figura 10: Correntes de entrada e saída do setor de filtração do lodo ... 22
Figura 11: Sistema de evaporação do caldo em múltiplo efeito ... 25
Figura 12: Correntes de entrada e saída do setor de evaporação ... 26
Figura 13: Curva de supersaturação da sacarose pura ... 29
Figura 14: Sistema de cozimento com três massas ... 29
Figura 15: Correntes de entradas e saída do setor de cristalização ... 30
Figura 16: Correntes de entrada e saída do setor de decantação ... 33
Figura 17: Correntes de entrada e saída no preparo do mosto ... 35
Figura 18: Fermentação descontínua em batelada alimentada ... 38
Figura 19: Correntes de entrada e saída da fermentação ... 38
Figura 20: Correntes de entrada e saída da centrifugação do vinho ... 40
Figura 21- Processo simplificado produção de etanol anidro ... 42
LISTA DE TABELAS
Tabela 1: Dados do processo e resultados de análises da matéria prima ... 11
Tabela 2: Perdas na Recepção e Preparo ... 13
Tabela 3: Vazões mássicas da cana desfibrada e dos seus componentes (t/h). ... 14
Tabela 4: Dados utilizados nos cálculos do setor de extração... 17
Tabela 5: Resultado do balanço de massa no setor de extração ... 18
Tabela 6: Eficiência do Setor de Extração ... 18
Tabela 7: Dados utilizados nos cálculos do setor de tratamento do caldo ... 21
Tabela 8: Resultado do balanço de massa no setor de tratamento do caldo ... 24
Tabela 9: Dados utilizados nos cálculos dos setores de evaporação e cristalização ... 26
Tabela 10: Resultado do balanço de massa no setor de evaporação ... 27
Tabela 11: Resultado do balanço de massa no setor de cristalização ... 31
Tabela 12: Dados da produção de etanol ... 32
Tabela 13: Resultado do balanço de massa no setor de decantação ... 34
Tabela 14: Resultado do balanço de massa no preparo do mosto ... 36
Tabela 15: Resultado do balanço de massa no setor de fermentação ... 39
Tabela 16: Resultado do balanço de massa no setor de centrifugação ... 40
LISTA DE SIGLAS E ABREVIATURAS
AR - Açúcares Redutores
ART - Açúcares Redutores Totais ATR - Açúcar Total Recuperado
Brix - Porcentagem em massa de sólidos solúveis contidos em uma solução de sacarose quimicamente pura (°Brix)
CONSECANA-SP - Conselho dos produtores de cana-de-açúcar do estado de São Paulo HDT - Horas Diárias Trabalhadas (h)
Kg EPTC: Kg de etanol por tonelada de cana
Kg APTC - Kg de açúcar produzido por tonelada de cana LEPTC - Litros de etanol por tonelada de cana
Mix - Porcentagem do caldo destinada à produção de açúcar e etanol (%)
Pol - Porcentagem em massa de sacarose aparente contida em uma solução açucarada TCHPA - Toneladas de cana hora para a produção de açúcar
TCHPE: Toneladas de cana hora para a produção de etanol TCD - Toneladas de cana por Dia (T)
ÚNICA - União da Indústria de Cana-de-açúcar VM - Vazão Mássica (t/h)
RESUMO ... VII ABSTRACT ... VIII LISTA DE FIGURAS ... IX LISTA DE TABELAS ... X LISTA DE SIGLAS E ABREVIATURAS ... XI
1 INTRODUÇÃO ... 3 2 JUSTIFICATIVA ... 4 3 OBJETIVO ... 5 3.1 Objetivo Geral ... 5 3.2 Objetivos Específicos ... 5 4 O PROCESSO PRODUTIVO ... 6
6 CLASSIFICAÇÃO DAS PERDAS INDUSTRIAIS ... 9
7 SETOR DE RECEPÇÃO E PREPARO ... 10
7.1 Balanços de massa na recepção e preparo ... 10
7.1.1 Balanço de massa para as correntes de entrada ... 12
7.1.2 Balanço de massa para as correntes de saída ... 13
8 SETOR DE EXTRAÇÃO ... 15
8.1 Balanços de massa para extração... 16
9 TRATAMENTO DO CALDO PARA PRODUÇÃO DE AÇÚCAR ... 19
9.1 Sulfitação ... 19
9.2 Decantação... 20
9.3 Filtração ... 20
9.4 Cálculos do processo de tratamento do caldo ... 21
10 SETOR DE EVAPORAÇÃO ... 25
10.1Cálculos da evaporação ... 26
11 SETOR DE CRISTALIZAÇÃO ... 28
11.1 Cálculos da cristalização ... 30
12 TRATAMENTO DO CALDO PARA PRODUÇÃO DE ETANOL ... 32
12.1 Decantação... 33
12.2 Filtração ... 34
13 PREPARO DO MOSTO ... 35
13.1Cálculos do preparo do mosto ... 35
14 FERMENTAÇÃO ... 37 14.1 Cálculos da fermentação ... 39 15 CENTRIFUGAÇÃO ... 40 16 DESTILAÇÃO ... 41 17 CONCLUSÃO ... 45 19 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ... 46
ANEXO A - PLANILHA COM OS RESULTADOS DA RECEPÇÃO, PREPARO E EXTRAÇÃO. ... 48
ANEXO B – PLANILHA COM RESULTADOS DA PRODUÇÃO DE AÇÚCAR. ... 49
1 INTRODUÇÃO
A falta de acompanhamento por meio de balanços de massa do processo de fabricação eleva os custos da produção, devido a não identificação em qual etapa do processo está ocorrendo perdas, o que impossibilita a tomada de ações corretivas. O presente trabalho consiste de uma revisão sistemática sobre os balanços de massa na indústria sucroalcooleira, visando determinar a recuperação e perdas dos componentes do caldo (Brix, ART, AR, Pol), além das quantidades produzidas de açúcar e etanol.
Os balanços de massa têm início com a determinação dos tipos de perdas envolvidas em cada etapa de produção. Após identificação das perdas têm-se os cálculos para quantificar as frações recuperadas e perdidas dos componentes de interesse seguindo o fluxo produtivo: recepção e preparo da cana, extração do caldo, sulfocaleação, decantação, filtração, evaporação e cristalização para a produção de açúcar e decantação, filtração do caldo, preparo do mosto, fermentação, centrifugação e destilação para a produção de etanol. Para simplificação dos cálculos, os setores de recepção e preparo foram unidos em um único bloco. Todos os dados necessários para os cálculos foram obtidos da literatura especializada.
2 JUSTIFICATIVA
Metas de controle e produção usam como base o balanço de massa como fator principal na obtenção de lucros. A informação fornecida nos históricos operacionais é base do planejamento da safra seguinte.
Este trabalho mostra a importância do acompanhamento do processo através dos balanços de massa setoriais, sendo um imprescindível conhecimento para os tecnólogos em produção sucroalcooleira aplicarem na indústria mantendo-a competitiva no mercado. Diante dos resultados dos balanços materiais podem-se definir os setores passíveis de melhorias, evitando o desperdício, elevando a produtividade e lucratividade através da redução dos custos de produção.
3 OBJETIVO 3.1 Objetivo Geral
O presente trabalho tem como objetivo o estudo do processo produtivo do açúcar e do etanol, através da realização dos balanços de massa setoriais em uma usina hipotética de açúcar com destilaria anexa.
3.2 Objetivos Específicos
Calcular as vazões mássicas de Brix, ART, AR e Pol em cada etapa da produção.
4 O PROCESSO PRODUTIVO
O processo produtivo no setor sucroalcooleiro tem como finalidade a recuperação e concentração dos açúcares contidos no caldo do colmo da cana-de-açúcar. Esse processo pode ser denominado extrativo, tendo em vista que a sacarose foi produzida pela cana-de-açúcar na lavoura (MACHADO, 2012).
Para produção de açúcar os processos são divididos em duas etapas. A primeira etapa é constituída por recepção da matéria prima, extração e tratamento do caldo; a segunda etapa é composta pelos processos de evaporação, cozimento e cristalização (MACHADO, 2012).
O etanol é obtido a partir da fermentação de uma solução açucarada por ação de leveduras através de processos biológicos. Neste processo os açúcares redutores são convertidos em etanol e gás carbônico em uma reação exotérmica. Em unidades industriais o rendimento do processo em condições otimizadas atinge cerca de 60 litros de etanol para cada 100 quilogramas de sacarose (LIMA; MARCONDES, 2002).
Mosto é a denominação dada à solução açucarada pronta para o processo fermentativo. Existem três tipos de mosto: o caldo de cana, o melaço diluído em água e uma solução mista formada por caldo de cana, melaço e água. O mosto do caldo de cana tem aproximadamente 12° Brix, enquanto o melado diluído em água varia entre 8° a 9° Brix (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
Conforme dados da União da Indústria de Cana-de-açúcar (2007), que é uma associação formada por empresas responsáveis por mais da metade da produção do setor sucroalcooleiro nacional, 52% da produção brasileira de cana-de-açúcar destinam-se à produção de alcoóis e 48% para a produção de açúcar.
O fluxograma da produção de açúcar e etanol é apresentado na figura 1.
Figura 1: Fluxograma da produção de açúcar e álcool Fonte: (Rosa; Martins, 2013, p. 5).
5 MATÉRIA PRIMA
Cultivada no Brasil desde o século XVI, durante o processo de colonização, a cana-de-açúcar se tornou uma das principais culturas agrícolas temporárias do nosso país. As primeiras mudas foram trazidas por Martim Afonso de Souza, fundador do primeiro engenho do Brasil no ano de 1532 em São Vicente (LIMA; MARCONDES, 2002).
De acordo com Burnquinst (1999) o plantio da cana-de-açúcar no Brasil teve início no litoral nordestino, porém o fim das capitanias hereditárias e a abolição da escravatura levaram o Sudeste a tornar-se o maior produtor de derivados da cana-de-açúcar, tendo São Paulo posição de destaque.
A qualidade da cana é um fator importante na produção do açúcar, sendo o processo de cozimento o mais afetado pela diversificação das variedades de cana-de-açúcar. Outros fatores relevantes são a característica do solo, os fertilizantes utilizados, as condições climáticas e quantidade de vinhaça usada como adubo. Esses fatores determinam a qualidade da cana-de-açúcar que entra no processo produtivo (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
A cana-de-açúcar é uma planta que se reproduz de forma assexuada, sedo composta por colmos, folhas, flores e raízes. O colmo é a parte onde a planta armazena a sacarose sendo, portanto a de maior interesse na indústria sucroalcooleira. Nas folhas, a fotossíntese converte o gás carbônico contido na água e no ar em matéria orgânica. Para que ocorra essa transformação é necessária à captação de energia solar; essa reação biológica é responsável pela formação dos açúcares a partir da água e gás carbono liberando oxigênio para atmosfera (LIMA; MARCONDES, 2002).
6 CLASSIFICAÇÃO DAS PERDAS INDUSTRIAIS
Conforme Fernandes (2011), no processo produtivo da indústria sucroalcooleira as perdas de açúcares são obtidas pela diferença entre o ART contido na matéria prima e o ART recuperado nos produtos finais, sendo as perdas agrupadas em: perdas físicas; perdas bioquímicas; perdas microbiológicas; perdas econômicas.
No processo produtivo sucroalcooleiro as perdas são divididas em dois grupos: detectáveis, e não detectáveis (FERNANDES, 2011).
O grupo formado pelas perdas detectáveis divide-se em dois subgrupos, mensuráveis (perdas determinadas) e não mensuráveis (perdas indeterminadas). A figura 2 exemplifica a classificação das perdas segundo (FERNANDES, 2011).
Figura 2: Classificação das perdas industriais. Fonte: (FERNANDES, 2011, p. 270).
As perdas detectáveis são conhecidas e possíveis de quantificar, porém, nem sempre é viável a quantificação, assim as perdas detectáveis se dividem em: perdas detectáveis mesuráveis e perdas detectáveis não mensuráveis. Do outro lado têm-se as perdas não detectáveis que são as perdas não conhecidas. Desta forma uma nova classificação é formada sendo: as perdas determinadas composta pelas as perdas detectáveis mensuráveis e as perdas indeterminadas formada pelas perdas detectáveis não mensuráveis mais as perdas não detectáveis (FERNANDES, 2011).
7 SETOR DE RECEPÇÃO E PREPARO
A recepção da cana inicia-sena pesagem da cana ainda no veiculo de transporte em balanças rodoviárias. Em seguida tem-se a coleta de amostras por sondas mecânicas em pontos de coleta pré-definidos no veiculo de transporte. As amostras são processadas originando sub-amostras para análises laboratoriais; a análise das sub-amostras determina a Pol e a fibra (PAYNE, 1989).
Na estocagem a perda de açúcares ocorre devido à continuidade das atividades metabólicas ainda presentes na cana-de-açúcar tendo como produto gás carbônico e água. Ainda na estocagem tem-se a inversão da sacarose em glicose e frutose provocada pelos fatores: acidez do caldo, temperatura e presença da enzima invertase proveniente da própria cana. Na estocagem o tempo máximo até o processamento da cana é 24 horas, além deste tempo ocorre proliferação de fungos e bactérias que se desenvolvem consumindo a sacarose exposta pelos cortes do colmo (LIMA; MARCONDES, 2002).
Segundo Payne (1989) a limpeza da cana-de-açúcar dar-se pela remoção das impurezas minerais e impurezas vegetais. Para promover uma limpeza eficiente, o colchão de cana sobre a mesa alimentadora deve estar bem nivelado. No sistema de limpeza por lavagem da cana, a remoção das impurezas minerais pode alcançar 95% e para as impurezas vegetais na ordem de 40%.
O Departamento de Tecnologia de Açúcar da Associação dos Produtores de Açúcar Havaianos demonstraram em estudos que as perdas de pol na limpeza da cana chegam a média a 3,3%, sendo adicionadas as perdas mecânicas ocorridas no preparo da cana-de-açúcar o valor passa para 4%, sendo mais usual o valor de 5% para fins de estudos econômicos (PAYNE, 1989).
7.1 Balanços de massa na recepção e preparo
Nos processos de recepção e preparo da cana-de-açúcar a perda de ART se divide em perdas determinadas e perdas indeterminadas. Para base de cálculo do presente estudo foram adotados os valores contidos na tabela 1.
Tabela 1: Dados do processo e resultados de análises da matéria prima
Dados de processo Análises da matéria prima
TCD 10000 Brix cana2 17,29
HDT 24 Pol cana2 14,47
Mix Açúcar (%) 50,00 Pureza cana2 87,00
Perdas Indeterminadas1 3,08 AR cana (%)2 0,56
Perdas na lavagem1 1,00 ART cana (%)2 15,80
Impurezas minerais1 0,50 Fibra Cana (%)2 12,13
- - Umidade cana (%)2 70,58
Fonte: 1PECEGE, 2011; 2FERNANDES, 2011
Segundo Fernandes (2011), com a utilização do balanço de ART é possível detectar diversas perdas de ART no processo, algumas podem ser mensuráveis e outras não. As perdas não detectáveis e não mensuráveis juntamente com todos os erros de amostragem, análise e de medição, resultam nas perdas denominadas “perdas indeterminadas”.
Baseado nos dados de processo é possível calcular as perdas no setor de recepção e preparo. Com os dados da análise da matéria prima obtidos em laboratório podem-se calcular as frações dos demais componentes de interesse, tais como Pol, Brix, AR e ART. A Figura 3 apresenta os componentes da recepção e preparo.
Figura 3: Correntes de entrada e saída dos setores de recepção e de preparo da cana Fonte: (Própria).
7.1.1 Balanço de massa para as correntes de entrada
Os cálculos dos componentes de entrada para recepção foram realizados resolvendo-se as equações de (1) a (6), utilizando os dados da tabela 1.
Vazãomassicadecana = (1)
VMPolcana = Vazãomassicadecana ∗ Polcana % (2)
VMARcana = Vazãomassicadecana ∗ ARcana % (3)
VMARTcana = Vazãomassicadecana ∗ ARTcana % (4)
VMFibracana = Vazãomassicadecana ∗ Fibracana % (5)
VMUmidadecana = Vazãomassicadecana ∗ Umidadecana (6)
Realizados os cálculos com base nas equações 1 a 6, o resultado da recepção é mostrado na tabela 2.
Tabela 2: Vazões mássicas da cana-de-açúcar e dos seus componentes na recepção em t/h
Cana BRIX POL AR ART Fibra Umidade
7.1.2 Balanço de massa para as correntes de saída
O balanço de massa para as saídas da recepção e preparo segue a mesma metodologia anterior, com uso das equações de 7 a 9.
VM Perdas na lavagem impurezas = Vazão massica de cana ∗ Impureza mineral % (7)
VM Perdas indeterminadas ART = VM ART cana ∗ Perdas indeterminadas % (8)
VM Perdas lavagem ART = VM ART cana ∗ Perdas na lavagem % (9)
Com resultado dos cálculos das perdas durante as etapas de recepção e preparo tabela 3, podem-se determinar as frações de todos os componentes de interesse na cana desfibrada.
Tabela 2: Perdas na Recepção e Preparo
Perdas t/h
Perdas na lavagem (impurezas minerais) 2,083
Perdas indeterminadas (ART) 2,028
Perdas na lavagem (ART) 0,658
Perda Total na Recepção e Preparo 4,769
Fonte: PECEGE, 2011
A tonelada por hora de cana desfibrada é obtida pela a diferença entre a vazão mássica de alimentação e as perdas ocorridas na etapa de preparo sendo considerado que não temos perdas de Brix, Pol, AR, fibra e umidade, sendo as perdas representadas pela a perda de ART e impurezas minerais.
VM cana des ibrada = VM de cana − Perda Total na Recepção e Preparo (10)
Realizados os cálculos, obtemos as frações dos componentes na cana desfibrada na saída do processo de recepção e preparo da cana, de acordo com a tabela 4.
Tabela 3: Vazões mássicas da cana desfibrada e dos seus componentes (t/h).
VAZÃO BRIX POL AR ART Fibra Umidade
411,90 72,04 60,29 2,33 63,14 50,54 294,08
De posse dos resultados temos uma perda de 4,77 toneladas por hora em relação à vazão de cana alimentada e uma perda de 2,69 toneladas de ART, que corresponde a 4,08 % do ART contido na cana de alimentação.
8 SETOR DE EXTRAÇÃO
O processo de extração do caldo da cana-de-açúcar pode ser realizado de duas formas, por esmagamento em ternos de moendas que exercem pressão sobre a cana desfibrada ou pelo o processo de difusão (osmose) que promove a retirada do caldo da cana-de-açúcar pela ação da água. No Brasil a moagem é o processo de extração mais usual, no qual a moenda promove o esmagamento da cana por meio de três cilindros dispostos em formato de um triângulo isósceles (LIMA; MARCONDES, 2002).
A extração do caldo da cana-de-açúcar é realizada em um tandem de moenda, por sucessivas passagens nas moendas, a fibra sofre pressão mecânica, assim o caldo é expelido da fibra. A eficiência do tandem de moendas é determinada pelos fatores: números de compressões; pressão efetiva; grau de ruptura das células; drenagem; propriedades físicas da fibra. Na prática os equipamentos de extração são projetados para operar na capacidade nominal de recuperação, podendo atingir 90% de extração do caldo contido na fibra apenas pela ação mecânica de esmagamento (PAYNE, 1989).
O aumento da eficiência no sistema de extração do caldo por moagem é elevado pelo uso do sistema de embebição. O bagaço que sai de um terno de moenda recebe a embebição antes de passam por um novo esmagamento. Pode-se usar água ou caldo diluído como agente de embebição, dependendo da técnica utilizada (LIMA; MARCONDES, 2002).
A figura 4 mostra o sistema de embebição simples onde se tem a adição de água em cada terno de moenda, enquanto a figura 5 detalha a embebição composta onde à adição de água é realizada apenas no último terno de moenda.
As perdas no setor de extração estão relacionadas com a umidade do bagaço final, onde 1% de umidade a menos no bagaço corresponde a um aumento de aproximadamente 0,1% na extração. A eficiência do processo de moagem depende dos ajustes das moendas e sistema de embebição adotado. A eficiência da moagem é em média 96%, sendo a perda de açúcares no bagaço entre 3% a 4% (PAYNE, 1989).
Figura 4: Sistema de extração do caldo com embebição simples Fonte: (ebah, 2015).
Figura 5: Sistema de extração do caldo com embebição composta Fonte: (ebah, 2015).
8.1 Balanços de massa para extração
Na entrada do processo de extração temos as frações mostradas na Tabela2. Para fim dos cálculos a fração de água de embebição adicionada é de 30% da vazão mássica da cana desfibrada (valor mais usual nas usinas). Assim as perdas no processo de extração são compostas pelo caldo não extraído que fica contido nas fibras (bagaço). Para fim de cálculos foram adotados os valores da tabela 5e as correntes da figura 6, sendo utilizado o sistema de embebição simples com saída de caldo misto.
Tabela 4: Dados utilizados nos cálculos do setor de extração. Parâmetro valor (%)
Água de embebição 30
Brix caldo misto 16,78
Pol bagaço 1,89
Pureza do caldo residual 74,25
Fibra no bagaço 47,85
Umidade no bagaço 49,60
Fonte: FERNANDES, 2011
Figura 6: Correntes de entrada e saída do setor de extração Fonte: (Própria).
Os balanços materiais são descritos pelas equações de 11 a 14.
Águadeembebição = VMcanades ibrada ∗ % Água de embebição (11)
VM do Bagaço =( ∗ç % % ) (12)
% ARTnobagaço = Polnobagaço % ∗ ( , + %%) (14)
A determinação do AR no caldo misto foi obtida usando a eficiência média com base no Brix, Pol e ART no caldo misto. Realizados os cálculos, obtêm-se os resultados exibidos na tabela 6 e na tabela 7.
Tabela 5: Resultado do balanço de massa no setor de extração
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART Fibra Umidade
Extração t/h % t/h % t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Cana desfibrada 411,90 17,49 72,04 14,64 60,29 0,57 2,33 15,33 63,15 12,27 50,54 71,40 294,08 Água de embebição 123,57 123,57 Saídas: Bagaço 105,63 2,55 2,69 1,89 2,00 0,08 0,08 2,06 2,18 47,85 50,54 49,60 52,39 Caldo Misto 429,84 16,13 69,35 13,56 58,30 0,52 2,25 14,18 60,97 0,00 0,00
Tabela 6: Eficiência do Setor de Extração Parâmetro Eficiência da Extração (%)
Brix 96,268
Pol 96,689
AR 96,550
ART 96,566
Média 96,550
Os resultados encontrados na tabela 7 ratificam o método utilizado, pois uma eficiência de extração próxima de 96% representa a média para o setor de extração do caldo de cana (PECEGE, 2011).
Fernandes (2011) diz que as perdas no setor de extração estão contidas no bagaço, neste estudo a perda de ART no bagaço é de 2,18 t que representa 3,4 % do ART na cana.
9 TRATAMENTO DO CALDO PARA PRODUÇÃO DE AÇÚCAR
O tratamento do caldo é de suma importância principalmente para produção de açúcar. Essa etapa do processo tem como objetivo a remoção dos não açúcares, colóides, turbidez, cor. Esse resultado é alcançado através de etapas que envolvem ações físicas e químicas (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
Para Payne (1989) o principal objetivo do tratamento do caldo é elevar o pH para valores onde inversão da sacarose seja mínima.Em segundo plano o tratamento promove a remoção de matérias insolúveis e substâncias dissolvidas de não interesse.
Existem cinco modelos de processos para o tratamento do caldo de cana: caleação ou calagem, sulfitação, fosfatação, carbonatação e uso de óxido de magnésio (MEZAROBA; MENEGUETTI; GROFF, 2010).
Segundo Hugot (1977) a sulfitação é o método mais usual para a fabricação do açúcar branco. O SO2 provoca a eliminação de matérias corantes originados dos ácidos e
transformam os compostos férricos formados pelo contato do caldo com partes metálicas dos equipamentos em compostos ferrosos incolores.
9.1 Sulfitação
A sulfitação é o método de tratamento do caldo de cana mais usual para produção de açúcar, utilizando dióxido de enxofre (SO2) e hidróxido de cálcio conhecido como leite de cal
(Ca(OH)2). O SO2 provoca a conversão dos componentes coloidais presentes no caldo que
conferem cor ao produto final em compostos incolores. Essa reação ocorre devido à inibição da oxidação, desta forma não ocorre à reação de escurecimento que envolve os açúcares redutores e aminoácidos. A adição do SO2 eleva o pH sendo necessário o controle através da
aplicação do leite de cal (PAYNE, 1989).
No processo de tratamento do caldo por sulfocaleação apenas o leite de cal interfere nas frações dos componentes de interesse. A Figura 7 mostra o tratamento do caldo por sulfocaleação.
Figura 7: Tratamento do caldo por sulfocaleação. Fonte: (bizuando, 2015)
9.2 Decantação
Na decantação as impurezas são eliminadas devido à precipitação dos flocos formados; esses flocos são removidos pela parte inferior do decantador na forma de lodo. Na parte superior temos a saída do caldo clarificado que tem como característica baixo teor de impurezas antes contidas no caldo primário e misto. Para um bom processo de decantação faz-se necessário um rigoroso controle nas etapas anteriores (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
9.3 Filtração
A filtração é o processo que visa recuperar a sacarose contida no lodo. O sistema mais usual é o filtro rotativo a vácuo. Para aumentar a eficiência da filtração é adicionado bagacinho ao lodo. Os filtros devem ter uma capacidade de retenção alta (cerca de 75 a 80%) para evitar a recirculação das impurezas para o decantador. Nos filtros também é adicionada água de lavagem da torta. Ao fim do processo tem-se caldo filtrado que retorna para o decantador e a torta de filtro, utilizada como fertilizante na lavoura (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
9.4 Cálculos do processo de tratamento do caldo
Para determinar o ART no tratamento do caldo foram realizados os cálculos em três etapas: sulfocaleação, decantação e filtração. O Mix adotado para a produção de açúcar é 50% como mostrado na tabela 1. As demais porcentagens usadas para cálculos são mostradas na tabela 8.
Tabela 7: Dados utilizados nos cálculos do setor de tratamento do caldo Parâmetro Valor (%)
Caldo filtrado % caldo misto 18,00
Torta % cana 3,50 Água % cana 200,00 Brix lodo 30,00 Bagaço % cana 0,70 Pol do lodo 16,80 ART % Lodo 19,20 Pol torta 2,34 ART % Torta 2,55
Pureza % caldo Filtrado 80,00
Eficiência % tratamento Caldo 99,00
Fonte: (FERNANDES, 2011).
Considerações: Calculo das frações de entrada do setor de tratamento com base no Mix de 50%. As Figuras 8, 9 e 10 mostram as entradas e saídas dos processos de tratamento do caldo.
Figura 8: Correntes de entrada e saída do processo de sulfocaleação Fonte: (Própria).
Figura 9: Correntes de entrada e saída do setor de decantação do caldo Fonte: (Própria).
Figura 10: Correntes de entrada e saída do setor de filtração do lodo Fonte: (Própria).
Para base dos cálculos não foram consideradas interferências pelo dióxido de enxofre (SO2) e hidróxido de cálcio (Ca(OH)2), pois representam valores pequeno em relação às
vazões mássicas envolvidas no balanço de massa. A tabela 8 contém as informações necessárias para o balanço de massa do tratamento do caldo, sendo utilizadas as equações de 15 a 20. = % ∗ (15) ç çã = ç % ∗ ∗ (16) % = % − (1,0526 ∗ % ) (17) = % ∗ ∗ (18) Á çã = Á % ∗ (19)
As perdas no balão flash consistem de vapor d’água, portanto não contém ART. Esse equipamento destina-se a remover bolhas de ar do caldo, liberando gases pressurizados que correspondem a 0,5% da vazão mássica do caldo sulfocaleado.
ã ℎ = 0,5% ∗ (20)
Realizados os cálculos com base nas fórmulas apresentadas e dados contidos na Tabela8 obtemos os seguintes resultados no processo de tratamento do caldo por sulfocaleação, tabela 9.
Tabela 8: Resultado do balanço de massa no setor de tratamento do caldo
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Sulfocaleação t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Caldo Misto 214,92 16,27 34,68 13,67 29,15 0,53 1,13 14,30 30,48 Leite de Cal 4,95 7,20 0,36 Caldo Filtrado 38,37 15,84 6,08 12,67 4,86 1,16 0,45 14,50 5,56 Saídas: Caldo Sulfocaleado 258,56 15,92 41,16 13,17 34,05 0,61 1,58 13,96 36,10 Decantação Entradas: Caldo Sulfocaleado 258,56 15,92 41,16 13,17 34,05 0,61 1,58 13,96 36,10 Saídas: Flash 1,29 Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Caldo Clarificado 227,23 14,15 32,15 12,77 29,01 0,49 1,12 13,35 30,33 Filtração Entradas: Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Água 14,42 Bagaço 1,44 2,55 0,04 1,89 0,03 0,08 0,00 2,06 0,03 Saídas: Torta 7,21 40,46 2,92 2,34 0,17 0,09 0,01 2,55 0,18 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61
As perdas no setor do tratamento do caldo estão contidas na torta do filtro. A perda de ART na torta é de 0,18 t/h que corresponde a 0,59 % do ART contido no caldo misto.
10 SETOR DE EVAPORAÇÃO
Na etapa de evaporação inicia-se a recuperação dos açúcares contidos no caldo. A elevação do Brix se dá pela evaporação da água contida no caldo clarificado passando o Brix inicial em torno 13°Brix para 65° Brix, sendo evaporada em torno de 75% de água (PAYNE, 1989).
Uma evaporação bem sucedida reduz o consumo térmico da usina e aumenta a eficiência das etapas seguintes. Um xarope bem concentrado proporciona a otimização do processo de cristalização (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
No Brasil o sistema de evaporação em múltiplo efeito é mais usual, esse sistema segue o principio de Rillieux em que uma unidade de vapor é capaz de evaporar tantas unidades de água quantos números de evaporadores que compõe o sistema. Assim, um sistema de múltiplo efeito composto por quatro evaporadores é capaz de evaporar quatro unidades de água para cada unidade de vapor (PAYNE, 1989). A figura 11 apresenta o sistema de evaporação por múltiplos efeitos.
Figura 11: Sistema de evaporação do caldo em múltiplo efeito Fonte: (ebah, 2014).
10.1Cálculos da evaporação
Os cálculos da etapa de evaporação foram realizados com base nos dados da tabela 10 e figura 12.
Tabela 9: Dados utilizados nos cálculos dos setores de evaporação e cristalização Parâmetro Valor (%)
Água diluição % mel 18,00
Brix xarope 65,00
Brix mel final 85,00
Pol mel final 51,20
ART%mel final 59,23
Pol açúcar 99,50
Eficiência Recuperação SJM 82,00
Fonte: (FERNANDES, 2011).
Figura 12: Correntes de entrada e saída do setor de evaporação Fonte: (Própria).
Equação para a base do cálculo:
Ao final dos cálculos tem-se o resultado exposto na tabela 11.
Tabela 10: Resultado do balanço de massa no setor de evaporação
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Evaporação t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Caldo Clarificado 227,23 14,15 32,15 12,77 29,01 0,49 1,12 13,35 30,33 Saídas: Evaporado 177,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Xarope 49,47 65,00 32,15 58,64 29,01 2,27 1,12 61,32 30,33
Na etapa de evaporação promove apena a concentração do Brix mantendo-se os valores para Pol, AR e ART contidos no caldo clarificado; após a concentração tem-se como produto o xarope com o Brix a 65%.
As perdas nos evaporadores quando não conhecidas são classificadas como indeterminadas tendo em vista que poucas unidades industriais possuem tal prática de acompanhamento, caso seja feita a contabilização as perdas passarão para o grupo das perdas determinadas (FERNANDES, 2011).
No presente estudo as perdas nos evaporadores foram classificadas como indeterminadas, assim o evaporado composto por água, assim temos uma vazão de 177,76 t/h de água e 0 t/h para os componentes Brix, Pol, AR e ART.
11 SETOR DE CRISTALIZAÇÃO
Na etapa de cristalização tem-se o cozimento do xarope produzido na etapa de evaporação. A finalidade da cristalização é a concentração da sacarose e remoção das impurezas por meio de cristalizadores em sistema de batelada, após esse processo os cristais de açúcar são separados por força centrífuga (MACHADO, 2012).
Segundo Hugot (1977), a concentração ideal do xarope que alimenta os cozedores deve está entre 60° a 70º Brix; xaropes com Brix acima dos limites provocam a formação de cristais não uniformes.
A supersaturação promove a formação e crescimento dos cristais de açúcar a partir de uma solução açucarada. O grau de supersaturação é obtido pelos métodos: Brix refratométrico; elevação do ponto de ebulição; condutividade elétrica e consistência (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
De acordo com Santos, Borém e Caldas (2012) existem duas zonas na cristalização do açúcar localizadas acima da saturação que influenciam na formação dos cristais, porém a literatura aborda uma pequena zona localiza entre elas, tais zonas são:
Zona Metestável – nessa zona de supersaturação não tem formação de cristais, apenas o desenvolvimento dos cristais já presentes no meio.
Zona Intermediaria – localizada acima da metestável, nela tem-se a formação de novos cristais na presença dos já existentes que se desenvolvem juntos. Zona Lábil – localizada acima da zona intermediaria há a formação de novos
cristais mesmo sem a presença de cristais já formada.
Segundo Payne (1989) o grau de supersaturação ideal para formação dos grãos de açúcar deve ser monitorado, não existem métodos de medição direta da supersaturação sendo necessária a medição de forma indireta pelos os métodos:
Brix refratométrico
Elevação do ponto de ebulição Condutividade elétrica
As zonas de supersaturação da sacarose são mostradas na figura 13. No Brasil o processo de cozimento e feito em três etapas: Cozimento A, Cozimento B e Cozimento C, figura 14.
Figura 13: Curva de supersaturação da sacarose pura Fonte: (Produção de açúcar, p. 71).
Figura 14: Sistema de cozimento com três massas Fonte: (RIBEIRO, 2003, p. 83).
11.1 Cálculos da cristalização
Cálculos da etapa de cristalização foram realizados conforme a figura 15 e equações a seguir.
Figura 15: Correntes de entradas e saída do setor de cristalização Fonte: (Própria)
Primeiro determina-se a vazão mássica água de diluição.
Á çã =Á çã % %∗ (22)
çú = ∗ çú (23)
çú = çú ∗ % çú% (24)
= ∗ % (26)
Obtidos os resultados através das equações mostradas é possível calcular as demais frações do setor de cristalização, tabela 12.
Tabela 11: Resultado do balanço de massa no setor de cristalização
VAZÃO BRIX POL AR ART
t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Xarope 49,47 65,00 32,15 58,64 29,01 2,27 1,12 61,32 30,33 Água diluição 8,90 Saídas: Evaporado 24,27 Mel Final 10,20 85,00 8,67 51,20 5,22 5,34 0,54 59,23 6,04 Açúcar 23,90 98,24 23,48 99,50 23,79 2,41 0,58 101,61 24,29
O resultado na produção de açúcar mostra que para uma alimentação de 416,67 t/h de cana-de-açúcar foram produzidas 23,90 t/h de açúcar considerando um Mix de 50% na produção de açúcar e álcool.
A produção de açúcar por tonelada de cana processada pode ser calculada pelas equações a seguir.
= ∗ (27) = çú ∗ 1000 (28)
Após a realização dos cálculos é obtida uma produção de 114,72 Kg de açúcar por tonelada de cana de processada.
12 TRATAMENTO DO CALDO PARA PRODUÇÃO DE ETANOL
No presente trabalho foi adotado um sistema de preparo do caldo para fermentação sem agentes químicos, sendo aplicados apenas os tratamentos físicos de aquecimento, decantação e filtração do lodo proveniente da decantação.
Segundo Júnior (2012), o tratamento do caldo de cana-de-açúcar para produção de etanol inicia-se com aquecimento do caldo a 105°C. O caldo aquecido é enviado para decantação; após a decantação é obtido o caldo clarificado destinado à fabricação de álcool e o lodo segue para a filtração, tal como é feito na fabricação do açúcar.
Na etapa de preparo do mosto deve se levar em conta as proporções dos componentes. Se na alimentação for apenas por caldo misto com Brix em torno de 12°, não se faz necessária correção do Brix. Se a alimentação for formada por caldo misto mais melaço faz-se necessária a correção conforme a proporção dos componentes. Em caso de alimentação só por melaço se faz a correção com água a fim de obter um teor entre 18° a 20° Brix (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012). Para os cálculos foram utilizados dados da tabela 13.
Tabela 12: Dados da produção de etanol
Parâmetro Valor (%)
% de mosto na dorna 70,00
% de fermento na dorna 30,00
° GL do fermento 4,00
Densidade do etanol 0,79
% de leveduras no fermento tratado 55,00
Eficiência da destilação em % 90,00
% de leveduras no vinho bruto 16,50
Água de diluição % do vinho bruto 17,00
Não fermentescíveis em % vinho bruto 0,30
Fator de correção de ART em etanol 0,54
Eficiência da destilação % 99,50
Fator para vazão de vapor na destilação 2,60
% Brix no mosto 18,00
12.1 Decantação
O setor de decantação usa os mesmos princípios mostrados para tratamento do caldo na produção do açúcar, sendo que na produção de álcool tem-se como entrada caldo misto mais caldo filtrado proveniente do setor de filtração, e na saída tem-se lodo, flash e caldo clarificado como mostra a figura 16.
Figura 16: Correntes de entrada e saída do setor de decantação Fonte: (Própria).
12.1.1 Cálculos da decantação
Os cálculos do setor de decantação foram realizados com base nos dados da tabela 8, utilizando as equações 29 e 30.
No caldo misto têm-se mesmas frações encontradas no setor de extração, devido à adoção do mix de produção de 50%.
ã ℎ = ( + ) ∗ 0,5% (30) As frações para o lodo e caldo misto não foram calculadas tendo em vista a igualdade com as encontradas no processo de produção de açúcar, tabela 9. Diante dos dados é possível determinar a vazão do caldo clarificado como também às vazões e porcentagem dos componentes de interesse, como mostra a tabela 14.
Tabela 13: Resultado do balanço de massa no setor de decantação
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Decantação t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Caldo Misto 214,92 16,13 34,68 13,56 29,15 0,52 1,13 14,18 30,48 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61 Saídas: Flash 1,27 Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Caldo Clarificado 222,30 14,30 31,80 13,05 29,01 0,50 1,12 13,64 30,33
Os dados da tabela14 mostram que na etapa de decantação as perdas de ART, Brix, AR e Pol estão concentradas no lodo, tendo em vista que no balão flash o vapor é composto apenas de água.
12.2 Filtração
A etapa de filtração na produção de álcool é similar a filtração na produção de açúcar, tendo os mesmos componentes de entrada e saída figura 9. Como o Mix é de 50%, temos os mesmos valores para os componentes de entrada e saída encontrados na etapa de filtração no processo de produção de açúcar, tabela 9.
13 PREPARO DO MOSTO
O mosto é uma solução rica em açúcares fermentescíveis. Na usina o mosto pode ser composto por caldo clarificado, melaço e água. No preparo do mosto deve ser realizada a correção do teor de açúcares e temperatura (JÚNIOR, 2012).
De acordo com Lima e Marcondes (2002), o mosto é preparado em um tanque onde é feita a correção do pH e diluição do caldo atingindo-se valores ideais para fermentação alcoólica nas dornas de fermentação. A figura 17 mostra os componentes envolvidos na etapa de preparo do mosto.
Figura 17: Correntes de entrada e saída no preparo do mosto Fonte: (Própria).
13.1Cálculos do preparo do mosto
Para cálculos do setor de preparação do mosto foram utilizados os dados obtidos para o caldo clarificado da tabela 14, mais os dados do mel final proveniente da fabricação do açúcar da tabela 12, sendo adotado um Brix 18°, tabela 13, para o mosto de alimentação.
As vazões de Brix, Pol, AR e ART no mosto de alimentação foram obtidas pela soma das suas parcelas no caldo clarificado e no mel final. A vazão do mosto de alimentação foi
encontrada pela razão entre a percentagem de Brix no mosto e vazão mássica do mosto, como mostra a equação 31.
% = ( / ) ∗ 100% (31) Os resultados obtidos na etapa de preparação do mosto estão contidos na tabela 15.
Tabela 14: Resultado do balanço de massa no preparo do mosto
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Preparo Mosto t/h % t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Caldo Clarificado 222,30 14,30 31,80 13,05 29,01 0,50 1,12 13,64 30,33 Mel Final 10,20 85,00 8,67 51,20 5,22 5,34 0,54 59,23 6,04 Água diluição/vapor. -7,70 Saídas: Mosto de Alimentação 224,80 18,00 40,46 15,23 34,23 0,74 1,66 16,18 36,37
Fernandes (2011) mostra que não existem perdas na etapa de preparação do mosto, desta forma os resultados do setor de preparo do mosto mostra apenas que foram retiradas 7,7 t/h de água na forma de vapor.
14 FERMENTAÇÃO
Os processos fermentativos na produção de álcool podem se conduzidos por várias formas, sendo classificados como contínuos ou descontínuos, que podem ser com ou sem o reuso do fermento por recirculação (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
Todo processo fermentativo é conduzido nas dornas de fermentação. Durante a fermentação se faz necessário o controle da temperatura na faixa de 28° a 30° C. Temperaturas elevadas provocam a degradação das enzimas desenvolvidas pelas leveduras e consequentemente baixos rendimentos da fermentação (LIMA; MARCONDES, 2002).
A fermentação alcoólica com uso de microrganismo ocorre por processos metabólicos desenvolvidos pelas enzimas produzidas pelos microrganismos, essas enzimas promovem transformações químicas nas substancias orgânicas presentes no meio (JÚNIOR, 2012).
De acordo com Lima e Marcondes (2002), os processos fermentativos com uso de leveduras provocam a conversão de açúcares redutores (D-glucose) em etanol e gás carbônico, esse mecanismo tem um rendimento teórico de 0,511 g de etanol por mol de D-glucose (equação 29).
− − − − − − − −−→ 2 + 2 + ( ) (32)
No Brasil o processo de fermentação alcoólica por batelada é mais usual, sendo realizado o reciclo do inoculo pelo processo Melle-Boinot. Nesta configuração o volume do inoculo corresponde de 20 a 30% do volume de trabalho das dornas. Esse modelo corresponde a 70% do parque industrial do Brasil (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012). A figura 18 apresenta o processo de fermentação em batelada alimentada com reciclo do fermento.
Figura 18: Fermentação descontínua em batelada alimentada Fonte: (JUNIOR, 2012, p. 56).
Para realização dos cálculos para o processo fermentativo foram adotados os seguintes parâmetros: volume útil da dorna de fermentação composto por 70% de mosto de alimentação que corresponde a 224,8 t/h a 18° Brix tabela 16, mais 30% de fermento com 55% de leveduras. Os demais dados utilizados estão contidos na tabela 13, a figura 19 mostra as correntes no setor de fermentação.
Figura 19: Correntes de entrada e saída da fermentação Fonte: Própria
14.1 Cálculos da fermentação
Os cálculos para o processo fermentativo foram obtidos segundo as equações 33 e 34:
= ( çã ) ∗% % çã (33)
ℎ = + +
( ∗ 0,5370 ∗ ) ∗ 90% (34)
Os resultados do setor de fermentação são mostrados na tabela 16.
Tabela 15: Resultado do balanço de massa no setor de fermentação
SETOR: VAZÃO LEVEDURA ETANOL ART
Fermentação t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Mosto Alimentação 224,8 16,2 36,37 Fermento Tratado 96,34 55,00 52,99 3,16 3,04 Saídas: Vinho Bruto 321,15 16,50 52,99 5,27 16,93 0,30 0,96
As perdas na etapa da fermentação estão representadas pelos açúcares não fermentescíveis presentes no vinho bruto que corresponde a 0,96 t/h de ART.
Segundo Fernandes (2011) nos processos fermentativos as perdas presentes nos gases gerados no processo é passível de medição, sendo obtidas através da lavagem dos gases em colunas de recuperação de etanol. Essas perdas não foram consideradas no presente trabalho.
15 CENTRIFUGAÇÃO
No Brasil a centrifugação é o processo mais usual nas destilarias para recuperar o inoculo, sendo usado o modelo Melle-Boinot em conjunto com processo fermentativo descontínuo. Esse processo promove a recuperação do fermento presente no vinho bruto ou vinho levedurado pela centrífuga. Após a centrifugação temos duas frações, uma é o vinho centrifugado ou vinho delevedurado pronto para a etapa da destilação e a outra fração é o creme de levedura (SANTOS, BORÉM, CALDAS, 2012).
Os cálculos para a etapa da centrifugação consideraram a igualdade das características do fermento tratado contidos na tabela 16, com creme de levedura. A vazão de água de diluição é obtida através da porcentagem mostrada na tabela 13. A figura 20 representa a etapa da centrifugação e a tabela 17 mostra os resultados do processo.
Figura 20: Correntes de entrada e saída da centrifugação do vinho Fonte: Própria
Tabela 16: Resultado do balanço de massa no setor de centrifugação
SETOR: VAZÃO LEVEDURA ETANOL ART
Centrifugação t/h % t/h % t/h % t/h Entradas: Vinho Bruto 321,15 16,50 52,99 5,27 16,93 0,30 0,96 Água diluição 54,59 Saídas: Creme de Levedura 96,34 55,00 52,99 3,16 3,04 Vinho Centrifugado 279,40 4,97 13,89 0,34 0,96
16 DESTILAÇÃO
O processo de destilação tem como objetivo a separação dos componentes de interesse presentes no vinho centrifugado. O vinho é formado por componentes líquidos, sólidos e gasosos e a separação dos componentes é feita pelos diferentes graus de volatilidade (JÚNIOR, 2012).
A destilação é uma operação física onde por meio da elevação da temperatura promove a passagem de uma substância do estado líquido para o estado gasoso proporcionando a separação devido aos diferentes pontos de ebulição dos componentes (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012).
De acordo com Junior (2012) as substâncias voláteis presentes no vinho centrifugado são constituídas por compostos que apresentam diferentes graus de volatilidade como água, etanol, metanol, alcoóis superiores, ácido acético, ésteres e gás carbônico.
O processo de destilação é conduzido em colunas de destilação, as colunas são constituídas de corpo cilíndrico e suas dimensões são calculadas em função das características dos componentes a serem separados. A coluna se divide em duas partes topo e base sendo que no interior têm-se os borbulhadores e pratos distribuídos conforme a necessidade do processo, em geral o numero de pratos varia entre 30 a 70, já a quantidade de borbulhadores em cada prato depende do diâmetro da coluna de destilação (LIMA, MARCONDES, 2002).
Na destilação alcoólica os vapores ricos em álcool seguem um fluxo ascendente na coluna de destilação, no sentido descendente seguem os componentes com baixos teores alcoólicos que são retirados na base da coluna na forma de vinhaça (LIMA; MARCONDES, 2002).
A produção de etanol hidratado carburante (92,6 a 93,8% em massa INPM) é feita através do processo de destilação e retificação. Esse sistema é composto por coluna de destilação e coluna de retificação, para a obtenção do etanol anidro (com no mínimo 99,3% em massa INPM) se faz necessária à etapa de desidratação que pode ser a destilação azeotrópica, destilação extrativa e peneira molecular (SANTOS; BORÉM; CALDAS, 2012). A figura 21 mostra o processo de obtenção do etanol anidro por destilação azeotrópica.
Figura 21- Processo simplificado produção de etanol anidro Fonte: (JUNIOR, 2012, p. 64).
Conforme Fernandes (2011) na etapa de destilação as perdas se concentram na vinhaça. A figura 22 mostra os componentes da destilação.
Figura 22: Correntes de entrada e saída da destilação Fonte: (Própria).
16.1 Cálculos da destilação
Na destilação a entrada é composta por vinho centrifugado mais vapor. Já na saída tem-se o álcool (etanol anidro) mais a vinhaça. A vazão mássica de etanol é obtida com base na eficiência da destilação, assim como a vazão mássica de vapor calculada fator de vazão, dados da tabela 13, as frações do vinho centrifugado são as mesmas da tabela 17. A seguir as equações aplicadas.
= ℎ ∗ çã (35)
Para determinar a vazão em metros cúbicos de etanol produzido por hora foi usada a densidade do etanol mostrada na tabela 13. Com mostra a equação abaixo.
= ∗ (36)
Após os cálculos foram obtidos os resultados mostrados na tabela 18.
Tabela 17: Resultado do balanço de massa no setor de destilação
SETOR: VAZÃO ETANOL ART ETANOL
Destilação t/h % t/h % t/h m3/h Entradas: Vinho 279,40 4,97 13,89 0,34 0,96 Vapor 35,92 Saídas: Vinhaça 301,50 0,02 0,07 0,32 0,96 Etanol anidro 13,82 Etanol anidro 17,49
O resultado encontrado mostra uma perda de 0,96 t/h de ART na vinhaça e uma produção de 13,83 T/ de etanol anidro ou 17,49 m3/h de etanol anidro.
A produção de açúcar por tonelada de cana-de-açúcar processa podes ser calculada pelas equações a seguir.
= ∗ (37) = ∗ 1000 (38) = (39)
Após a realização dos cálculos é obtida uma produção de 83,97 litros de etanol anidro por tonelada de cana de processada.
17 CONCLUSÃO
Os balanços de massa realizados na indústria sucroalcooleira idealizada neste trabalho prevêem uma produção de 114,72 Kg de açúcar por tonelada de cana e 83,97 litros de etanol por tonelada de cana. A produtividade média das indústrias sucroalcooleiras no Brasil é de 138 kg de açúcar por tonelada de cana e de 85 litros de etanol por tonelada de cana (MAPA, 2009).
A determinação das perdas para cada etapa do processo mostra-se de suma importância. No presente trabalho destacam-se as perdas na etapa de recepção e preparo onde a perda de ART foi de 4,08% em relação ao ART contido na cana de alimentação.
Através do balanço de massa desenvolvido neste estudo é possível identificar quando uma etapa do processo foge do esperado, sendo assim uma ferramenta de diagnóstico para correções pontuais frente a variações de perdas.
As etapas do processo abordadas são inteligíveis para os profissionais e estudantes do setor sucroalcooleiro, assim, a aplicabilidade da metodologia adotada no vigente estudo torna-se cativante para esse conjunto possibilitando a geração de históricos operacionais da usina.
Os balanços de massa são uma importante ferramenta de diagnóstico, pois através deles pode-se determinar o rendimento das etapas do processo como também a eficiência dos equipamentos sinalizando a necessidade de intervenções corretivas.
19 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS
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ANEXO A - PLANILHA COM OS RESULTADOS DA RECEPÇÃO, PREPARO E EXTRAÇÃO.
RECEPÇÃO– PREPARO - EXTRAÇÃO
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART Fibra Umidade
Recepção/Preparo (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h)
Entradas:
Cana-de-açúcar 416,67 17,29 72,04 14,47 60,29 0,56 2,33 15,80 65,83 12,13 50,54 70,58 294,08
Saídas:
Perdas indeterminadas (% ART) 3,08 2,03
Perdas lavagem (% ART) 1,00 0,66
Perdas lavagem (impurezas) 2,08
Cana desfibrada 411,90 17,49 72,04 14,64 60,29 0,57 2,33 15,33 63,15 12,27 50,54 71,40 294,08
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART Fibra Umidade
Extração (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Cana desfibrada 411,90 17,49 72,04 14,64 60,29 0,57 2,33 15,33 63,15 12,27 50,54 71,40 294,08 Água de embebição 123,57 123,57 Saídas: Bagaço 105,63 2,55 2,69 1,89 2,00 0,08 0,08 2,06 2,18 47,85 50,54 49,60 52,39 Caldo Misto 429,84 16,13 69,35 13,56 58,30 0,52 2,25 14,18 60,97 0,00 0,00
ANEXO B – PLANILHA COM RESULTADOS DA PRODUÇÃO DE AÇÚCAR.
PRODUÇÃO DE AÇÚCAR
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Sulfocaleação (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Caldo Misto 214,92 16,13 34,68 13,56 29,15 0,52 1,13 14,18 30,48 Ácido fosfórico 0,00 SO2 Leite de Cal 4,95 7,20 0,36 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61 Saídas: Caldo Sulfocaleado 258,56 15,92 41,16 13,17 34,05 0,61 1,58 13,96 36,10
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Decantação (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Caldo Sulfocaleado 258,56 15,92 41,16 13,17 34,05 0,61 1,58 13,96 36,10 Saídas: Flash 1,29 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Caldo Clarificado 227,23 14,15 32,15 12,77 29,01 0,49 1,12 13,35 30,33
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Filtração (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Água 14,42 Bagaço 1,44 2,55 0,04 1,89 0,03 0,08 0,00 2,06 0,03 Saídas: Torta 7,21 40,46 2,92 2,34 0,17 0,09 0,01 2,55 0,18 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Evaporação (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Caldo Clarificado 227,23 14,15 32,15 12,77 29,01 0,49 1,12 13,35 30,33 Saídas: Evaporado 177,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Xarope 49,47 65,00 32,15 58,64 29,01 2,27 1,12 61,32 30,33
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Cristalização (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) % (t/h) Entradas: Xarope 49,47 65,00 32,15 58,64 29,01 2,27 1,12 61,32 30,33 Água diluição 8,90 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Saídas: Evaporado 24,27 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Mel Final 10,20 85,00 8,67 51,20 5,22 5,34 0,54 59,23 6,04 Açúcar 23,90 98,24 23,48 99,50 23,79 2,41 0,58 101,61 24,29
ANEXO C – PLANILHA COM RESULTADOS DA PRODUÇÃO DE ETANOL.
PRODUÇÃO DE ETANOL ANIDRO
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Decantação (Ton./h) % Ton./h % Ton./h % Ton./h % Ton./h
Entradas: Caldo Misto 214,92 16,13 34,68 13,56 29,15 0,52 1,13 14,18 30,48 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61 Saídas: Flash 1,27 Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Caldo Clarificado 222,30 14,30 31,80 13,05 29,01 0,50 1,12 13,64 30,33
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Filtração (Ton./h) % Ton./h % Ton./h % Ton./h % Ton./h
Entradas: Lodo 30,04 30,00 9,01 16,80 5,05 1,52 0,46 19,20 5,77 Água 14,42 Bagaço 1,44 2,55 0,04 1,89 0,03 0,08 0,00 2,06 0,03 Saídas: Torta 7,21 40,46 2,92 2,34 0,17 0,09 0,01 2,55 0,18 Caldo Filtrado 38,69 15,85 6,13 12,68 4,90 1,16 0,45 14,51 5,61
SETOR: VAZÃO BRIX POL AR ART
Preparo Mosto Ton./h % Ton./h % Ton./h % Ton./h % Ton./h
Entradas: Caldo Clarificado 222,30 14,30 31,80 13,05 29,01 0,50 1,12 13,64 30,33 Mel Final 10,20 85,00 8,67 51,20 5,22 5,34 0,54 59,23 6,04 Água diluição/evapor. -7,70 Saídas: Mosto de Alimentação 224,80 18,00 40,46 15,23 34,23 0,74 1,66 16,18 36,37
SETOR: VAZÃO LEVEDURA ETANOL ART
Fermentação (Ton./h) % Ton./h % Ton./h % Ton./h
Entradas:
Mosto Alimentação 224,8 16,2 36,37
Fermento Tratado 96,34 55,00 52,99 3,16 3,04
Saídas:
Vinho Bruto 321,15 16,50 52,99 5,27 16,93 0,30 0,96
SETOR: VAZÃO LEVEDURA ETANOL ART
Centrifugação (Ton./h) % Ton./h % Ton./h % Ton./h
Entradas: Vinho Bruto 321,15 16,50 52,99 5,27 16,93 0,30 0,96 Água diluição 54,59 Saídas: Creme de Levedura 96,34 55,00 52,99 3,16 3,04 Vinho Centrifugado 279,40 4,97 13,89 0,34 0,96
SETOR: VAZÃO ETANOL ART ETANOL
Destilação (Ton./h) % Ton./h % Ton./h m3/h
Entradas: Vinho 279,40 4,97 13,89 0,34 0,96 Vapor 35,92 Saídas: Vinhaça 301,50 0,02 0,07 0,32 0,96 Etanol anidro 13,82 Etanol anidro 17,49
