UNIVERSIDADE FEDERAL DO CEARÁ CENTRO DE …VIABILIDADE TÉCNICA E ECONÔMICA DA PRODUÇÃO DE...

UNIVERSIDADE FEDERAL DO CEARÁ

CENTRO DE TECNOLOGIA

DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA

PROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA QUÍMICA

ÁLVARO DANIEL TELES PINHEIRO

VIABILIDADE TÉCNICA E ECONÔMICA DA PRODUÇÃO DE ETANOL A

PARTIR DO SUCO DE CAJU POR Saccharomyces cerevisiae FLOCULANTE

FORTALEZA | CE

2015




Tese apresentada ao Programa de Pós-

Graduação em Engenharia Química, da

Universidade Federal do Ceará, como

requisito parcial para obtenção do Título

de Doutor em Engenharia Química. Área

de concentração: Desenvolvimento de

Processos Químicos e Bioquímicos.

Orientadora: Profª. Drª. Luciana Rocha

Barros Gonçalves

Coorientadora: Profª. Drª. Maria

Valderez Ponte Rocha

FORTALEZA | CE

2015




Tese apresentada ao Programa de Pós-

Graduação em Engenharia Química, da

Universidade Federal do Ceará, como

requisito parcial para obtenção do Título

de Doutor em Engenharia Química. Área

de concentração: Desenvolvimento de

Processos Químicos e Bioquímicos.

Aprovada em: 05 / 05 / 2015.

BANCA EXAMINADORA

Ao meu irmão Neto, por tudo que fez e

continua fazendo por mim! Amo-te meu

irmão, um dia iremos nos reencontrar.

AGRADECIMENTOS

Agradeço a Deus por tudo o que ele me proporcionou e pelas oportunidades

concedidas. Apesar de sua vontade não ser igual a nossa e não entendermos o porquê de

certas coisas acontecerem, agradeço-lhe Senhor. Minha fé em você só faz aumentar!

A minha mãe por me surpreender diversas vezes, me mostrando que, mesmo

quando tudo parece estar perdido, o caminho da fé é sempre o melhor a ser seguido; por

ser um exemplo de vida, uma fonte inesgotável de força, carinho e fé. Agradeço-lhe

mãezinha por todas as barras que a senhora me ajudou a superar e principalmente,

agradeço a Deus por ter me dado à honra de ser seu filho. Amo-lhe!

Ao meu pai, por sempre estar ao meu lado quando mais precisei, por sempre

estar presente me dando conselho e mostrando qual caminho é o melhor a seguir na

caminhada da vida. Por me mostrar que, apesar do que acontece na vida, devemos

sempre reerguer a cabeça e tentar novamente. Obrigado pai, lhe amo!

Em especial ao meu amado irmão Neto, que apesar do pouco tempo que

Deus nos permitiu ficar juntos, foram esses os melhores da minha vida. Obrigado por

ter participado da minha formação moral, me mostrado que existe amor entre irmãos e

que esse é um dos maiores bens que Deus pode nos proporcionar. Obrigado por ter me

tornado o homem que sou hoje. Agradeço por todo carinho e companheirismo

proporcionado por você e, apesar da distância que existe entre nós, sei que estamos mais

pertos que imagino! Aguardo ansiosamente o nosso reencontro para poder dar-lhe um

abração, não de despedida, mas de amor eterno. Até daqui a pouco meu irmão!

A minha irmã Patrícia, por ter completado um trio que jamais acabará.

Obrigado pelo companheirismo e cumplicidade que sempre dividiu comigo, pelas

torcidas e por estar presente em todos os momentos importantes da minha vida. Por

você guardo um amor especial, pois sei que, sempre que estamos juntos, nunca somos

dois, mas sim três. Deus não poderia ter me dado pais e irmãos melhores!

A minha namorada Izabelly, que é responsável por uma parcela maior do

que imagina da minha felicidade. Considero que este trabalho não é meu, é nosso! Você

sempre participou dessa caminhada, sempre esteve ao meu lado e sempre me ajudou a

tomar decisões importantes na minha vida. Além de tudo isso, esteve ao meu lado

quando mais precisei, sendo sempre paciente e participativa na minha vida. Existem

coisas que não podem ser mensuráveis, sua companhia é uma delas! Amo-lhe muito e

sou muito feliz por ter você!

Agradeço de todo coração às minhas tias Jô e Ana, pois sem elas certamente

não teria chegado ao final desta caminhada de 12 anos de estudo. Não existem palavras

para expressar a minha gratidão por vocês. Durante esses anos cativamos uma relação

muito saudável de mães e filho, fazendo com que meu carinho por vocês aumentasse

cada vez mais!

Ao meu avô, primos e primas, tias e tios, e em especial ao Loro. Obrigado

por sempre estar presente na minha vida, sendo sempre uma pessoa com a qual posso

contar. Sua amizade e carinho são essenciais para renovar as forças da batalha diária

que é a vida!

A minha orientadora Luciana Rocha por me orientar por aproximadamente

10 anos, além de ter sido uma mãe nos últimos anos, sempre me puxando para a

realidade quando eu desviava da difícil caminhada que foi o doutorado. Obrigado

professora por ter investido e acreditado em mim, por todo esse tempo dedicado, me

abrindo os olhos para várias realidades do meio acadêmico, fazendo assim com que eu

me tornasse um profissional capacitado e superasse meus limites. Sempre foi uma

satisfação muito grande trabalhar com a senhora. Sinto-me muito feliz por hoje não ser

apenas seu orientando, mas sim seu colega de trabalho!

A minha coorientadora, amiga, conselheira e salvadora de aperreios, Val.

Falar apenas do meio acadêmico é pouco para tantas coisas que já compartilhamos. Foi

você que me incentivou e estendeu a mão quando vim para Mossoró, você que sempre

me salvou de aperreios e de fazer muitas coisas que não eram as mais certas naquele

momento. Agradeço-lhe não apenas pela minha formação acadêmica, mas por ter feito

parte da minha vida. Nunca esquecerei que os primeiros passos que dei no mundo da

fermentação devo a você. Não apenas mais essa conquista lhe dedico, mas sim tudo que

conquistei nos últimos anos. Obrigado por tudo!

Ao meu amigo Fernando Porfírio por ter viabilizado este trabalho, pois, sem

sua ajuda esta tese não teria tomado essa forma. Obrigado amigo pela dedicação e pelos

ensinamentos que você me passou. Obrigado também pela sua recepção quando cheguei

em Mossoró e pela sua amizade.

Aos amigos André Casimiro e Vitor Ponte por além de aceitarem o convite

para participar da banca, terem disponibilizado um pouco do tempo corrido para

contribuir com melhorias na minha tese. Obrigado por todas as contribuições dadas!

Ao amigo Leonardo Rocha e a amiga Thaiseany Freitas pelas essenciais

contribuições neste trabalho. Obrigado por terem ajudado, colocando-se à disposição

mesmo à distância.

Aos meus grandes amigos Rafael Rios e Wilton Miranda. Obrigado por

sempre estarem ao meu lado e fazerem dar certo esta tese. É um prazer trabalhar com

vocês e tê-los como amigos.

Aos amigos Kennedy e Oyama, pessoas a quem tenho um apreço enorme e

considero como irmãos. Fico muito feliz em ver que a distância não fez com que nossa

amizade diminuísse.

A todos os amigos da UFC e do GPBIO, os quais não vou citar nomes para

não cometer o erro de omitir ninguém.

A toda a família UFERSA por ter me acolhido em Mossoró. Agradeço por

todas as amizades e momentos que passamos nestes quatro anos.

“Não morre aquele que deixou na terra

a melodia de seu cântico na música de

seus versos”.

(Cora Coralina)

RESUMO

Diante da conjuntura atual em que se encontra o setor energético mundial, os

biocombustíveis vêm ganhando cada vez mais espaço, merecendo atenção especial o

etanol, o qual apresenta demanda crescente. A partir desse cenário, o objetivo do

presente trabalho foi desenvolver um bioprocesso tecnicamente e economicamente

viável para produção de etanol a partir do suco de caju, utilizando levedura

Saccharomyces cerevisiae (CCA008) geneticamente modificada contendo gene

floculante (FLO5α). O trabalho foi dividido em 4 quatro etapas que se interligam

durante todo o estudo. Na primeira etapa foi avaliada a influência da temperatura (26,

30, 34, 38 e 42°C), da concentração de inóculo (3, 5, 8 e 10 g.L-1) e da velocidade de

agitação (80, 150, 300, 490, 650 e 800 rpm) para que as condições ótimas que

maximizam a produção de etanol, fossem determinadas. Observou-se que os parâmetros

operacionais de temperatura, concentração celular inicial, concentração de substrato e

agitação exerceram influência na fermentação alcoólica do suco de caju. O melhor

rendimento para o processo fermentativo (98,8 %) ocorreu quando o processo foi

conduzido a 34 °C, sob agitação de 150 rpm e contendo incialmente 5 g.L-1 de células.

Na segunda etapa, pretendeu-se descrever o rendimento do processo em função dos

parâmetros operacionais avaliados na fermentação. Para tanto, utilizaram-se, com

sucesso, modelos estatísticos para descrever a interação entre a concentração inicial de

substrato, temperatura, concentração celular inicial, agitação e seus possíveis efeitos no

rendimento. O modelo que melhor se ajustou aos dados experimentais foi utilizado na

obtenção das condições ótimas das variáveis operacionais, indicando as seguintes

condições como ótimas: concentração de substrato (S0) de 100 g.L-1, temperatura (T)

igual a 34 °C, concentração de inóculo (X0) igual a 5 g.L-1 e agitação (Agit) de 140 rpm,

predizendo um rendimento de 98,80 %. Na terceira etapa, realizou-se o estudo da

produção de etanol nas condições ótimas, sendo as mesmas utilizadas para implementar

a ampliação de escala do processo, na qual os dados obtidos em biorreator batelada de

1L foram utilizados para predizer o comportamento da fermentação em biorreator

batelada de 14L, utilizando a potência por unidade de volume como parâmetro de scale-

up. Utilizando tal fator como sendo de 10,67 kW/m3, foi possível calcular a potência de

agitação do fermentador de volume 14 vezes maior, assim como prever qual agitação

seria necessária para que a fermentação ocorresse de forma semelhante à ocorrida no

fermentador de menor volume. Os resultados mostraram que o rendimento obtido no

biorreator de 14L foi satisfatório, apresentando uma pequena diferença (96,56 % ± 0,3

%) para o biorreator de 14L em relação ao rendimento obtido para o de 1L (98,80 % ±

1,6 %). Como quarta e ultima etapa, avaliou-se a viabilidade técnica e econômica do

processo. Analisando os resultados obtidos, é possível afirmar que o processo industrial

proposto apresentou viabilidade técnica, uma vez que o valor obtido para o rendimento

do processo (68 L/ton), foi próximo ao da fermentação da cana-de-açúcar (61 – 72

L/ton). Contudo, o mesmo não apresentou viabilidade econômica, uma vez que a

unidade industrial proporciona um fluxo de caixa negativo (- R$ 93.840.874) ao final

dos 10 anos em que foi analisado. Assim, novos estudos devem ser realizados com o

intuito de tornar tal processo economicamente viável, sendo esta possibilidade

observada nos vários cenários gerados na análise de sensibilidade do processo, o qual

apresenta possíveis configurações economicamente viáveis.

Palavras-chave: Suco de caju. Produção de etanol. Parâmetros operacionais. Modelo

estatístico. Otimização. Scale-up. Viabilidade técnica-econômica.

ABSTRACT

Given the current situation in which it is the global energy sector, biofuels have been

gaining more space, earning special attention the ethanol, which has shown growing

demands. From this scenario, the objective of this work was to develop a bioprocess

technically and economically practicable for ethanol production from cashew apple

juice, using yeast Saccharomyces cerevisiae (CCA008) genetically modified containing

a flocculent gene (FLO5α). The work was divided in 4 four stages that are linked

throughout the study. In the first stage was evaluated the temperature influence (26, 30,

34, 38 and 42°C), the inoculum concentration (3, 5, 8 and 10 g.L-1) and the stirring

speed (80, 150, 300, 490, 650 and 800 rpm), so it could be determined the best

conditions to maximize ethanol production. It was observed that the temperature

operating parameter, the initial cellular concentration, substrate concentration and

stirring exerted influence on the alcoholic fermentation of the cashew apple juice. The

best performance to the fermentative process (98,8 %) happened when the process was

conducted at 34 °C, under 150 rpm stirring and 5 g.L-1 of initially cell concentration.

The second stage was intended to describe the process efficiency in face of the

operation parameters evaluated in fermentation. To this end, it was successfully used

statistic models to describe the interaction between the initial substrate concentration,

temperature, initial cell concentration, stirring and their possible effects on the yield.

The model that best fit the experimental data was used to obtain the optimum conditions

from the operating variables, indicating the following conditions as great: substrate

concentration (S0) of 102 g.L-1, temperature (T) at 34°C, inoculum concentration (X0) of

5 g.L-1 and stirring (Agit) of 140 rpm, predicting a 98,80 % of efficiency. In the third

stage was studied ethanol production in optimum conditions, being used to implement

the scale up process, in which the data obtained in a 1L bioreactor batch were used to

predict the fermentation behavior in a 14L bioreactor batch, using the volumetric power

consumption as a parameter to scale-up. Using this factor as being of 10,67 kW/m3, it

was possible to calculate the fermenter stirring power in a 14 times bigger volume, as

well as foresee which stirring would be necessary so the fermentation can occur,

similarly as in the lower volume fermenter. Results showed that yield from the 14L

bioreactor were satisfactory, having a small difference (96,56 % ± 0,3 %) between yield

from the 1L bioreactor (98,80 % ± 1,6 %). The fourth and last stage was rated the

technical and economic viability of the process. Analyzing results, it is possible to say

the industrial process here proponed has shown technical viability, since the value

obtained for the process yield (68 L/ton), was close to sugar cane fermentation (61 – 72

L/ton). However, it did not show economic viability since the industrial unity provides

negative cash flow (- R$ 93.840.874) in the end of 10 years that was analyzed. So, new

studies must be conducted in order to make this process economically viable, this

possibility being observed in various scenarios generated in analyzing the sensibility of

process, which presents possible economically viable settings.

Key words: Cashew apple juice. Ethanol production. Operational parameters. Statistic

model. Optimization. Scale-up. Technical-economic viability.

SUMÁRIO

1 INTRODUÇÃO ........................................................................................................... 20

2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA .................................................................................... 23

2.1 Bioenergia ............................................................................................................. 23

2.2 Fermentação alcoólica .......................................................................................... 23

2.3 Bioquímica da fermentação alcoólica ................................................................... 27

2.4 Fatores que afetam a fermentação......................................................................... 29

2.4.1 Temperatura ................................................................................................... 29

2.4.2 Concentração de inóculo ................................................................................ 30

2.4.3 Concentração de substrato .............................................................................. 31

2.4.4 Intensidade de agitação .................................................................................. 32

2.5 Caracterização do setor sucroalcooleiro ............................................................... 32

2.6 Matérias primas para a produção de etanol........................................................... 33

2.7 Leveduras floculantes ........................................................................................... 36

2.8 Agroindústria do caju ............................................................................................ 37

2.9 Caracterização do município de Serra do Mel ...................................................... 38

2.10 Modelagem matemática de bioprocessos............................................................ 39

2.11 Testes estatísticos ................................................................................................ 40

2.12 Ampliação de escala ........................................................................................... 42

2.13 Análise econômica do processo .......................................................................... 43

3 ANÁLISE DAS CONDIÇÕES OPERACIONAIS QUE AFETAM A PRODUÇÃO

DE ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU ........................................................... 47

3.1 Introdução ............................................................................................................. 47

3.2 Material e métodos ................................................................................................ 49

3.2.1 Micro-organismo ............................................................................................ 49

3.2.2 Obtenção do suco de caju ............................................................................... 49

3.2.3 Meio de cultura para manutenção e propagação do micro-organismo........... 49

3.2.4 Avaliação da temperatura na fermentação alcoólica do suco de caju ............ 49

3.2.5 Influência da concentração celular inicial ...................................................... 50

3.2.6 Efeito da intensidade de agitação ................................................................... 51

3.2.7 Métodos analíticos ......................................................................................... 51

3.2.7.1 Concentração celular .................................................................................. 51

3.2.7.2 Concentração de substrato e produto ......................................................... 51

3.2.7.3 Cálculo dos Rendimentos e parâmetros cinéticos ...................................... 51

3.3 Resultados ............................................................................................................. 53

3.3.1 Avaliação da temperatura na fermentação alcoólica do suco de caju ............ 53

3.3.2 Influência da concentração celular inicial ...................................................... 57

3.3.3 Efeito da intensidade de agitação ................................................................... 61

3.4 Conclusões ............................................................................................................ 65

4 OTIMIZAÇÃO DAS CONDIÇÕES OPERACIONAIS DA FERMENTAÇÃO

ALCOÓLICA DO SUCO DE CAJU UTILIZANDO MODELOS ESTATÍSTICOS ... 66

4.1 Introdução ............................................................................................................. 66


4.2.1 Amostragem ................................................................................................... 67

4.2.2 Desenvolvimento do modelo de regressão linear ........................................... 69

4.3 Resultados ............................................................................................................. 72

4.3.1 Avaliação dos modelos estatísticos ................................................................ 72

4.3.2 Otimização dos parâmetros operacionais ....................................................... 76

4.3.3 Validação ........................................................................................................ 80

4.4 Conclusões ............................................................................................................ 82

5 AMPLIAÇÃO DE ESCALA DO FERMENTADOR UTILIZADO NA PRODUÇÃO

DE ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU ........................................................... 83

5.1 Introdução ............................................................................................................. 83

5.2 Materiais e métodos .............................................................................................. 84

5.2.1 Caracterização do biorreator .......................................................................... 85

5.2.1.1 Fermentador de 1 L ..................................................................................... 85

5.2.1.2 Fermentador de 14 L ................................................................................... 86

5.2.2 Desenvolvimento da relação P/V ................................................................... 86

5.3 Resultados ............................................................................................................. 89

5.3.1 Caracterização da potência do motor no reator de 1L .................................... 89

5.3.2 Determinação da relação potência por unidade de volume ............................ 90

5.3.3 Validação da estratégia de ampliação de escala ............................................. 91

5.4 Conclusões ............................................................................................................ 94

6 ANÁLISE DE VIABILIDADE TÉCNICA E ECONÔMICA DO PROCESSO DE

PRODUÇÃO DE ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU .................................... 95

6.1 Introdução ............................................................................................................. 95


6.2.1 Localização da planta industrial e matéria prima utilizada ............................ 97

6.2.2 O processo produtivo ..................................................................................... 99

6.2.2.1 Departamento de extração ........................................................................ 100

6.2.2.2 Departamento de fermentação .................................................................. 100

6.2.2.3 Departamento de destilação ..................................................................... 100

6.2.3 Análise de viabilidade técnica ...................................................................... 101

6.2.4 Análise econômica ....................................................................................... 101

6.2.4.1 Estimativa do investimento inicial em capital fixo ................................... 101

6.2.4.2 Estimativa do custo de operação .............................................................. 102

6.2.4.3 Receitas ..................................................................................................... 102

6.2.4.4 Fluxo de caixa ........................................................................................... 103

6.2.4.5 Indicadores econômicos ............................................................................ 103

6.3 Resultados ........................................................................................................... 105

6.3.1 Desenvolvimento e simulação do processo .................................................. 105

6.3.1.1 Departamento de extração ........................................................................ 105

6.3.1.2 Departamento de fermentação .................................................................. 109

6.3.1.3 Departamento de destilação ..................................................................... 117

6.3.2 Análise técnica do processo ......................................................................... 122

6.3.3 Análise econômica ....................................................................................... 123

6.3.3.1 Estimativa do investimento inicial em capital fixo ................................... 124

6.3.3.2 Levantamento dos principais custos de operação .................................... 127

6.3.3.2.1 Custo com matéria prima ....................................................................... 128

6.3.3.2.2 Custo com mão de obra .......................................................................... 128

6.3.3.2.3 Custo com utilidades .............................................................................. 129

6.3.3.2.4 Custo com manutenção .......................................................................... 132

6.3.3.2.5 Custo com insumos ................................................................................. 132

6.3.3.3 Projeção das receitas ................................................................................ 132

6.3.3.4 Montagem do fluxo de caixa ..................................................................... 133

6.3.3.5 Análise dos indicadores econômicos ........................................................ 134

6.3.3.6 Estudo de caso I: Desonerando a matéria prima ..................................... 135

6.3.3.8 Análise de sensibilidade ............................................................................ 136

6.4 Conclusões ...................................................................................................... 138

7 CONSIDERAÇÕES FINAIS .................................................................................... 140

REFERÊNCIAS ........................................................................................................... 141

APÊNDICE A – CÁLCULO DAS TROCAS TÉRMICAS DO PROCESSO ............. 162

APÊNDICE B – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO

PROCESSO/ SEÇÃO DE EXTRAÇÃO ...................................................................... 175

APÊNDICE C – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO

PROCESSO/ SEÇÃO DE FERMENTAÇÃO ............................................................. 176

APÊNDICE D – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO

PROCESSO/ SEÇÃO DE DESTILAÇÃO .................................................................. 177

APÊNDICE E – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS E

VIDRARIA DO LABORATÓRIO .............................................................................. 178

APÊNDICE F – DIAGRAMA DE OCUPAÇÃO DA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE

ETANOL ...................................................................................................................... 181

LISTA DE ILUSTRAÇÕES

Figura 2.1 – Etapas gerais do processo fermentativo genérico ...................................... 24

Figura 2.2 – Fases observadas durante a fermentação alcoólica conduzido em batelada

..................................................................................................................... 25

Figura 2.3 – Via glicolítica ligada à formação de etanol, glicerol e acetato em

Saccharomyces cerevisiae ........................................................................... 29

Figura 2.4 – Localização do município de Serra do Mel................................................ 39

Figura 3.1 – Representação esquemática do Biorreator Tec-Bio 1,5 utilizado neste

trabalho ........................................................................................................ 50

Figura 3.2 – Perfil de crescimento celular (a), consumo de substrato (b) e produção de

etanol (c) para o processo fermentativo conduzido a diferentes temperaturas.

Fermentação a (■) 26 °C, (●) 30 °C, (▲) 34 °C, (▼) 38 °C e (◄) 42 °C. . 53

Figura 3.3 – Perfil de concentração celular (a), consumo de substrato (b) e produção de

etanol (c) para o processo fermentativo conduzido a diferentes

concentrações iniciais de S. cerevisiae em suco de caju. Fermentação com

(■) 3 g.L-1, (●) 5 g.L-1, (▲) 8 g.L-1 e (▼) 10 g.L-1 de inóculo. ................... 57

Figura 3.4 – Taxa de crescimento celular específico para diferentes concentrações de

inóculo avaliadas na fermentação alcoólica do suco de caju: (■) 3 g.L-1, (●)

5 g.L-1, (▲) 8 g.L-1 e (▼) 10 g.L-1. ............................................................. 60

Figura 3.5 – Efeito da intensidade de agitação no crescimento celular (a), consumo de

substrato (b) e produção de etanol (c) na fermentação alcoólica do suco de

caju a 34 °C utilizando S.cerevisiae. (■) 80 rpm, (●) 150 rpm, (▲)300 rpm,

(▼) 490 rpm, (◄) 650 rpm e (►) 800 rpm. ............................................... 62

Figura 4.1 – Gráficos de dispersão: resultados preditos versus observados

experimentalmente. As linhas tracejadas representam o intervalo de

confiança com um nível de significância de 95% ( = 0,05) ...................... 74

Figura 4.2 – Superfície de resposta que descreve o efeito da temperatura e da

concentração celular inicial no rendimento da fermentação, sendo a

concentração de substrato e a agitação fixadas no ponto ótimo .................. 79



concentração de inóculo e a agitação fixadas no ponto ótimo..................... 79



concentração de inóculo e de substrato fixadas no ponto ótimo ................. 80

Figura 4. 5 – Dados experimentais e simulados pela equação de Monod para a

fermentação em batelada. Os dados experimentais são: (■) concentração de

substrato (glicose + frutose) (g.L-1); (●) concentração de etanol (g.L-1); (▲)

concentração celular (g.L-1) ......................................................................... 81

Figura 5.1 – Esquema com características chaves e dimensões do biorreator encamisado

de 1 L utilizado nos experimentos ............................................................... 85

Figura 5.2– Esquema com características chaves e dimensões do biorreator encamisado

de 14 L utilizado nos experimentos ............................................................. 86

Figura 5.3 – Potência requerida pelo rotor da turbina do reator de 1L........................... 89

Figura 5.4 – Influência da agitação no rendimento da fermentação utilizando suco de

caju como fonte de substrato, contendo aproximadamente 100 g.L-1 de ART.

A fermentação ocorreu em biorreator de 1 litro a 34 °C, com 5 g.L-1 de

inóculo e 100 g.L-1 de substrato. .................................................................. 90

Figura 5.5 – Comparativo dos perfis de crescimento celular (a), consumo de substrato

(b) e produção de etanol (c) da fermentação alcoólica do suco de caju

utilizando biorreator com diferentes volumes. (●) 1L (▲) 14L. ................. 92

Figura 6.1 – Localização do município de Serra do Mel................................................ 98

Figura 6.2 – Diagrama de blocos – Produção de etanol hidratado a partir do suco de caju

..................................................................................................................... 99

Figura 6.3 – Fluxograma do processo de produção de etanol a partir do suco de caju

utilizando uma levedura floculante Saccharomyces cerevisiae ................. 106

Figura 6.4 – Balanço de massa para a seção de extração do suco a partir do pedúnculo

de caju ........................................................................................................ 107

Figura 6.5 – Balanço de massa para a seção de extração do suco a partir do pedúnculo

de caju ........................................................................................................ 108

Figura 6.6 – Características chaves e dimensões do biorreator encamisado de 110 m3

simulado ..................................................................................................... 109

Figura 6.7 – Processo produtivo: seção de fermentação/ fermentador ......................... 110

Figura 6.8 – Cinética da produção de etanol a partir do suco de caju operando

inicialmente em batelada alimentada por 1:30 h e em batelada por 6:30 h.

Perfil de concentração em regime de batelada alimentada do consumo de

substrato (−−−), crescimento celular (- - -) e formação de produto (- - -).

Perfil de concentração em regime de batelada do consumo de substrato (—),

crescimento celular (—) e formação de produto (—) ................................ 111

Figura 6. 9 – Cinética da produção de etanol a partir do suco de caju operando em

fermentador sem resfriamento. Perfil de concentração em regime de

batelada alimentada do consumo de substrato (−−−), crescimento celular (- -

-) e formação de produto (- - -). Perfil de concentração em regime de

batelada do consumo de substrato (—), crescimento celular (—) e formação

de produto (—) .......................................................................................... 113

Figura 6.10 – Perfil de temperatura ao longo da fermentação...................................... 113

Figura 6. 11 – Balanço de energia para o fermentador operando isotermicamente ..... 114

Figura 6. 12 – Processo produtivo: seção de fermentação/ tanque de tratamento ácido

................................................................................................................... 115

Figura 6.13 – Balanço de massa para a seção de fermentação do suco de caju ........... 116

Figura 6.14 – Balanço de energia para o trocador de calor (TC – 02) utilizado no pré-

aquecimento do vinho que entra na coluna de destilação (CD – 01). ....... 117

Figura 6.15 – Processo produtivo: seção de destilação/ coluna de destilação .............. 118

Figura 6. 16 – Balanço de energia para o evaporador e condensador da coluna de

destilação (CD – 01) .................................................................................. 119

Figura 6.17 – Processo produtivo: seção de destilação/ coluna de retificação ............. 120

Figura 6.18 – Balanço de energia para o evaporador e condensador da coluna de

retificação (CD – 02) ................................................................................. 121

Figura 6.19 – Balanço de massa para a seção de destilação ......................................... 122

Figura 6. 20 – Layout proposto para a indústria de produção de etanol a partir do suco

de caju ........................................................................................................ 126

Figura 6.21 – Esquema da elaboração do fluxo de caixa ............................................. 133

Figura 6.22 – Análise de sensibilidade no VPL ........................................................... 137

Figura 6.23 – Análise de sensibilidade na TIR ............................................................. 137

LISTA DE TABELAS

Tabela 3.1 – Parâmetros cinéticos e operacionais da produção de etanol utilizando suco

de caju como fonte de substrato por S. cerevisiae para várias temperaturas.

..................................................................................................................... 55

Tabela 3.2 – Influência da concentração celular inicial nos parâmetros de máxima

velocidade específica de crescimento, conversão de substrato em célula, de

célula em produto e de substrato em produto, conversão, produtividade,

eficiência e produção máxima de etanol. ..................................................... 59

Tabela 3.3 – Influência da intensidade de agitação nos parâmetros fermentativos para a

faixa de agitação avaliada. ........................................................................... 63

Tabela 4. 1 – Matriz dos dados experimentais utilizados para determinar o rendimento

máximo do processo. ................................................................................... 68

Tabela 4.2 – Análises do modelo estatístico apresentado na Equação 4.1 para 95% de

confiança. Variáveis independentes: temperatura (T), concentração inicial

de substratos (S0), concentração inicial de micro-organismo (X0) e agitação

(Agit)............................................................................................................ 73

Tabela 4. 3 – Análises do modelo estatístico apresentado na Equação 4.2 para 95% de

confiança. Variáveis independentes: temperatura (T), concentração inicial

de substratos (S0), concentração inicial de micro-organismo (X0) e agitação

(Agit)............................................................................................................ 75

Tabela 4. 4 – Valor do rendimento para as variáveis otimizadas. .................................. 78

Tabela 4.5 – Desvio padrão residual (RSD) escrito como o percentual da media dos

valores experimentais, utilizado para caracterizar a qualidade da predição do

modelo de Monod. ....................................................................................... 81

Tabela 4.6 – Valores dos parâmetros cinéticos obtidos para o modelo de Monod. ....... 82

Tabela 5.1 – Efeito da intensidade de agitação na relação P/V obtida para o fermentador

de 1 litro. ...................................................................................................... 91

Tabela 5. 2 – Parâmetros da produção de etanol a partir do suco de caju utilizando

Saccharomyces cerevisiae CCA008 em diferentes biorreatores ................. 93

Tabela 6.1 – Produção anual de castanha de caju no município de Serra do mel. ......... 98

Tabela 6.2 – Especificação dos custos de capital fixos ................................................ 102

Tabela 6.3 – Valores pagos aos usineiros por litro de álcool combustível hidratado em

São Paulo, Pernambuco e Paraíba em 2014............................................... 103

Tabela 6.4 – Rendimento de produção de etanol (L/ton) ............................................. 123

Tabela 6.5 – Especificação dos custos de aquisição dos principais equipamentos ...... 124

Tabela 6.6 – Custo com aquisição de equipamentos por departamento da unidade

produtiva .................................................................................................... 125

Tabela 6.7 – Especificação do investimento em capital fixo ....................................... 126

Tabela 6.8 – Custo anual de operação e manutenção da unidade produtiva ................ 127

Tabela 6.9 – Custo com aquisição de matéria prima .................................................... 128

Tabela 6.10 – Mão de obra envolvida no processo ...................................................... 129

Tabela 6.11 – Custo de energia elétrica na produção de etanol a partir do suco de caju

................................................................................................................... 130

Tabela 6.12 – Consumo de vapor na produção de etanol a partir do suco de caju ....... 131

Tabela 6.13 – Fluxo de caixa para o processo proposto ............................................... 134

Tabela 6.14 – Indicadores econômicos calculados para o processo de produção de etanol

a partir do suco de caju .............................................................................. 134

Tabela 6.15 – Fluxo de caixa para o processo sem custos com a matéria prima ......... 135

Tabela 6.16 – Indicadores econômicos calculados para o processo de produção de etanol

a partir do suco de caju sem custos com aquisição da matéria prima ........ 136

20 Capítulo 1 – Introdução PINHEIRO, A.D.T

Viabilidade técnica e econômica da produção de etanol a partir do suco de caju por Saccharomyces cerevisiae floculante

1 INTRODUÇÃO

Vários estudos foram realizados com o objetivo de maximizar a eficiência dos

processo de produção dos biocombustíveis (Borzani, 2006; Taylor et al., 2010; Rosyida et al,

2015), assim como para a obtenção de micro-organismos que produzam de forma mais

eficiente tais biocombustíveis (Agbogbo, 2007; Matsushika e Sawayama, 2010). Também são

descritos trabalhos que buscam utilizar diferentes substrato de baixo custo (Pinheiro, 2011;

Deenanath, 2013) e as condições ótimas para que a fermentação dessas matérias primas

ocorra de forma eficiente (Dragone, 2011; Murthy, 2011; Albernas-Carvajal et al., 2014;

Hadiyanto et al., 2014).

Dentre os principais benefícios da utilização de biocombustíveis, pode-se citar:

melhorar a segurança energética, redução das emissões de dióxido de carbono, melhoramento

da qualidade do ar e da água, e benefícios aos agricultores (Soren, 2011). Nesse contexto, o

etanol produzido a partir da fermentação alcoólica vem ganhando cada vez mais espaço no

mercado, sendo o biocombustível mais produzido no Brasil (Atala et al., 2001; Goldemberg et

al., 2004; Hahn-Hagerdal et al., 2006; UNICA, 2007; Pinheiro et al., 2008; Rocha et al.,

2009; Ahmad et al., 2011; Soren, 2011). Prova disso é que, em 2008, no Brasil, o consumo de

etanol combustível (hidratado + anidro) ultrapassou o da gasolina (Chaddad, 2010).

Desde 2007, o Ministério da Agricultura, Pecuária e Abastecimento (MAPA)

fixou o percentual de etanol à gasolina como sendo de 25 % (m/m) (MAPA, 2007; BNDES,

2008; CGEE, 2009) até que, no ano de 2011, a escassez do biocombustível no mercado fez

com que o governo determinasse sua redução para 20 %. Apenas em 2013, a ANP anunciou

que o percentual de etanol misturado à gasolina iria voltar a ser 25 % (UNICA, 2013).

Atualmente esse teor passou a sofrer um novo ajuste, aumentando de 25% para 27, passando a

vigorar a partir do dia 16 de fevereiro de 2015, o que resultou em um aumento na projeção da

demanda pelo etanol no Brasil em 1 bilhão de litros por ano (UNICA, 2015a).

Atualmente a principal matéria-prima para obtenção do etanol é a cana-de-açúcar,

sendo a mesma a segunda mais importante fonte primária renovável na matriz energética

brasileira, ficando atrás apenas da energia hidráulica (BNDES, 2008). No Brasil, o volume

vendido de etanol hidratado bateu recordes no setor com a safra de 2014/2015, sendo, pela

primeira vez, comercializado 1,29 bilhão de litros em apenas um mês, confirmando assim o

otimismo do setor (UNICA, 2015b). Contudo, estima-se que a produção de etanol através

dessa matéria prima não seja suficiente para atender a essa nova demanda. A falta de matéria

prima eleva os preços do etanol no Brasil e no exterior, colocando em dúvida a capacidade do



setor de atender um mercado pressionado pela alta demanda de álcool combustível (Siqueira,

2011). Logo, pode-se evidenciar a necessidade por matérias primas alternativa para a

produção de etanol, propiciando assim diminuição na dependência da produção com a cana-

de-açúcar e aumento na quantidade de etanol produzida. Como exemplo de matéria prima

alternativa pode-se citar o pedúnculo de caju (Pinheiro, 2011).

Com área estimada em aproximadamente 700.000 ha, a agroindústria do caju

possui um papel de destaque na economia das regiões produtoras, sendo o Nordeste a

principal região de cultivo, respondendo por mais de 90 % da produção nacional

(EMBRAPA, 2011) e empregando mais de 200 mil pessoas/ano/safra (Castanha-de-caju,

2012). Em termos econômicos, a cadeia produtiva do caju é dominada pela venda da castanha.

Quanto ao pedúnculo, apenas 12 % são processados e não desempenham um papel importante

para a economia local (Lima, 2008; Maruthai, Thangavelu e kanagasabai, 2012). Atualmente,

observa-se a falta de investimento por parte do agricultor no cultivo do caju, causando uma

menor produtividade e gerando castanhas com menor qualidade, colocando assim a cadeia

produtiva do caju em uma grande crise, com origens estruturais e conjunturais (EMBRAPA,

2003; Castanha-de-caju, 2012; Serpa, 2014).

Os efeitos dessa crise são sentidos em pequenas cidades que possuem sua

economia voltada para esse setor, como é o caso do município de Serra do Mel, localizado no

estado do Rio Grande do Norte. Através de projetos implantados pelo governo, a cidade de

Serra do Mel prosperou rapidamente a partir da agroindústria com a cultura do cajueiro,

passando a ser o maior produtor de castanha do estado do Rio Grande do Norte (SEBRAE,

2012). A cidade foi então dividida em vilas comunitárias, as quais possuem base econômica

cooperativista voltada para a produção organizada através do cultivo da terra (IBGEa). Apesar

da grande produção apresentada pelo município de Serra do Mel, a qual chegou a 135.000

toneladas em 2011 (IBGEb), apenas 5% do pedúnculo de caju são aproveitados para

comercialização (CONAB, 2009), o que mostra uma disponibilidade promissora de matéria

prima naquela região.

Assim, o desenvolvimento de produtos com grande valor agregado que utilizem o

caju como matéria prima, possibilitaria uma maior receita para os pequenos produtores (Paula

e Leite, 1998; Pinheiro, 2011; Deenanath, 2013), além de diminuir o desperdício do caju no

campo, agregando não apenas valor econômico, como também, ambientais e sociais, gerando

receitas e melhorias com o capital humano, social e natural do município (Pauli, 1996;

Oliveira, 2009).



Nessa temática, o Grupo de Pesquisa e Desenvolvimento de Bioprocessos

(GPBIO) da Universidade Federal do Ceará (UFC), se destaca em estudos voltados ao

aproveitamento do pedúnculo de caju. O grupo possui diversas publicações sobre o tema,

sendo o pedúnculo, o suco de caju e o bagaço de caju, avaliados como matéria prima na

produção de diferentes produtos de valor agregado como, por exemplo, produção de

biosurfactantes (Rocha et al., 2006; Rocha et al., 2009; Oliveira et al., 2010; Oliveira et al.,

2013a; Rocha et al., 2014b), ácido hialuronico (Oliveira et al., 2005; Oliveira et al., 2013b),

etanol de primeira geração (Honorato et al., 2007; Pacheco et al., 2010; Pinheiro, 2011;

Gondim et al., 2014), etanol de segunda geração (Rocha et al., 2011; Rodrigues et al., 2011;

Costa et al., 2013; Barros, et al., 2014; Costa et al., 2015) e produção de xilitol (Rocha et al.,

2014a). Assim, o GPBIO vem cada vez agregando mais conhecimento e diversificando o uso

de resíduos da agroindústria do caju.

Neste contexto, o presente trabalho objetiva apontar possibilidades para a

agroindústria do caju, agregando valor ao pedúnculo, atuando assim na cadeia da cajucultura.

Como alternativa, foi proposta a utilização do suco extraído do pedúnculo de caju como

cultura complementar à cana-de-açúcar na produção de etanol. Pinheiro (2011) iniciou

estudos no qual avaliou as condições operacionais que influenciaram a produção de etanol a

partir do suco de caju, concluindo que o suco apresentou-se como matéria prima promissora,

uma vez que apresentou rendimentos próximos aos apresentados pela cana-de-açúcar. Assim,

este estudo, buscou avaliar a viabilidade técnico-econômica do projeto de uma biorefinaria

para a produção de etanol a partir do suco de caju, sendo o município de Serra do Mel

selecionado como local de estudo para implantação da biorefinaria. Utilizou-se o VPL, a TIR,

a R/D e o Payback como indicadores de viabilidade econômica para avaliar a viabilidade do

processo.

23 Capítulo 2 – Revisão bibliográfica PINHEIRO, A.D.T


2 REVISÃO BIBLIOGRÁFICA

2.1 Bioenergia

Define-se energia química como a energia fornecida pelas reações químicas, em

que ocorre formação ou quebra de ligações químicas, liberando assim a energia que se

encontra acumulada nos arranjos dos átomos de substâncias (Brown et al., 2005).

Um caso particular de energia química é a bioenergia, que pode ser definida

como a energia produzida a partir de materiais derivados de fontes biológicas. Nesse contexto,

define-se as biomassas como recursos naturais que dispõem de bioenergia, podendo ser

processados para fornecer formas bioenergéticas mais elaboradas e adequadas para o uso final

(European Commission; BNDES, 2008). Resíduos agroindustriais e florestais são exemplos

de biomassa.

A biomassa vegetal que é produzida a partir da reação de fotossíntese depende

essencialmente da energia solar e da presença de água e dióxido de carbono (CO2). Na

formação da biomassa, água e gás carbônico se combinam para a formação de uma molécula

de glicose, que é um açúcar simples, e oxigênio como mostrado na Equação 2.1. A bioenergia

é acumulada em diferentes partes das plantas, geralmente como açúcares, amido ou celulose.

6 H2O + 6 CO2 → C6H12O6 + 6O2 (2.1)

Nessa reação, para se obter 1 Kg de açúcar, se faz necessário cerca de 17,6 MJ

(megajoules) de energia solar, equivalente a cerca de meio litro de gasolina. (BNDES, 2008).

2.2 Fermentação alcoólica

A fermentação é definida como um fenômeno natural, durante o qual certas

matérias primas orgânicas complexas são transformadas em substâncias mais simples. Ela se

deve à ação de leveduras, bactérias e fungos. Tais micro-organismos secretam enzimas,

indispensáveis para a degradação dessas matérias, que serão utilizadas por eles para a

fermentação e para seu desenvolvimento (Leão e Amorim, 2005). Tradicionalmente, os

processos fermentativos, importantes fontes de produtos biológicos, empregados nas

indústrias farmacêutica, química de alimentos, são também conhecidos como bioprocessos



(Oliveira, 2006). Esses processos, conduzidos por micro-organismos, compreendem um

conjunto de operações que incluem a caracterização e o tratamento da matéria-prima, o

preparo do meio de propagação e produção, a esterilização, a transformação do substrato em

produto, bem como, a separação e purificação do produto obtido (Kosaric, 1996). O processo

fermentativo pode ser resumido a partir do fluxograma da Figura 2.1.

Figura 2.1 – Etapas gerais do processo fermentativo genérico

Fonte: Autoria própria.

A fermentação alcoólica é um processo anaeróbico que ocorre com a

transformação de açucares, em etanol e CO2, catalisado por enzimas. Este processo é

realizado principalmente por leveduras, a nível citoplasmático, com o objetivo de produzir

energia a qual será empregada na realização de suas atividades fisiológicas, e ainda para seu

crescimento e reprodução, sendo, o etanol, tão somente, um subproduto desse processo (Lima

et al., 2001).

Segundo Lima et al.(2001), a fermentação alcoólica possui três fases principais:

fase preliminar, tumultuosa e fase final ou complementar. Estas três fases são observadas

especialmente se a fermentação ocorre em batelada clássica. A Figura 2.2 descreve a

fermentação conduzida nas três fases.



Figura 2.2 – Fases observadas durante a fermentação alcoólica conduzido em batelada


Ao se misturar o inóculo (micro-organismo) ao mosto (meio de cultura a ser

fermentado), inicia-se o processo de fermentação alcoólica dos açúcares, iniciando-se a fase

preliminar. Nesta fase, ocorre multiplicação intensa das células, e o açúcar consumido é usado

na reprodução. Há uma pequena elevação da temperatura e baixo desprendimento de dióxido

de carbono. A fase tumultuosa é caracterizada pela grande quantidade de liberação de dióxido

de carbono. É a fase de maior duração, onde há conversão intensa dos açúcares

fermentescíveis. A densidade do mosto diminui e eleva o teor de álcool e a acidez. A

temperatura se eleva rapidamente, sendo fundamental o controle da temperatura nesta fase,

não devendo ultrapassar os 35 ºC. Nessa fase há a formação de espumas. Na fase

complementar há diminuição da fermentação devido à redução dos açúcares. Esta fase é

notável pela redução da temperatura e da liberação de CO2.

A destilação de meios fermentados tornou-se importante no fim do século XV

quando o Dr. Heironimus Bruswick, um então conhecido autor de trabalhos médicos

imprimiu um livro em Strassburg no ano de 1500, intitulado “Líber de Arte Distillandi”, uma

edição mais detalhada e compreensiva, publicada em 1507 e outra em 1512 (Siqueira, 1997).

O álcool era utilizado inicialmente com fins medicinais, pelas suas excelentes

propriedades desinfetantes, anestesiantes, conservantes e curativas. É creditado ao médico

suíço Theophrast Bombast Von Hohenheim, conhecido como Paracelso (1493-1541), o fato

de ter usado pela primeira vez o nome álcool em seus escritos, em que descrevia com detalhes

sua própria concepção de como deveria ser realizada a destilação. Aos poucos os aparelhos de

destilação foram se aperfeiçoando e, em 1796, Lowitz conseguiu obter álcool a 100%,

partindo de um líquido com alta concentração alcoólica, misturado a um desidratante (Leão e

Amorim, 2005).



Embora o homem utilizasse o fermento completamente invisível e desconhecido,

não podia explicar as causas de fenômeno, pela falta de instrumentos capazes de detectar os

minúsculos seres responsáveis por este fenômeno. Isso só seria possível em 1680, quando

Antonie Van Leeuwenhoek conseguiu, pela primeira vez, enxergar, em microscópios que

construíra, os “fermentos”, distinguindo diferentes formas, sem compreender, no entanto, que

eles eram compostos por celular vivas. Aos poucos, novos conhecimentos foram sendo

incorporados. Foi o caso, por exemplo, de Jean Baptiste Van Helmont (1577-1664), médico,

químico e filósofo flamengo. Em 1652, percebeu durante a fermentação a produção de um gás

especial (gaz vinorum), diferente do “espírito do vinho”, ou seja, do álcool, com o qual era

confundido. Logo, a seguir, em 1659, Sylvius de le Boe distinguiu o processo de outras

reações químicas, não só pelos gases que liberava, mas também pela ação de determinados

ácidos. Pouco mais tarde, o alquimista alemão Johann Joachim Becher (1635-1682) ressaltou

que somente líquidos açucarados podiam entrar em fermentação (Leão e Amorim, 2005).

A composição dos compostos orgânicos, no entanto, não era, ainda, bem

compreendida, até a realização das análises sistemáticas de Lavoisier sobre as substâncias

referentes à fermentação. Em suas investigações sobre fermentação alcoólica, Lavoisier

formulou a lei considerada alicerce da química experimental, estabelecendo que “na natureza

ocorrem somente mudanças ou modificações: nada se cria, nada se perde” (Leão e Amorim,

2005).

Para determinar o que acontecia durante a produção de vinho, Lavoisier conseguiu

estabelecer, em Traité Élémentaire de Chimie (1789), as relações ponderais que ligam uma

substância fermentescível – o açúcar- aos produtos da fermentação: o álcool e o dióxido de

carbono. Determinou, também, as proporções centesimais de carbono, de hidrogênio e de

oxigênio das substâncias, cuja presença constatara no líquido fermentado: álcool, ácido

carbônico e ácido acético (Garnier, 1888). Lavoisier relatou sua experiência dessa forma:

“quando a fermentação se completa, o suco de uvas deixa de ser doce e pleno de açúcar para

tornar-se licor ‘vinoso’, que não contém mais açúcar e do qual se pode tirar, por destilação,

um licor inflamável, para o qual adotamos a palavra árabe alkohol” (Barnett, 1998).

Vários foram os autores que tentaram estruturar uma equação que descrevesse o

que ocorria durante a fermentação alcoólica. Admitindo que se poderia negligenciar os outros

produtos da fermentação, além do álcool e do dióxido de carbono, que, na opinião de

Lavoisier, eram os únicos resultados sensíveis, o químico e físico francês Joseph Gay-Lussac

(1778-1850), colega de Thénard na Politécnica de Paris, ofereceu, em 1810, outra

contribuição para esse estudo. Após aperfeiçoar os métodos analíticos, em conjunto com



Thénard, Gay-Lussac revisou os números de Lavoisier, estimando em 1815, que, durante a

fermentação de cem partes de açúcar, 51,34 eram convertidas em álcool, e 48,66 em dióxido

de carbono (Garnier, 1888). Estava reservado, no entanto, a Pasteur resolver, mais tarde,

completa e definidamente, o processo da fermentação.

Atualmente, a equação que representar a fermentação alcoólica é a proposta por

Gay-Lussac e seus colaboradores, apresentada na Equação 2.2. Observa-se que 1 mol de

glicose produz 2 moles de etanol, 2 moles de dióxido de carbono (CO2) e 57 Kcal de energia

(Lehninger et al., 1995; Kolb, 2002).

C6H12O6 → 2CH3CH2OH + 2CO2 + energia (2.2)

2.3 Bioquímica da fermentação alcoólica

A fermentação alcoólica ocorre quando moléculas de glicose são convertidas em

etanol pela ação de leveduras. Essa transformação ocorre devido à necessidade dos micro-

organismos por energia para realizar suas atividades metabólicas (Lora e Venturini, 2012),

sendo a glicose o principal substrato energético (Murray, 2007).

Inicialmente a glicose é convertida a ácido pirúvico (piruvato) através de uma

série de reações catalisadas por enzimas específicas, etapa essa denominada glicólise e

representada pela Equação 2.3.

C6H12O6 → 2CH3COCOO- + 2H2O + 2H+ (2.3)

Caso a reação se processe na ausência de oxigênio, o ácido pirúvico é

descarboxilado gerando acetaldeído e dióxido de carbono, conforme Equação 2.4 (Murray,

2007; Lora e Venturini, 2012).

2CH3COCOO- + H+ → CH3CHO + CO2 (2.4)

Em seguida, o acetaldeído é reduzido a etanol, como mostra a Equação 2.5.

CH3CHO + NAD → C2H5OH + NAD+ (2.5)

Esse processo pode ser generalizado a partir da Equação de Gay-lussac mostrada

na Equação 2.6.



C6H12O6 + 2ADP + 2Pi → 2C2H5OH + 2CO2 + 2ATP + 2H2O + 57 Kcal (2.6)

Contudo, na presença de oxigênio, o ácido pirúvico é oxidado a dióxido de

carbono e água, seguindo assim o ciclo de Krebs mostrado na Equação 2.7. A oxigenação em

processos de fermentação alcoólica ocorre quando se deseja multiplicar as células de micro-

organismo presente no meio ao invés de produzir etanol.

C6H12O6 + 6O2 → 6CO2 + 6H2O+ 38ATP + 668 Kcal (2.7)

A partir da equação de Gay-lussac (Equação 2.6), observa-se que 1 mol de glicose

(180g) produz 2 moles de etanol (92g), 2 moles de dióxido de carbono (88g) e 57 Kcal de

energia. Assim, o rendimento teórico (YP/S) para a produção de etanol é de 0,511 getanol/gglicose

(Tosetto, 2002). Na prática, estima-se que 5 a 10 % do açúcar metabolizado são aproveitados

pelo micro-organismo para a reprodução e manutenção celular, o que implica em rendimentos

reais menores que o valor proposto teoricamente (Lora e Venturini, 2012).

Logo, observa-se que parte do substrato é destinada à geração de produtos

secundários da fermentação, os quais são produzidos como consequência da reprodução e

manutenção celular. Assim, além do etanol e CO2, em condições anaeróbias, a levedura irá

formar glicerol e outros subprodutos que diminuem o rendimento total de etanol. (Lora e

Venturini, 2012). A Figura 2.3 sintetiza a rota metabólica da produção de etanol e

subprodutos.

O glicerol, também conhecido como glicerina, é o produto secundário mais

importante da fermentação alcoólica, desempenhando uma importante função fisiológica, por

se tratar de um protetor osmótico. Durante a fermentação alcoólica o principal papel do

glicerol é equilibrar o potencial de oxidação e redução endocelular da levedura e ainda, atua

como osmoregulador em resposta a altas pressões osmóticas da solução de açúcar na

fermentação (Balli, 2003). De uma maneira geral, a produção de glicerol a partir da glicose é

um neutralizante redox natural do processo, reoxidando o NADH que é produzido durante os

processos de oxidação (Dijken e Scheffers e 1986). Entretanto, o glicerol pode ser formado

em decorrência de estresses físico (pressão osmótica), químico (presença de sulfito no mosto),

e microbiológico (contaminação bacteriana) (Basso, 1994).



Figura 2.3 – Via glicolítica ligada à formação de etanol, glicerol e acetato em Saccharomyces cerevisiae

Fonte: Nevoigt, 2008.

2.4 Fatores que afetam a fermentação

É sabido que o desempenho do processo fermentativo é afetada por condições

operacionais como a temperatura, concentração inicial de substrato (açúcar), concentração de

microrganismo no meio, agitação, dentre outros (Lima et al, 2001). O controle dessas

condições operacionais é de suma importância na obtenção de um produto de qualidade

(Dragone et al., 2011).

2.4.1 Temperatura

A temperatura é considerada um parâmetro de alta relevância, pois influência na

eficiência e desenvolvimento do processo fermentativo (Oliveira, 2006). Para micro-

organismo produtores de etanol a temperatura ideal é considerada a ambiente, em torno de

30°C. As temperaturas ótimas para a produção industrial de etanol situam-se na faixa de 26 a

35ºC, mas, não raramente, a temperatura nas destilarias alcança 38ºC (Lima et al., 2001). Para

temperaturas de incubação menores ou maiores que a ótima, uma diminuição na produção de

etanol é observada (Mohan, Ramesh e Reddy, 2012).

Para Torija et al., (2003) quando o biorreator opera à temperaturas amenas (15 a

20°C) temos um maior rendimento alcoólico, contudo, a obtenção da produção máxima de

etanol torna-se mais demorada. Quando a fermentação ocorre entre 25 e 31°C a taxa inicial de



fermentação é maior, e em temperaturas maiores que 35°C observa-se um decréscimo na

viabilidade celular e uma maior evaporação do álcool. Em seu estudo, Atala et al. (2001)

observou um decréscimo significativo nos parâmetros de produtividade, conversão e

concentração final de biomassa para a fermentação a 40°C. Os danos térmicos para as células

de leveduras resultam do rompimento das ligações de hidrogênio e das interações

hidrofóbicas, promovendo desnaturação das proteínas e ácidos nucléicos (Walker, 1994). O

aumento da temperatura no meio fermentativo favorece a contaminação bacteriana, além de

favorecer a toxicidade da levedura pelo etanol e ocasionar uma maior formação de espuma no

processo (Leão e Amorim, 2005).

Para descrever essa dependência dos parâmetros da fermentação com a

temperatura, Rivera (2006) utilizou a equação de Arrhenius modificada definida na Equação

2.8.

𝑃𝑎𝑟â𝑚𝑒𝑡𝑟𝑜 = 𝐴 × 𝑒𝑥𝑝 (𝐵

𝑇) + 𝐶 × 𝑒𝑥𝑝 (

𝐷

𝑇) (2.8)

onde A e C são constantes, B e D são as energias de ativação divididas pela constante da lei

dos gases (R) e T a temperatura na qual o processo fermentativo foi conduzido.

Dragone et al. (2011) estudaram a influência de diferentes parâmetros

operacionais na fermentação alcoólica, dentre eles a temperatura. Foi observado que a

temperatura entre 25 e 35 °C não influencia o rendimento da fermentação do soro de queijo

por Kluyveromyces fragilis. Já Deenanath et al. (2013), observaram que o rendimento máximo

da fermentação do suco de caju por S. cerevisiae, ocorreu quando a fermentação foi

conduzida a 30 °C, sendo essa a temperatura ótima para o processo.

2.4.2 Concentração de inóculo

As leveduras são os micro-organismos mais importantes na obtenção do álcool

por via fermentativa, sendo as leveduras do gênero Saccharomyces um dos grupos mais

estudados pela comunidade científica (Pacheco, 2010). No Brasil, são comumente utilizadas

como agentes de bioprocessos na panificação, na elaboração de bebidas, como cerveja, vinho,

cachaça e na produção de álcool (Macedo, 1993; Ogawa et al., 2000; Pacheco e Sgarbieri,

2002). Trata-se de um organismo vivo, com múltiplas habilidades metabólicas, podendo

alterar a estequiometria da fermentação em resposta a alterações no meio, com grande



impacto no rendimento do processo (Lima, Basso e Amorim; 2001). A levedura é um micro-

organismo facultativo, em aerobiose transforma parte do açúcar em biomassa, CO2 e água. Já

em anaerobiose, converte os açúcares em etanol e CO2 (Lima et al., 2001). A reprodução

desse micro-organismo se dá basicamente por gemação (brotamento), em que a célula mãe,

após um período de união entre os citoplasmas, dá origem a uma nova célula (Steckelberg,

2001).

Experimentalmente, constatou-se que maiores concentrações de leveduras no

biorreator permitem fermentações mais rápidas, com maior produtividade e controle contra

contaminantes, além de restringir o crescimento do próprio micro-organismo. Deve-se

ressaltar que, para altas concentrações celulares são necessárias elevadas concentrações de

substrato para suportar tal concentração celular. (Oliveira, 2006).

Em seu estudo, Borzani (2006) propôs um novo enfoque sobre o rendimento da

fermentação alcoólica. De acordo com o autor, a influência da concentração celular inicial no

rendimento do processo depende do que se considera etanol produzido. Caso seja avaliada

apenas a concentração de etanol extracelular, ou seja, aquele secretado pelo micro-organismo

no meio de cultura, observa-se que o rendimento da fermentação decresce linearmente quando

a concentração celular inicial aumenta. Caso seja considerado além do etanol extracelular, o

intracelular (retido dentro da célula da levedura), o autor conclui que a concentração de

inóculo não afeta o rendimento do processo fermentativo.

Para Lim et al. (2013), a concentração celular inicial ótima foi obtida quando se

utilizou 10 % (v/v) de célula, sendo observado que concentração superiores (12 %) não

representaram aumento na produção de etanol. Valor bastante diferente ao obtido por Tahir

(2010) que determinou 3 % (v/v) de inóculo como sendo o valor ótimo para a fermentação.

2.4.3 Concentração de substrato

O crescimento celular exibe uma cinética do tipo saturação quando a concentração

do substrato aumenta, conforme modelo de Monod. Em muitas situações, quando a

concentração de açúcar aumenta, extrapola essa região de saturação, passando então a ocorrer

inibição pelo substrato. Logo, observa-se que o sucesso da fermentação depende da

concentração de substrato presente no meio de cultura (Fakruddin et al., 2012).

Thatipamala et al., (1992) observaram que o efeito inibidor provocado pelo

substrato na fermentação alcoólica ocorre quando a concentração supera 150 g.L-1. Segundo

Pinheiro et al. (2011), para a fermentação do suco de caju, a faixa de concentração de



substrato que apresentou melhores resultados encontra-se entre 90 e 130 g.L-1 de substrato

inicial, faixa essa abaixo do valor inibitório proposto por Thatipamala et al., (1992).

2.4.4 Intensidade de agitação

A agitação mecânica é de vital importância para o estudo dos biorreatores, uma

vez que grandes agitações produzem maior dispersão, portanto, provocam maior taxa de

transferência de massa (Shah et al., 2009). A relação entre a transferência de oxigênio e a

intensidade da agitação em um bioreator durante o processo de fermentação foi estudada por

Ahmad et al. (1994), Aldiguier et al. (2004) e Tang et al. (2010), o qual observaram que com

o aumento da agitação, tem-se um aumento na taxa de oxigenação e um aumento na

produtividade.

Os estudos divergem quanto à influência da agitação no rendimento da

fermentação. Shah et al., 2011, estudaram a agitação na faixa de 200 a 500 rpm, evidenciando

assim que 300 rpm em um reator de 150 L é a agitação ótima na fermentação alcoólica,

enquanto que, Mohan, Ramesh e Reddy (2012) propõem que baixas ou elevadas agitações

tem pouca influência no rendimento de etanol. Os autores relatam que a agitação resulta

apenas em uma melhor mistura entre a fermentação, ajudando a manter o gradiente de

concentração entre o interior e o exterior das células, resultando assim em um menor tempo

requerido pelo processo. Em concordância, Liu (2009) relatou que diferentes taxas de

agitação quase não apresentaram diferença óbvia de biomassa e concentração de etanol,

concluindo assim que a taxa de agitação não teve nenhum efeito em sistema de fermentação.

2.5 Caracterização do setor sucroalcooleiro

O Brasil foi o pioneiro na tecnologia de produção de etanol por rota fermentativa,

sendo essa atualmente bastante madura, apresentando assim bons rendimentos (BNDES,

2008). O setor sucroalcooleiro brasileiro apresenta uma grande vantagem em relação a outros

países na produção de biocombustíveis, pois o mesmo dispõe de uma grande disponibilidade

energética renovável, a qual se dá a partir do cultivo da cana-de-açúcar (Fiorillo, 2009).

Cultivada no Brasil em aproximadamente 9.004 hectares, estima-se que a cana-de-açúcar

colhida na safra de 2014/15 esteja em torno de 642,1 milhões de toneladas, das quais serão

gerados 28,66 bilhões de litros de etanol (CONABa, 2014). Nos Estados Unidos a obtenção

do etanol se dá utilizando o milho como matéria prima, enquanto que em alguns países da



Europa a matéria prima utilizada é o trigo e a beterraba. Nesses países, o custo final do etanol

é duas a quatro vezes mais elevadas que no Brasil (BNDES, 2008).

A tecnologia de produção de etanol vem sendo aprimorada a mais de 30 anos,

disponibilizando assim, diferentes configurações para as destilarias. Moura e Medeiros (2008)

reuniram as principais tecnologia utilizadas no processo fermentativo industrial, qualificando

eles em relação à condução do processo (contínuo ou batelada), à forma de recuperação da

levedura (sedimentação ou centrifugação) e à recirculação do micro-organismo (com ou sem

reciclo).

Contudo, Lora e Venturini (2012) ressaltam que a configuração mais utilizada em

processos fermentativos industriais é o processo por batelada com leveduras não floculantes e

que utilizam recirculação do micro-organismo por centrífugas. Os autores descrevem que para

o processo em batelada, são observadas três rotas principais: A rota clássica, na qual o meio

de cultura e o inóculo são adicionados ao mesmo tempo, sendo a levedura ao final do

processo, recuperadas e concentradas para posteriormente ser utilizada como fonte de

proteínas para animais. A segunda rota, Melle-Boinot, diferencia-se por reutilizar parte do

micro-organismo obtido ao final da fermentação em uma nova batelada, após um tratamento

do mesmo com ácido sulfúrico visando descontaminar a levedura do etanol produzido. Já a

terceira rota apresentada pelos autores (alimentação incrementada), consiste na alimentação

da fonte de carbono de forma limitada, sendo a mesma incrementada em função da velocidade

de fermentação e concentração de etanol (Lora e Venturini, 2012).

2.6 Matérias primas para a produção de etanol

O etanol é proveniente de qualquer produto que contenha açúcar ou outro

carboidrato, o qual constitui a sua matéria-prima. A escolha da matéria prima é realizada a

partir de alguns aspectos, tais como volume de produção, rendimento industrial e custo de

fabricação (Figueiredo, 2008). Cana-de-açúcar, milho, mandioca, sorgo sacarino, beterraba e

bagaço de cana, são exemplos de potenciais matérias primas (Lima et al., 2001). Essas podem

ser divididas em duas categorias: as diretamente fermentáveis (açúcares contidos na matéria

prima pode ser convertido diretamente a etanol) e as indiretamente fermentáveis (necessitam

ser hidrolisados a açúcares fermentáveis). Matérias primas que possuem açúcares na forma

sacarina (cana-de-açúcar, sorgo), são consideradas diretamente fermentáveis, enquanto que as

que possuem amido e celulose (milho, batata doce, madeira) necessitam ser hidrolisada, sendo

assim indiretamente fermentáveis (Lin e Tanaka, 2006; Weschenfelder, 2011).



Vários autores estudaram a utilização de diferentes matérias primas na produção

de etanol. Manikandan, Saravanan e Viruthagiri (2008) avaliaram a capacidade de se produzir

etanol da casca da banana. Já Ghaly e El-Taweel (1997), avaliaram o soro do queijo na

produção de etanol por fermentação contínua, enquanto que Neelakandan e Usharani (2009),

Karuppaya et al., (2010), Pinheiro (2011) e Rocha (2010) avaliaram o potencial do caju na

produção de etanol. Para Lima et al. (2001), ao avaliar a utilização de uma certa matéria

prima para uso industrial, deve-se considerar a quantidade de carbono disponível nessa

matéria prima, as condições exigidas pela mesma para seu armazenamento, exigências de pré-

tratamento para extração do substrato, assim como avaliar qual será o comportamento do

meio durante e depois da fermentação.

Neste contexto, vários estudos são reportados na literatura (Rocha et al., 2006;

Pinheiro et al., 2008; Neelakandan e Usharani, 2009; Karuppaya et al., 2010; Rocha, 2010;

Pinheiro, 2011; Talasila et al., 2011; Deenanath, Iyuke e Rumbold, 2012; Maruthai,

Thangavelu e kanagasabai, 2012; Deenanath, Rumbold e Iyuke, 2013) utilizando o pedúnculo

do caju como fonte de matéria prima na produção de etanol.

Raia et al. (2009) deu sua contribuição para o tema estudando a produção de

álcool etílico hidratado utilizando o suco de caju como substrato. Os mesmos fizeram um

estudo cinético da fermentação alcoólica, avaliando as seguintes variáveis: Sólidos solúveis

totais, açúcares redutores totais, pH, acidez total, concentração de etanol e concentração de

biomassa. Alguns resultados obtidos apresentam valores abaixo dos encontrados na literatura

atualmente, como, por exemplo, a produtividade a qual apresentou valor médio de 2,49

g.(L.h)-1. Em seu estudo, Pinheiro (2011) avaliou algumas condições operacionais da

fermentação alcoólica do suco de caju, obtendo produtividades próximas de 4,20g.(L.h)-1.

Raia et al. (2009) também apresentaram uma baixa variação na concentração celular durante a

fermentação, tendo esse fato influência direta na maioria dos resultados obtidos. Possíveis

explicações para esse resultado se dá devido à levedura não apresentar uma boa eficiência.

A fim de realizar um screening estatístico dos componentes do meio na produção

de etanol a partir do suco de caju, Maruthai et al. (2012) avaliaram estatisticamente 50

componentes presentes no suco utilizando o método estatístico de superfície de resposta. O

efeito dos componentes do meio no etanol foi estudado em dois diferentes níveis, o de baixa

concentração e o de elevada concentração, sendo selecionadas como variáveis dependentes as

concentrações (g.L-1) de etanol e célula. Foi observado que a concentração inicial de

substrato influenciou significativamente o crescimento microbiano e a formação do produto.

Resultado semelhante foi obtido por Pinheiro et al. (2008) quando avaliou a influência da



concentração inicial de substrato na produção etanol utilizando suco de caju. Maruthai et al.

(2012) concluíram também que os componentes presentes no meio com significativa

influência eram os açúcares redutores totais, extrato de levedura, sulfato de amônia e extrato

de malte. Valores de máxima concentração de etanol (15,3 g.L-1) e biomassa (6,4 g.L-1)

foram obtidos quando condições (temperatura - 30°C, pH inicial - 6,8) e composição do meio

ótimas foram utilizadas.

Com o intuito de desenvolver um processo econômico e eficiente, Karuppaiya et

al. (2010) otimizaram as variáveis do processo de produção de etanol a partir do suco de caju

utilizando Saccharomyces cerevisiae. Para tanto, os mesmos utilizaram a metodologia de

superfície de resposta (Response Surface Methodology – RSM). Foi feito um estudo fatorial

24 para desenvolver o modelo estatístico para otimizar as seguintes variáveis: composição de

substrato (50 – 90% v/v), pH (5,0 – 7,0), temperatura de incubação (30 – 38°C) e o tempo de

fermentação (36 – 60 h). Foram realizados 31 experimentos com repetição dos pontos

centrais. Os dados obtidos foram submetidos a análise de variância (ANOVA) e analisados

utilizando um polinômio de segunda ordem. Os autores utilizaram reator batelada, contendo 1

litro de suco de caju clarificado, sob agitação de 200 rpm. Os resultados mostram que a

concentração ótima de substrato foi 62% (v/v), o pH ótimo 6,5, a temperatura ótima 32°C e o

tempo de fermentação de 42h. Utilizando as condições ótimas, a máxima concentração de

etanol obtida na fermentação foi de 15,64 g/L.

Neelakandan e Usharani (2009) também estudaram a produção de etanol

utilizando suco de caju clarificado, contudo, os autores utilizaram cepas de Saccharomyces

cerevisiae imobilizadas em alginato. Assim como Karuppaiya et al. (2010), Neelakandan e

Usharani (2009) estudaram os parâmetros de concentração de substrato (6, 7, 8, 9 e 10%), pH

(4, 5, 6, 7 e 8), temperatura (25, 27,5, 30, 32, 32,5 e 35ºC) e estudaram também a

concentração inicial de inóculo (2 a 10% v/v). Os experimentos foram realizados em reator de

fluxo contínuo, com 50 cm de altura e 5 cm de diâmetro. Os resultados revelam que a

concentração de substrato de 10%, pH 6,0, temperatura 32,5°C e concentração de inóculo 8%

(v/v) foram os valores ótimos para esses parâmetros.

Pacheco (2009) além de estudar o potencial do suco de caju na produção de

etanol, avaliou também a capacidade de imobilizar Saccharomyces cerevisiae em suporte de

bagaço de caju. Foram avaliados parâmetros como a produtividade, eficiência, conversão de

substrato/biomassa e conversão de substrato/produto. O autor observou que o suporte de

bagaço de caju atingiu vantagens com relação a adesão e altas densidades celulares, gerando

assim elevadas produtividades (5g/L.h). Quanto aos parâmetros de eficiência e a taxas de



conversão substrato/produto as células imobilizadas atingiram valores similares aos obtidos

com células livres no suco de caju integral (aproximadamente 90% e 0,47, respectivamente).

As células imobilizadas no bagaço de caju mostraram-se aptas a reutilização por no mínimo

10 bateladas consecutivas, se mantendo estável em geladeira por 6 meses.

2.7 Leveduras floculantes

Dentre os micro-organismos utilizados no processo de fermentação alcoólica, o

mais utilizado é a levedura Saccharomyces cerevisiae. Tais leveduras são muito competitivas,

apresentando diversas propriedades que diferenciam sua proliferação, sendo estas: rápido

crescimento celular, consumo eficiente de glicose, boa capacidade de produção de etanol,

além de possuir uma maior tolerância a eventuais estresses ambientais (Piskur et al., 2006).

Em condições de estresse, S. cerevisiae desenvolver uma resposta molecular rápido para

reparar os danos e proteger as estruturas celulares (Estruch 2000).

A levedura realiza a fermentação alcoólica apenas para conseguir energia química

necessária à sua sobrevivência, sendo o etanol apenas um subproduto. Enquanto a

fermentação alcoólica ocorre no citoplasma da célula, a respiração (através da oxidação total

dos açúcares) ocorre na mitocôndria (Amorim et al., 1996).

Nesse contexto, merecem destaque as leveduras S. cerevisiae floculantes, a qual

vem sendo utilizadas desde os anos 80. Ao final do processo, as células juntam-se umas às

outras, formando pequenos flóculos que são depositados no fundo do fermentador, separando

assim o micro-organismo do meio fermentado, causando uma redução nos custos do processo,

uma vez que a centrifugação do meio torna-se desnecessária (Gong et al., 1999). Assim, as

leveduras floculantes são facilmente separadas do meio fermentado, uma vez que a formação

de flóculos é dependente da condição hidrodinâmica dentro do fermentador. A manipulação

de tal condição se dá a partir da intensidade de agitação imposta ao meio (Lei et al., 2007).

Sabe-se que a floculação é controlada pelos genes do grupo FLO, sendo esse um

processo diretamente associado a proteínas. As principais proteínas envolvidas são as lectinas,

conhecidas também como floculinas, que conferem às células a capacidade de formar

flóculos. As floculinas estão localizadas na superfície da parede celular e mediam interações

entre a levedura e resíduos de açúcar presentes na superfície de outras células (Verstrepen et

al., 2003; Verstrepen KJ, Klis, 2006; Galassi, 2007). A partir do momento que os genes FLO

são ativados, inicia-se a formação de floculinas e, consequentemente, inicia-se a floculação

(Stratford, 1992).



Uma característica das leveduras floculantes está em suas baixas taxas de

crescimento celular. Segundo Vicente et al. (1998), tal fato pode ser atribuído a limitações de

transferência de massa resultante da difusividade da glicose dentro do flóculo. Contudo, a taxa

de crescimento é de importância secundária para o rendimento em etanol (Landaeta et al.,

2013)

2.8 Agroindústria do caju

A história do caju no Brasil inicia-se com publicações de um monge naturalista

francês chamado, André Thevet, em 1558. Ele relatou fatos no seu livro “Singularidades da

França Antártica” sobre a primeira dominação francesa no Brasil. Outro monge gaulês esteve

no Brasil em 1557, Jean de Léry, referindo-se também ao caju em seu livro “Viagem a terra

do Brasil”. O primeiro escritor português a descrever o cajueiro foi Pedro Magalhães

Gandavo em 1576, comparou a castanha do caju com a mais saborosa das amêndoas. Outro

pesquisador, Fernão Cardim, em 1548, descreveu que as castanhas podem ser comidas

assadas, cruas e deitadas em água como amêndoas piladas, podendo-se ainda fazer doces

(FROTA, 1988). Presume-se que o cajueiro chegou em Goa, principal colônia de Portugal nas

Índias Orientais, entre 1560 e 1565. Os portugueses levaram a planta para a Índia, entre 1563

e 1578. Depois da Índia foi introduzida no sudeste asiático, chegando à África durante a

segunda metade do século XVI, primeiro na costa leste e depois na oeste e por último nas

ilhas. As primeiras importações de amêndoas de castanha de caju da Índia foram feitas em

1905 pelos Estados Unidos. Em 1941 as exportações indianas de amêndoas de castanha de

caju já alcançavam quase 20 mil toneladas. O valor total de vendas, após agregação de valor,

supera a soma de US$ 2 bilhões (CAJUCULTURA, 2011).

O cajueiro é uma planta rústica, originária do Brasil, sendo típica de regiões de

clima tropical. Nos estados do nordeste brasileiro, a principal espécie de ocorrência é o

Anacadium occidentale L., cujas árvores apresentam pequeno e médio porte, sendo a única

espécie do gênero que é cultivada com finalidade comercial (Sancho, 2006).

A cultura do caju apresenta grande importância para os estados do Ceará, Rio

Grande do Norte e Piauí, sendo a castanha, um dos principais produtos da pauta de

exportação, respondendo por 90 % da produção nacional (EMBRAPA, 2011). Contudo, a

cajucultura pode desaparecer em um prazo médio de cinco anos, caso não haja uma mudança

radical nos tratos com a produção, destacando a valorização do pedúnculo (Serpa, 2011).



Atualmente, a maior parte dos cajucultores comercializa apenas a castanha,

gerando um desperdício de 90% do pedúnculo. Segundo o presidente do Sincaju, valorizar o

pedúnculo é uma das principais formas para salvar a atividade (Mazza, 2010).

A economia da produção de etanol por fermentação é significativamente

influenciada pelo custo da matéria prima, que responde por mais da metade do custo de

produção (Manikandan, Saravanan e Viruthagiri, 2008). Esse fator juntamente com sua

composição rica (açúcares redutores, fibras, vitaminas e sais minerais), torna o suco de caju

(CAJ) um meio de cultura interessante (Maruthai, Thangavelu e kanagasabai, 2012 ; Rocha et

al., 2009) para a produção de etanol. Outra vantagem da utilização do suco de caju na

produção de etanol está na época da safra do fruto. O ciclo produtivo ocorre nos meses de

setembro a janeiro, justamente quando a produção de etanol está em declínio (EPE, 2012). O

suco de caju, matéria prima abundante a partir do mês de setembro, seria mais uma fonte de

açúcares (glicose + frutose) que viria a alavancar a produção de etanol nesses meses de baixa

produção.

2.9 Caracterização do município de Serra do Mel

O cajueiro passou a fazer parte da economia do Rio Grande do Norte em meados

dos anos 70, quando a MAISA (Mossoró Agroindústria S/A) destinou uma área de 12.000

hectares à cajucultura. Nesse período, o Estado brasileiro estimulava o crescimento da

fronteira agrícola em todo o país (SEBRAE/EMPARN/EMATER - RN, 2005). Assim se deu

a colonização de Serra do Mel, a qual ocorreu com a finalidade de absorver a mão de obra

desalojada da indústria extrativa do sal, desempregando milhares de famílias. Para tanto, o

Governo do Estado do Rio Grande do Norte disponibilizou 18.000 hectares a serem divididos

em 5 vilas rurais destinadas ao desenvolvimento da cultura do cajueiro

(SEBRAE/EMPARN/EMATER - RN, 2005; SOBER, 2015).

Com área territorial de 617 Km2, o município de Serra do Mel possui 23 vilas que

possuem economia baseada no cooperativismo, voltada para o cultivo da terra, sendo o

mesmo responsável por grande parte da castanha de caju exportada pelo Rio Grande do Norte

(IBGEa).

A Figura 2.4 retrata a localização geográfica do município de Serra do Mel, no

estado do Rio Grande do Norte, localizado na microrregião de Mossoró. Localizado a 320 Km

da capital Natal, Serra do Mel localiza-se em uma região propícia à cajucultura. O clima é

Semi-árido, com temperaturas médias anuais de 27 °C.



Figura 2.4 – Localização do município de Serra do Mel

Fonte: Google maps.

2.10 Modelagem matemática de bioprocessos

A modelagem matemática de processos busca determinar equações matemáticas

capazes de descrever as relações entre as condições operacionais avaliadas, a partir de um

determinado conjunto de observações experimentais (Schwaab e Pinto, 2007; Mendes, 2012).

O objetivo da modelagem matemática de um processo fermentativo é, portanto,

organizar informações desconexas sobre os eventos em um conjunto coerente, identificar

quais sistemas e interações são relevantes em um sistema, descobrir novas estratégias que

permitam descrever o comportamento do processo em determinadas condições e entender as

características qualitativamente importantes para o processo (Bailey, 1998).

Segundo Gordillo (1996), a modelagem e simulação de processos auxiliam no

entendimento de como o sistema se comporta, no planejamento dos experimentos e no projeto

de estratégias de operação e controle.

Modelos fenomenológicos para processos fermentativos são constituídos por

equações de balanço ou de conservação (de massa, de energia ou de quantidade de movimento

– princípios fundamentais), equações de velocidade (expressões cinéticas que descrevem o

consumo de substrato, geração de células e produtos, etc.) e equações termodinâmicas, que

relacionam as propriedades termodinâmicas do sistema (pressão, temperatura, concentração,

etc.) (Mendes, 2012). Contudo, Nielsen et al. (2003) descrevem como primeira e mais



importante etapa na determinação de modelos matemáticos, a definição da complexidade do

modelo proposto.

Em sua grande maioria, os modelos matemáticos fenomenológicos geram sistema

de equações diferenciais ordinárias ou parciais com um grande número de incógnitas, gerando

assim um grande esforço computacional na sua resolução (Canato, 2007). Nesse sentido,

modelos matemáticos estatísticos vêm sendo utilizados com sucesso por vários autores para

descrever e analisar problemas em que diversos termos independentes (parâmetros

operacionais) influenciam um termo dependente, objetivando assim, otimizar a resposta do

modelo (variável dependente) (Montgomery, 2009; Berrios et al., 2009; Zahed et al., 2010;

Deriase et al., 2012; Dasgupta, 2013; El-Gendy et al., 2013).

No final do século XIX, o termo regressão foi introduzido a partir dos trabalhos

de Galton, os quais buscavam explicar certas características de um indivíduo a partir das

características dos seus pais (Barbetta et al., 2010). No decorrer dos anos, a utilização de

modelos matemático-estatísticos foi sendo aperfeiçoada, tendo atualmente, seu uso aplicado

em diversas áreas de estudo. Modelos empíricos são aqueles construídos a partir de uma

análise estatística dos dados obtidos experimentalmente, de forma que o modelo assumirá a

tendência dos dados experimentais (Finkler, 2003).

Montgomery e Runger (2003) definem a análise de regressão como sendo uma

ferramenta estatística utilizada na modelagem e na avaliação da relação entre duas ou mais

variáveis. Para que o modelo seja considerado aceitável, se faz necessário que o ajuste do

mesmo aos dados experimentais seja considerado estatisticamente representativo dentro de

um nível de confiança estatístico, caso contrário, o modelo é descartado (Nielsen et al., 2003).

Assim, os modelos matemático-estatísticos são classificados como modelos

empíricos, uma vez que tais equações matemáticas são utilizadas sem haver qualquer

pressuposto teórico sobre o processo que justifique sua utilização para descrever as relações

observadas pelos dados experimentais (Schwaab e Pinto, 2007).

2.11 Testes estatísticos

Testes de hipótese são bastante aplicados de forma a garantir as condições de

pressuposto estatístico do ajuste do modelo aos dados experimentais. Dessa forma, para

verificar a qualidade nas estimativas dos parâmetros realizam-se vários testes estatísticos. O

primeiro teste consiste na estatística t-student que é representado pela Equação 2.9:



|𝑡| = |�̂�

𝑒𝑝(�̂�)| > 𝑡𝜇 (2.9)

Na Equação 2.9 ep representa o erro padrão do estimador, o qual é obtido a partir

da raiz quadrada da variância do estimador, μ representa o nível de significância da estatística

com a hipótese nula de que o parâmetro estimado assume o valor igual à zero com (1 − 𝜇)%

de confiança (Hill et al., 2010).

Outro importante teste estatístico consiste na medida de “qualidade do

ajustamento”. Isto porque estamos sempre interessados “em descobrir quão “bem” uma linha

de regressão amostral é adequada aos dados” (Gujarati e Porter, 2008). O coeficiente de

ajustamento é obtido a partir da Equação 2.12:

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2 =∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2+∑(𝜀�̂�)

2 (2.10)

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2=∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2+

∑(𝜀�̂�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2 (2.11)

∑(�̂�𝑖 − �̅�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2⏟

𝑅2

= 1 −∑(𝜀�̂�)

2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2∴ 𝑅2 ∈ [0,1] (2.12)

Conforme o coeficiente R2 calculado (Equações 2.12), o modelo pode ser

explicado a partir dos regressores incluídos. Assim, R2 x (100) estimado representa o valor

percentual cujos regressores do modelo explicam as variações da variável dependente

(Rendimento). Quanto mais próximo de uma unidade o valor calculado situar-se, melhor a

qualidade do modelo cujas variáveis independentes ajudam a explicar.

O próximo teste estatístico consiste em testar a hipótese de variância residual

constante, 𝜎𝜀𝑖2 = 𝜎𝜀

2, ∀𝑖 ∈ {1,2,3,… ,37}. O teste implementado consiste no teste de Breusch-

Pagan / Cook-Weisberg. A primeira etapa consiste em estimar a função variância-residual a

partir das estimativas obtidas na primeira regressão. Em seguida, estima-se uma nova

regressão a partir da variância-residual como função dos valores preditos da variável

dependente (�̂�) e/ou dos regressores do modelo principal. Por fim, o teste consiste em

verificar a hipótese nula do vetor de parâmetros da função variância-residual ser

estatisticamente igual à zero (Hill, 2010):



𝑉𝑎𝑟(𝜀𝑖) = 𝜎𝜀2 ∙ 𝑒𝑥𝑝{ℎ(𝑧𝑖

′𝛾) ∙ 𝜂𝑖} ∴ 𝜂𝑖~𝑁(0, 𝜎𝜂2); 𝑧𝑖 = (�̂�𝑖 , 𝑥𝑖) (2.13)

𝐻0: 𝛾 = 0

A não rejeição da hipótese nula confirma que a variância-residual não é afetada

pelos regressores ou demais influências na predição da variável dependente. Neste caso, a

normalidade garantida na distribuição dos resíduos implica que a matriz de variância-

covariância dos parâmetros estimados da equação principal satisfaz os critérios de eficiência

e, portanto, apresentam variância mínima (teorema de Gauss-Markov) (Cameron e Trivedi,

2005).

Outro importante teste estatístico consiste na significância global do modelo.

Embora a estatística t-student avalia a significância de cada parâmetro, frequentemente existe

a necessidade de avaliar a significância simultânea entre os parâmetros conforme o teste de

hipótese por meio da estatística F, apresentado nas Equações 2.14 e 2.15 (Hill, 2010).

𝐻0: 𝛽1 = 𝛽2 = ⋯ = 𝛽𝑘 = 0 (2.14)

𝐹 =∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2(𝑘 − 1)⁄

∑(𝜀�̂�)2 (𝑛 − 𝑘)⁄

(2.15)

2.12 Ampliação de escala

O desenvolvimento de processos microbiológicos inicia-se em reatores de

pequenas escalas, geralmente em Erlenmeyer ou reatores de bancada, os quais são levantados

os dados principais sobre o processo. Nesta escala são determinados parâmetros chaves do

processo, os quais afetam o rendimento do produto (Marques et al., 2009).

Uma vez que os principais parâmetros que influenciam as condições do processo

fermentativo são determinados e otimizados, estudos de ampliação de escala são realizados

com o intuito de assegurar que tais condições ótimas determinadas anteriormente sejam

reproduzidas em maior escala (Dias e Azevedo, 1999). Os parâmetros selecionados para

scale-up estão compreendidos entre os parâmetros físicos, sendo estes em muitos casos,

combinados uns com os outros para a obtenção de números adimensionais os quais devem ser



mantidos constantes nas diferentes escalas estudadas, estabelecendo assim, critérios de

ampliação de escala (Schmidt, 2005; Najafpour, 2007).

Vários critérios foram propostos para serem utilizados no processo de scale-up

(Hosobuchi e Yoshikawa, 1999; Ju e Chase, 1992; Oosterhuis e Kossen, 1985). Esses exigem

que o parâmetro principal selecionado anteriormente seja mantido constante em diferentes

escalas. Apesar da relevância da ampliação de escala, não existe uma estratégia simples e

uniforme para abordar tal tema, assim, os critérios utilizados na ampliação de escala variam

de processo para processo. Os mais utilizados na indústria de fermentação são:

- Coeficiente volumétrico de transferência de massa, (kLa) (Shin et al., 1996; Flores

et al., 1997);

- Potência por unidade de volume, (P/V) (Pérez et al., 2006);

- Velocidade na extremidade do impelidor (VP) (Zlokarnik, 2002; Paul et al.,2004);

- Número de Reynolds constante (NRe) (Marques, 2009);

- Tempo de mistura (tm) (Junker, 2004).

Independente do critério utilizado na ampliação de escala, espera-se que seja

mantida a semelhança geométrica entre os fermentadores de menor e maior escala, de forma

que todas as relações entre as dimensões importantes sejam mantidas constantes (Rautzen et

al., 1976; Joaquim Jr. et al., 2007).

2.13 Análise econômica do processo

Segundo Viscardi (2005) a avaliação de um projeto pode ser realizada a partir de

diferentes óticas, dependendo dos agentes econômicos interessados. Caso o interessado seja

um agente privado, utiliza-se a ótica privada, e de forma semelhante, se o interessado é a

própria sociedade como um todo, utiliza-se a ótica social, sendo as principais diferenças entre

ambos a tomada de preço e a existência de externalidades positivas ou negativas. Para um

estudo na ótica privada os preços devem ser tomados de acordo com os observados nos

mercados, enquanto que na ótica social usam-se os preços sombra, ou seja, os preços que

seriam observados nos mercados se estes funcionassem em concorrência perfeita.

A localização da planta influi nos custos privados da produção de etanol

basicamente pelo próprio local onde a unidade é construída. Sua distância em relação às

fontes de matérias-primas também influi nos custos da produção do combustível sob a ótica

do investidor.



O local pode afetar os custos através dos investimentos em infra-estrutura básica

(obras civis) e do próprio terreno. Locais afastados quase sempre demandam vultosos gastos

pela necessidade da construção de estradas e vias de acesso, e exigem investimentos em

sistemas de captação de água. Caso a unidade não seja auto-suficiente em energia elétrica,

investimentos adicionais em estações de força e linhas de transmissão devem ser

providenciados (Viscardi, 2005).

A análise econômica não pode ter uma metodologia fixa, pois a resposta

necessária pode ser diferente para cada situação de projeto (Casarotto, 2009). Contudo, para

todas as situações ela constitui um conjunto de indicadores que permitem a comparação por

diferentes critérios. O Valor Presente Líquido (VPL), a Taxa Interna de Retorno (TIR) e o

Tempo de Retorno do Investimento (Payback) estão entre os principais indicadores

considerados na análise de projetos (Corrêa, 2001). A escolha por esse tipo de indicador se

deu pelo fato de apresentarem maior rigor conceitual (Assaf Neto, 2007). A exceção é a

utilização do indicador econômico do tempo de retorno do investimento (Payback), o qual,

não leva em consideração o valor do dinheiro no tempo. Contudo, o mesmo possui grande

importância decisória devido ao fato do mesmo ser um indicador de grande aceitação prática

(Assaf Neto, 2007; Woiler e Mathias, 2008).

O Valor Presente Líquido pode ser entendido como a diferença entre o valor

investido e o valor dos benefícios líquidos, descontados a uma taxa de desconto pré-

determinada, que seria a taxa mínima de atratividade (Silva e Fernandes, 2003). O VPL revela

uma expectativa de ganho de capital acima (se positivo) e abaixo (se negativo) do retorno

mínimo esperado, considerado na taxa de desconto. Recomenda-se a aceitação do

empreendimento quando o VPL esperado for igual ou maior que zero e rejeita-se nos casos

em que o VPL for negativo, por não ser atrativo (Marchetti, 1995).

Calcula-se o VPL pela Equação 2.1:

𝑉𝑃𝐿 =∑𝐹𝐶𝑡

(1 + 𝑖)𝑡

𝑛

𝑡=0

(2.1)

Onde:

VPL = Valor Presente Líquido

FCt = Fluxo de Caixa do período t (receitas – despesas)

FC0 = Investimento inicial do projeto



i = Taxa de desconto (TMA estabelecida pela empresa)

t (1; n) = Período abrangido pelo projeto

O cálculo do VPL considera o valor do investimento inicial e seu custo

alternativo, permitindo assim comparar alternativas de investimento, indicando quanto uma

alternativa é mais atrativa que outra. Essas características fazem do VPL a medida mais

aceitável para decisão em investimento (Júnior, Coelho, Feil, 2008).

A Taxa Interna de Retorno (TIR) pode ser expressa como a taxa de desconto que

iguala a zero o VPL dos fluxos de caixa do projeto, sendo a mesma calculada para determinar

se a rentabilidade do projeto excede uma mínima taxa de retorno aceitável, frequentemente

chamada de taxa de atratividade (Corrêa, 2001). A equação da TIR é representada pela

Equação 2.2.

∑𝐹𝐶𝑡

(1 + 𝑇𝐼𝑅)𝑡

𝑛

𝑡=0

= 𝑉𝑃𝐿 = 0 (2.2)

O cálculo do tempo de retorno de investimento ou Pay-back indica o período de

recuperação do investimento inicial. É obtido calculando-se o número de anos que será

necessário para que os fluxos de caixa futuros acumulados igualem o montante investido

inicialmente no projeto (Júnior, Coelho, Feil, 2008). De acordo com Chabalin (1966), o

Payback pode ser matematicamente descrito de acordo com as Equações 2.3 e 2.4.

𝑃𝑎𝑦𝑏𝑎𝑐𝑘 = 𝑃 (2.3)

De forma que:

∑𝐹𝐶𝑡


𝑃

𝑡=0

≥ 0 𝑒 ∑𝐹𝐶𝑡


𝑃−1

𝑡=0

≤ 0 (2.4)

Assim, observa-se que para determinar o valor do Payback, basta analisar em que

período o sinal do somatório dos fluxos de caixa passa a assumir valor positivo. Uma vez

determinado, se este prazo de recuperação for um período aceitável pelos proprietários, então

o projeto será efetivado, caso contrário será descartado (Fonseca, 2003). O falho nesse



método é utilizá-lo como um critério de rentabilidade, quando na verdade, ele se caracteriza

mais como uma medida de liquidez do capital investido em um projeto (Galesne, 1999).

Os indicadores citados acima devem ser analisados em conjunto, visto que cada

um possui características que permite ao investidor visualizar o retorno econômico do projeto

ao longo do investimento. Assim, tem-se que o VLP dá uma ideia do montante líquido

recebido, a TIR, da rentabilidade por unidade monetária investida e o Pay-back, mostra o

tempo necessário para recuperar o capital investido.

Stefanello et al. (2008) utilizaram como indicadores a taxa interna de retorno, o

valor presente líquido e o payback para avaliar a viabilidade econômica da implantação de

uma micro-usina alcooleira no Rio Grande do Sul. Foi feito um estudo de dimensionamento e

viabilidade de instalação de uma micro-usina atendendo as operações unitárias envolvidas na

produção de etanol em pequena escala, considerando uma cooperativa de 20 produtores e uma

produção de 420 L.dia-1 de etanol. Os autores utilizaram a cana-de-açúcar como fonte de

açúcar para a produção de etanol, considerando também a utilização de outros produtos

amiláceos (tubérculos) para obtenção do etanol em épocas de entressafra da cana-de-açúcar,

bem como a queima do bagaço da cana como biomassa. Para a realização do estudo de

viabilidade, foram considerados os preços atuais do mercado e o custo de oportunidade, sendo

considerados três cenários: um otimista, um normal (situação esperada) e um pessimista. Os

autores obtiveram os seguintes valores para os indicadores de análise econômica:

Investimento= R$ 167.973,83; VPL= R$ 160.186,11 Payback (anos)= 2,2 e TIR=48,31%.

Assim, concluíram que o projeto apresentou viabilidade econômica em todos os cenários

apresentados, diferindo quanto ao Payback que apresenta um maior tempo de retorno de

capital quanto maiores forem os investimentos e menor for o preço pago para a mesma taxa

de financiamento.

Trabalho parecido foi desenvolvido por Canova (2011), a qual avaliou a

viabilidade econômica da implantação de microdestilarias de etanol no Rio Grande do Sul

utilizando como indicadores econômicos VPL, TIR e Payback. A autora comparou a

viabilidade econômica quando utilizou apenas cana-de-açúcar como fonte de substrato e

utilizando a cana-de-açúcar combinada com sorgo sacarino, mandioca e batata doce. A análise

econômica realizada para a produção de etanol a partir apenas da cana-de-açúcar mostrou a

inviabilidade desta cultura. O autor concluiu que a combinação de diferentes matérias primas

pode tornar o processo viável economicamente, mantendo assim a unidade em operação por

um período maior do ano.

47 Capítulo 3 – Análise das condições operacionais que afetam a produção de etanol a partir do suco de caju. PINHEIRO, A.D.T


3 ANÁLISE DAS CONDIÇÕES OPERACIONAIS QUE AFETAM A PRODUÇÃO DE

ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU

Com o objetivo de analisar como os parâmetros operacionais afetam o processo de

produção de etanol, avaliou-se o efeito da temperatura, concentração inicial de inóculo e

intensidade de agitação no processo de produção de etanol.

3.1 Introdução

Diversos fatores afetam o rendimento da fermentação alcoólica, sendo a manutenção

das condições operacionais pré-estabelecidas durante a fermentação, fator limitante do processo,

uma vez que os sistemas fermentativos são bastante sensíveis a mudanças operacionais (Mendes,

2012). Concentração inicial de substrato, temperatura, intensidade de agitação e concentração

inicial de células, são parâmetros que constantemente são alvos de estudos, que buscam obter

seus valores ótimos, uma vez que o controle de tais parâmetros é fundamental durante o processo

(Dragone et al., 2011).

A temperatura afeta diretamente o metabolismo da levedura (Fleet e Heard, 1993;

Torija et al., 2002), podendo promover a formação de metabólitos secundários como o glicerol,

ácido acético e metanol (Lafon-Lafourcade, 1983). Logo, o controle da temperatura do processo

fermentativo pode ajudar a determinar a composição do produto final, controlando a quantidade

de produtos secundários formados (Torija et al., 2002). Estudos realizados (Sherman, 1959;

Chang e Matson, 1972) revelam que a Saccharomyces cerevisiae que é uma levedura mesófila,

consegue crescer bem, em determinadas condições, até aproximadamente 40°C. Para

temperaturas superiores, pode-se evidenciar um decréscimo no crescimento celular, ocorrendo

assim a morte da mesma. Leveduras produtoras de etanol possuem temperatura ideal situada na

faixa de 26 a 35 °C, mas não raramente, a temperatura em destilarias pode alcançar 38 °C (Lima

et al., 2001). Para temperaturas de incubação menores ou maiores que a ótima, uma diminuição

na produção de etanol é observada (Mohan, Ramesh e Reddy, 2012).

Quanto ao uso de agitadores em bioprocessos, sabe-se que eles promovem uma

melhor mistura do caldo fermentativo e, consequentemente, uma melhor absorção dos nutrientes

presentes no meio pelo micro-organismo, beneficiando assim o crescimento e o desempenho do

micro-organismo (Rodmui, Kongkiattikajorn e Dandusitapum, 2008). No caso em que micro-

organismos floculantes são utilizados na fermentação, o uso de agitadores durante o processo é

de suma importância, uma vez que na ausência da agitação, observa-se a floculação do micro-



organismo. Aldiguier et al. (2004) e Shah et al. (2011) estabeleceram uma relação entre a

transferência de oxigênio e a intensidade de agitação do biorreator. Constatou-se que, com o

aumento da agitação, tem-se uma maior taxa de oxigenação e consequentemente, uma maior

transferência de massa. Contudo, a levedura Saccharomyces cerevisiae, micro-organismos

geralmente utilizados na fermentação alcoólica, tem sua rota metabólica modificada em

processos de aerobiose (presença de grandes concentrações de oxigênio), causando assim

diminuição no rendimento da conversão de substrato em etanol (Shah et al., 2011). Assim, a

agitação deve ser realizada de forma que a velocidade dos impelidores homogeneíze o meio sem

causar uma grande dispersão de oxigênio no meio de cultura.

Quanto à concentração inicial de substrato, sabe-se que a mesma modifica a fase lag

do crescimento celular, as taxas de crescimento, concentração final de produto e a conversão do

processo. Baixas concentrações de inóculo podem não ser suficientes para iniciar o crescimento

celular, podendo afetar ainda a produção de etanol (Lim et al., 2013). Já concentrações celulares

iniciais muito elevadas, provocam uma diminuição no rendimento do processo fermentativo

(Falcone et al., 1961), surgindo assim a necessidade de suplementação do meio com nutrientes

para manter as células viáveis (Nagodawithna e Steinkraus, 1976). Logo, faz-se necessário

estudo detalhado para determinar qual a concentração de inóculo ótima a ser utilizada no

processo.

Logo, o objetivo desse capítulo foi avaliar como a temperatura, concentração de

inóculo e velocidade de agitação afetaram a dinâmica de uma população de Saccharomyces

cerevisiae durante a fermentação alcoólica. Dessa forma, estudou-se a influencia da mesma nos

parâmetros de rendimento, produtividade, eficiência, produção máxima de etanol, velocidade

específica de crescimento celular, conversão de substrato em célula e de célula em produto. Os

dados obtidos por Pinheiro (2011) foram utilizados, de modo que a concentração inicial de

substrato presente no suco em cada experimento estivesse dentro da faixa definida como ótima

pelo autor (90 a 130 g.L-1). O suco de caju não foi suplementado com nutrientes, uma vez que o

autor observou que a levedura cresce satisfatoriamente no suco in natura.



3.2 Material e métodos

3.2.1 Micro-organismo

A levedura Saccharomyces cerevisiae (CCA008) utilizada nos ensaios fermentativos

foi obtida a partir do banco de culturas do Laboratório de Microbiologia Agrícola e Molecular –

LACAM –UFSCar, sendo esta uma levedura floculante portadora do gene FLO5α.

3.2.2 Obtenção do suco de caju

O suco de caju utilizado como meio de cultura para o crescimento celular e produção

de etanol foi obtido a partir da prensagem do pedúnculo de caju (Anarcardium occidentale L.),

apresentando concentração inicial de açúcares redutores (glicose + frutose) entre 100 e 120 g.L-1.

Após a extração, o suco foi centrifugado a 6000 rpm por 10 minutos e o seu pH foi ajustado para

4,5 utilizando H2SO4 na concentração de 1 M. A esterilização se deu em autoclave a 110 °C por

10 minutos.

3.2.3 Meio de cultura para manutenção e propagação do micro-organismo

Para a manutenção da levedura, utilizou-se o meio complexo YEPD (Yeast Extract-

Peptone-Dextrose) constituído por: Extrato de levedura 10 g.L-1, Peptona 20 g.L-1, Glicose 20

g.L-1 e Ágar Sabouraud 20 g.L-1. O pH do meio foi ajustado para 4,5 utilizando H2SO4 P.A. e a

esterilização se deu em autoclave (Phoenix, Araraquara, SP, Brasil) a 110 °C por 10 minutos. A

cultura foi mantida em ambiente refrigerado a 4°C em tubos. Para a propagação e obtenção da

concentração de inóculo desejada, preparou-se meio complexo YEPD (Yeast Extract-Peptone-

Dextrose) constituído por: Extrato de levedura 10 g.L-1, Peptona 20 g.L-1 e Glicose 20 g.L-1. O

mesmo foi esterilizado em autoclave a 110 °C por 10 minutos.

3.2.4 Avaliação da temperatura na fermentação alcoólica do suco de caju

A fim de determinar como a temperatura influencia a produção de etanol, estudou-se

a cinética fermentativa do processo de conversão dos açúcares presentes no suco de caju em

etanol, utilizando a levedura floculante Saccharomyces cerevisiae (CCA008). Os ensaios

fermentativos ocorreram nas temperaturas de 26, 30, 34, 38 e 42 °C. O processo fermentativo foi



conduzido em biorreator batelada de 1 L (Tec-Bio, Modelo 1,5, Tecnal, SP, Brasil), utilizando

750 mL de suco de caju, sendo o mesmo ilustrado na Figura 3.1.

Figura 3.1 – Representação esquemática do Biorreator Tec-Bio 1,5 utilizado neste trabalho


Este biorreator consiste em um vaso de aproximadamente um litro de volume útil,

com sistema de aquisição de dados que possibilita controlar algumas variáveis do processo como

temperatura, pH, agitação, aeração e vazão de nutrientes. A fermentação ocorreu com agitação

de 150 rpm e sem aeração. A concentração inicial de substrato utilizada (glicose + frutose) foi de

aproximadamente 100 g.L-1, valor esse próximo à concentração inicial de açucares presente no

suco de caju in natura e dentro da faixa ótima determinada por Pinheiro (2011). A concentração

inicial de células utilizada foi de 5 g.L-1. Acompanhou-se a cinética fermentativa durante 10

horas, na qual amostras foram retiradas em intervalos de 2 horas para posterior análise.

3.2.5 Influência da concentração celular inicial

De posse do valor de temperatura que apresentou o melhor rendimento para a

fermentação, avaliou-se a influência da concentração inicial de inóculo no processo

fermentativo. Foram avaliadas as concentrações iniciais de células de 3, 5, 8 e 10 g.L-1. Os

experimentos foram conduzidos em condições similares às descritas no Tópico 3.2.4, sendo a

temperatura utilizada a que proporcionou o melhor rendimento ao processo avaliado no Tópico

3.2.4. A agitação e a concentração inicial de substrato não foram alteradas.



3.2.6 Efeito da intensidade de agitação

Os ensaios foram conduzidos com velocidade de agitação de 80, 150, 300, 490, 650 e

800 rpm. Novamente, os experimentos foram conduzidos em condições similares às descritas no

Tópico 3.2.4, sendo a temperatura utilizada a que proporcionou o melhor rendimento ao processo

avaliado no Tópico 3.2.4 e a concentração de inóculo a que apresentou melhor rendimento ao

processo avaliado no Tópico 3.2.5, mantendo-se inalterada apenas a concentração inicial de

substrato.

3.2.7 Métodos analíticos

3.2.7.1 Concentração celular

A concentração de biomassa foi realizada pela determinação da densidade óptica

(D.O) a 660 nm, em espectrofotômetro Spectronic® 20 Genesys. O método baseia-se na medida

da turvação do meio em função da quantidade de células em suspensão, possuindo vantagens

como rápida execução e utilização de equipamentos relativamente simples.

3.2.7.2 Concentração de substrato e produto

As concentrações de açúcares (glicose e frutose) e etanol foram quantificadas através

de análise de cromatografia líquido de alta eficiência - CLAE, equipado com um detector de

índice de refração Waters 2414 (Waters, Milford, MA, EUA) e com uma coluna Aminex HPX-

87H (Bio-Rad, Hercules, CA, EUA). Ácido Sulfúrico, H2SO4 5 mmol.L-1 foi usado como fase

móvel na vazão de 0,5 mL.min-1 a 65 °C. O volume de injeção das amostras foi de 20 µL.

3.2.7.3 Cálculo dos Rendimentos e parâmetros cinéticos

Os dados obtidos experimentalmente (concentração de biomassa, substrato e

produto) foram utilizados na determinação dos parâmetros cinéticos da fermentação. A

produtividade volumétrica de etanol (Qp, g.L-1.h-1) foi calculada como a razão da concentração

máxima de etanol obtida (Pmáx, g.L-1) e o tempo de fermentação no qual Pmáx foi alcançado (t, h),

como pode ser observado na Equação 3.1.



𝑄𝑃 =𝑃𝑚á𝑥𝑡 (3.1)

A conversão do açúcar consumido em etanol formado (YP/S, g.g-1) foi definida de

acordo com a Equação 3.2.

𝑌𝑃 𝑆⁄ =𝑑𝑃

−𝑑𝑆 (3.2)

A conversão de substrato consumido em biomassa (YX/S, g.g-1), foi definida de acordo

com a Equação 3.3.

𝑌𝑋 𝑆⁄ =𝑑𝑋

−𝑑𝑆 (3.3)

Já a relação entre a quantidade de produto formado e a concentração celular, pode ser

calculada pela Equação 3.4.

𝑌𝑃 𝑋⁄ =𝑑𝑃

𝑑𝑋 (3.4)

A eficiência da conversão de açúcar em etanol (η, %) foi calculada pela Equação 3.5.

𝜂 =𝑌𝑃 𝑆⁄

𝑌𝑡 × 100 (3.5)

sendo Yt o valor teórico de YP/S (0,511 g.g-1) definido a partir da equação de Gay-lussac.

Já a máxima velocidade específica de crescimento (µmáx), pode ser calculada a partir

do balanço para a célula na fase de crescimento exponencial, como pode ser observado na

Equação 3.6.

µ𝑚á𝑥 =1

𝑋×𝑑𝑋

𝑑𝑡 (3.6)



3.3 Resultados

Os resultados obtidos para os estudos de influência da temperatura, concentração

celular inicial e agitação foram apresentados e discutidos nos Tópicos 3.3.1, 3.3.2 e 3.3.3.

3.3.1 Avaliação da temperatura na fermentação alcoólica do suco de caju

Os resultados experimentais obtidos para os perfis de consumo de substrato,

crescimento celular e formação de etanol para a faixa de temperatura estudada são apresentados

na Figura 3.2. Uma curva de crescimento celular típica, com fase exponencial e estacionária, foi

observada.

Figura 3.2 – Perfil de crescimento celular (a), consumo de substrato (b) e produção de etanol (c) para o processo

fermentativo conduzido a diferentes temperaturas. Fermentação a (■) 26 °C, (●) 30 °C, (▲) 34 °C, (▼) 38 °C e (◄)

42 °C.

0 2 4 6 8 10

4

5

6

7

8

9

10

11

Co

nce

ntr

açã

o c

elu

lar

(g.L

-1)

Tempo (h)

(a)

0 2 4 6 8 10

0

20

40

60

80

100

120

(b)

Co

nce

ntr

açã

o d

e su

bst

rato

(g

.L-1

)

Tempo (h)

0 2 4 6 8 10

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

60

65

(c)

Co

nce

ntr

açã

o d

e p

rod

uto

(g

.L-1

)

Tempo (h)


54 Capítulo 3 – Análise das condições operacionais que afetam a produção de etanol por Saccharomyce cerevisiae. PINHEIRO, A.D.T.


Pinheiro (2011) relatou em seu estudo que os perfis de consumo de glicose e

frutose pela levedura no processo fermentativo do suco de caju, ocorrem com velocidades

semelhantes, possibilitando assim que o consumo de substrato fosse descrito como perfil de

consumo de açúcares redutores totais (ART), ou consumo de substrato (Figura 3.2b).

Quanto ao crescimento celular, observa-se que para as temperaturas de 26 e 42 °C

a levedura apresentou menores taxas de crescimento (Figura 3.2a), sendo obtidos valores de

concentração celular final em torno de 8,1 e 7,7 g.L-1, respectivamente. Quanto às

temperaturas de 30, 34 e 38 °C, as mesmas não apresentaram valores distantes entre si, sendo

a concentração celular final em torno de 8,5 g.L-1 para os experimentos (Figura 3.2a).

Analisando a Figura 3.2b, percebe-se que para a faixa estudada (26 e 42 °C), todo

substrato presente no meio é consumido após 8 horas de fermentação, mostrando assim que a

faixa de temperatura estudada não influenciou a velocidade de consumo de substrato.

Considerando os valores de etanol obtidos ao final do processo, observa-se que a

faixa de temperatura avaliada teve influencia na quantidade de etanol obtido. A concentração

de etanol formado apresentou crescimento com o aumento da temperatura entre 26 e 34 °C,

apresentando valores decrescentes para temperaturas superiores a 34 °C (Figura 3.2c). A

máxima produção de etanol (52,64 g.L-1) foi observada para a temperatura de 34 °C, enquanto

que, a menor produção (32,35 g.L-1) foi obtida quando a fermentação ocorreu a 26 °C. Para as

temperaturas de 30, 38 e 42 °C, a produção de etanol mantém-se próxima a 45 g.L-1.

A partir dos resultados obtidos, pode-se afirmar que temperatura exerceu

influência na fermentação alcoólica do suco de caju, sendo a temperatura de 34 °C a que

conduziu a uma maior concentração de etanol obtido ao final do processo de fermentação

alcoólica do suco de caju utilizando cepa de Saccharomyces cerevisiae, CCA008, portadora

do gene FLO5α (Figura 3.2c).

Avaliou-se também o efeito da temperatura nos parâmetros cinéticos de máxima

velocidade específica de crescimento, conversão de substrato em célula, de célula em produto

e de substrato em produto, nos parâmetros de produtividade, eficiência e produção máxima de

etanol, sendo os resultados apresentados na Tabela 3.1.

Na Tabela 3.1, observa-se que a máxima velocidade específica de crescimento

aparente (µmáx), aumentou com o aumento da temperatura na faixa de 26 a 34 °C, obtendo

assim seu valor máximo (0,158 h-1) para 34 °C. As fermentações a 38 e 42 °C alcançaram

velocidades específicas similares entre si (0,117 e 0,129 h-1, respectivamente), porém,

inferiores à de 34 °C.



Tabela 3.1 – Parâmetros cinéticos e operacionais da produção de etanol utilizando suco de caju como fonte de

substrato por S. cerevisiae para várias temperaturas.

Parâmetros Temperatura

26 °C 30 °C 34 °C 38 °C 42 °C

µmáx (h-1) 0,07 ± 0,00 0,10 ± 0,02 0,16 ± 0,01 0,12 ± 0,01 0,13 ± 0,01

YX/S (g.g-1) 0,033 ± 0,00 0,035 ± 0,004 0,026 ± 0,002 0,038 ± 0,007 0,026 ± 0,004

YP/X (g.g-1) 10,5 ± 0,0 13,3 ± 1,5 19,3 ± 2,1 11,7 ± 2,3 12,4 ± 1,0

YP/S (g.g-1) 0,346 ± 0,00 0,458 ± 0,01 0,504 ± 0,01 0,433 ± 0,01 0,450 ± 0,01

η (%) 67,8 ± 0,0 89,6 ± 0,4 98,6 ± 1,6 84,8 ± 1,3 88,0 ± 0,3

QP (g.L-1.h-1) 3,2 ± 0,0 4,6 ± 0,4 7,1 ± 2,0 4,1 ± 0,5 4,5 ± 0,5

Pmáx (g.L-1) 32,4 ± 0,0 45,9 ± 3,9 52,6 ± 3,2 41,3 ± 4,9 45,3 ± 0,5


Logo, observa-se que a velocidade específica de crescimento aumenta

continuamente até 34 °C, apresentando, em seguida, um decréscimo para temperaturas

superiores. Esse comportamento pode ser explicado pelo fato de a viabilidade celular decresce

com o aumento da temperatura (Ough, 1966; Nagodawithana et al., 1974; Casey et al., 1984;

Torija et al., 2002), diminuindo, consequentemente, a velocidade específica de crescimento.

Estudos encontrados na literatura mostram que esse efeito pode ser explicado, provavelmente,

pelo fato de elevadas temperaturas causarem um maior acúmulo de etanol nas células,

provocando assim uma maior toxidade celular (Nagodawithana et al., 1974; Torija et al.,

2002).

Os valores dos fatores de conversão YX/S, YP/X e YP/S, foram obtidos a partir da

relação das taxas de velocidade em função do tempo. Tais fatores foram calculados por

regressão linear na fase exponencial, uma vez que seus valores não foram constantes ao longo

do tempo (Schmidell et al., 2001).

Para as relações entre as taxas de consumo de substrato e formação de célula

(YX/S) e formação de etanol e crescimento celular (YP/X), observa-se um comportamento

semelhante, contudo, para 34 °C, o valor encontrado para os parâmetros foge da tendência

observada para as demais temperaturas. O valor de 0,026 g.g-1 para o parâmetro de conversão

de substrato em célula encontrado para a temperatura de 34 °C apresenta-se como o menor

valor encontrado para toda a faixa de temperatura estudada. Assim, é possível concluir que,

para essa temperatura, tem-se pouco substrato sendo destinado ao crescimento e manutenção

celular, ou seja, grande parte do substrato é consumida objetivando não o crescimento celular,



mas sim a formação do produto. Diferentemente, a temperatura de 34 °C apresentou valor

superior (19,25 g.g-1) para o parâmetro de conversão de célula em produto, quando comparada

às demais temperaturas estudadas. Logo, quando comparada às demais temperaturas

avaliadas, 34 °C apresenta uma quantidade superior de produto sendo formada a partir de uma

baixa concentração celular, justificando assim o valor superior para esse parâmetro nesta

condição.

Um dos parâmetros de maior importância quando se deseja otimizar a produção

máxima de etanol a partir de uma certa concentração de substrato, é a relação entre a taxa de

consumo de substrato e formação de produto (YP/S). Assim, o rendimento teórico (YP/S) para a

produção de etanol é de 0,511 getanol/gglicose. Para a faixa de temperatura estudada, o valor de

YP/S encontrado que mais se aproximou do teórico foi 0,504 g.g-1, valor esse obtido para a

temperatura de 34 °C. Assim, quando a fermentação foi conduzida a 34 °C, observa-se que o

rendimento do processo fermentativo (98,59 %) e a concentração final de etanol obtida (52,64

g.L-1), são superiores aos valores obtidos para as demais temperaturas estudadas.

Em relação à produtividade (QP), a mesma aumenta no intervalo de 26 a 34 °C, e

em seguida decresce para as temperaturas de 38 e 42 °C. À medida que a temperatura

aumenta, as reações enzimáticas passam a ocorrer com maior velocidade até uma determinada

temperatura em que as proteínas podem sofrer desnaturação (Madigan, Martinko e Parker,

2004). Para o estudo realizado, observa-se que a temperatura de 34 °C foi a temperatura que

apresentou maior produtividade (5,37 g.L-1.h-1), logo, supõe-se que nessa temperatura as

reações enzimáticas ocorreram com maior velocidade.

A temperatura considerada como ótima é definida como a temperatura na qual a

taxa de crescimento celular é a mais elevada, fazendo com que as reações bioquímicas e as

atividades enzimáticas envolvidas na reprodução celular ocorram mais rapidamente (Walsh e

Martin, 1977; Salvadó et al., 2011). Logo, para o presente estudo observa-se que a

temperatura de 34 °C apresentou uma maior quantidade de etanol obtido ao final do processo

(Tabela 3.1). Vários autores (Serra, Strehaiano e Taillandier, 2005; Arroyo-López et al., 2009;

Pinheiro, 2011) também reportaram que a temperatura ótima de crescimento para a S.

cerevisiae foi de 34°C. Salvadó et al. (2011) determinaram as temperaturas cardeais para a S.

cerevisiae, sendo a temperatura ótima de 32,3°C, enquanto que a temperatura máxima para o

crescimento celular encontrava-se em 45,4°C. Em concordância com os resultados

encontrados na literatura, pode-se afirmar que a temperatura de 34°C apresentou-se como

temperatura ideal para a produção de etanol utilizando suco de caju como fonte de substrato.



3.3.2 Influência da concentração celular inicial

As concentrações iniciais de inóculo de 3, 5, 8 e 10 g.L-1 foram avaliadas com o

intuito de encontrar a concentração celular ótima a ser utilizada na fermentação alcoólica do

suco de caju. A Figura 3.3 apresenta os perfis de crescimento celular, consumo de substrato e

formação de etanol durante a fermentação para as diferentes concentrações celulares iniciais

estudadas.

Figura 3.3 – Perfil de concentração celular (a), consumo de substrato (b) e produção de etanol (c) para o processo

fermentativo conduzido a diferentes concentrações iniciais de S. cerevisiae em suco de caju. Fermentação com

(■) 3 g.L-1, (●) 5 g.L-1, (▲) 8 g.L-1 e (▼) 10 g.L-1 de inóculo.

0 2 4 6 8 10

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

Co

nce

ntr

açã

o c

elu

lar

(g.L

-1)

Tempo (h)

(a)

0 2 4 6 8 10

0

20

40

60

80

100

120

(b)

Co

nce

ntr

açã

o d

e su

bst

rato

(g

.L-1

)

Tempo (h)

0 2 4 6 8 10

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

60

(c)

Con

cen

traçã

o d

e et

an

ol

(g.L

-1)

Tempo (h)




De acordo com a Figura 3.3 (a), observa-se que quando 3 g.L-1 de inóculo foi

utilizado, a concentração celular máxima (Xmáx = 6,94 g.L-1) foi obtida após 8 horas de

fermentação, mantendo-se constante até 10 horas. Já para as concentrações celulares iniciais

de 5, 8 e 10 g.L-1, observa-se que a máxima concentração celular (7,50, 10,42 e 13,28 g.L-1,

respectivamente) foi obtida após 4 horas de fermentação. Assim, conclui-se que um aumento

na concentração de inóculo, resulta em um menor tempo necessário para a obtenção da

concentração celular máxima, haja vista que, com uma maior concentração de células

presentes no meio, o substrato é consumido mais rapidamente e, consequentemente, o micro-

organismo alcança sua concentração máxima em um menor tempo.

Na Figura 3.3 (b), observam-se os perfis de consumo de substrato para as

diferentes concentrações de inóculo estudadas. A concentração de substrato restante no meio

de cultura após 6 horas de fermentação foi 43,7, 7,63, 2,94 e 0 g.L-1 para as concentrações

celulares iniciais de 3, 5, 8 e 10 g.L-1, respectivamente. Logo, observa-se um aumento no

consumo de substrato quando a concentração de inóculo é elevada, haja vista que,

supostamente, se tem um maior número de células viáveis atuando (Oliva et al., 2005 e

Tomas-Pejo et al., 2009), aumentando assim, o rendimento da fermentação. Resultados

semelhantes foram obtidos por Agbogbo (2007), Matsushika e Sawayama (2010), Sevda e

Rodrigues (2011). Para todas as concentrações de inóculo estudadas, os açúcares foram

consumidos completamente após 10 horas de fermentação (Figura 3.3 b).

O perfil de formação de etanol está representado na Figura 3.3 (c). Pode-se

observar que após 10 horas de fermentação, a concentração de etanol obtida foi de 38,2, 53,7,

43,6 e 44,5 g.L-1, para as concentrações celulares iniciais de 3, 5, 8 e 10 g.L-1,

respectivamente, apresentando assim perfis diferente para cada concentração de inóculo

utilizada. Nota-se que, a máxima concentração de etanol foi obtida quando 5 g.L-1 de inóculo

foi utilizado. Para concentrações superiores de inóculo, não são observados aumentos na

produção de etanol, mas sim uma diminuição na mesma (Figura 3.3 c). Esse comportamento

está de acordo com o observado em outros trabalhos (Bajaj et al., 2001; Nowak, 2001;

Kordowska-Waiter e Zdzissla, 2001; Alegre et al., 2003 e Tahir, Aftab, Farasat, 2010, Sevda

e Rodrigues, 2011).

Na Tabela 3.2, são apresentados os resultados do estudo da concentração inicial

de células. Observa-se que com o aumento da concentração de inóculo, a máxima velocidade

específica de crescimento (µmáx) aumenta entre 3 e 5 g.L-1. Para concentrações superiores, o

parâmetro apresenta valores inferiores ao obtido para 5 g.L-1 de inóculo. Assim, 5 g.L-1



mostrou-se como concentração de inóculo que fornece o melhor valor para a máxima

velocidade específica de crescimento celular.

Tabela 3.2 – Influência da concentração celular inicial nos parâmetros de máxima velocidade específica de

crescimento, conversão de substrato em célula, de célula em produto e de substrato em produto, conversão,

produtividade, eficiência e produção máxima de etanol.

Parâmetros Concentração celular inicial

3 g.L-1 5 g.L-1 8 g.L-1 10 g.L-1

µmáx (h-1) 0,11 ± 0,00 0,14 ± 0,01 0,11 ± 0,02 0,11 ± 0,00

YX/S (g.g-1) 0,035 ± 0,002 0,026 ± 0,002 0,031 ± 0,005 0,031 ± 0,00

YP/X (g.g-1) 11,9 ± 0,0 19,3 ± 2,1 13,7 ± 2,0 12,4 ± 0,0

YP/S (g.g-1) 0,417 ± 0,00 0,504 ± 0,01 0,422 ± 0,00 0,388 ± 0,00

η (%) 81,7 ± 0,0 98,6 ± 1,6 82,5 ± 0,1 75,8 ± 0,0

QP (g.L-1.h-1) 3,8 ± 0,0 7,1 ± 2,0 6,8 ± 0,2 11,2 ± 0,0

Pmáx (g.L-1) 38,3 ± 1,1 52,6 ± 2,6 43,6 ± 1,3 44,5 ± 0,0


Os valores dos fatores de conversão YX/S, YP/X e YP/S, foram obtidos a partir da

relação das taxas de velocidade em função do tempo. Tais fatores foram calculados por

regressão linear na fase exponencial, uma vez que seus valores não foram constantes ao longo

do tempo (Schmidell et al., 2001).

Para o fator de conversão que relaciona as taxas de consumo de substrato e

formação de célula (YX/S), observam-se valores próximos para 3, 8 e 10 g.L-1 de inóculo,

enquanto que, para a concentração celular inicial de 5 g.L-1, tem-se um valor bastante inferior

aos observados anteriormente. Logo, supõe-se que uma menor quantidade de substrato está

sendo destinado ao crescimento e manutenção celular quando a concentração celular inicial de

5 g.L-1 é utilizada. Comportamento semelhante foi observado para o desvio metabólico para a

formação de produto em relação à formação de biomassa (YP/X). As concentrações de inóculo

de 3, 8 e 10 g.L-1, apresentaram valores próximos, enquanto que 5 g.L-1, apresentou quase o

dobro do valor encontrado para as outras concentrações. Assim, a concentração celular inicial

de 5 g.L-1 destaca-se das demais por apresentar menor valor de YX/S e maior valor para YP/X,

valores esses que refletem em um melhor rendimento do processo fermentativo (Tabela 3.2).

Da Tabela 3.2, observa-se ainda que, quando a concentração de inóculo aumenta

de 3 a 5 g.L-1, o rendimento é elevado de 81,65 a 98,59%, respectivamente. Contudo, para



concentrações superiores de inóculo, observa-se uma diminuição no valor do rendimento. De

forma semelhante, a concentração máxima de etanol, apresentou um aumento considerável, de

38,25 para 52,64 g.L-1, com o aumento de 3 a 5 g.L-1 de inóculo, respectivamente. Para

concentrações celulares superiores (8 e 10 g.L-1), observou-se um decréscimo na produção

final de etanol (43,59 e 44,50 g.L-1, respectivamente). Em concordância com esses resultados,

Falcone et al. (1961), Talip (2010) e Sevda e Rodrigues (2011), reportaram que o rendimento

do processo fermentativo, também, decresce com o aumento da concentração celular inicial a

partir de um certo valor. Tal fato pode ser atribuído ao comportamento coletivo das células, as

quais passam a atuar como um único organismo multicelular. Esse comportamento é

comumente chamado de quorum sensing (Miller e Bassler, 2001; Keller e Surette, 2006).

Segundo Rumjanek et al. (2004) e Wuster e Madan Badu (2009), quorum sensing

é um processo de comunicação intercelular, no qual uma célula individual sintetiza sinais

moleculares que são detectados por outras células, as quais passam a ter percepção do

tamanho da população. Quando um determinado nível populacional crítico é atingido, as

células passam a atuar em grupo, sendo capaz de organizar comportamentos favoráveis a

sobrevivência da população (Pinto, 2005; Ammor et al., 2008). Logo, analisando os valores

obtidos na Tabela 3.2, pode-se supor que concentrações superiores a 5 g.L-1 de inóculo,

apresentam níveis de concentração celular críticos para a levedura, fazendo com que as taxas

da fermentação sejam modificadas, diminuindo assim o rendimento do processo. Tal

comportamento pode ser observado na Figura 3.4, a qual compara as taxas de crescimento

celular específicas para as diferentes concentrações de inóculo estudadas.

Figura 3.4 – Taxa de crescimento celular específico para diferentes concentrações de inóculo avaliadas na

fermentação alcoólica do suco de caju: (■) 3 g.L-1, (●) 5 g.L-1, (▲) 8 g.L-1 e (▼) 10 g.L-1.

0 2 4 6 8 10

0,00

0,02

0,04

0,06

0,08

0,10

0,12

0,14

(1/X

)(d

X/d

t), (1

/h)

Tempo (h)




A Figura 3.4 apresenta a evolução da velocidade específica de crescimento celular

ao longo do tempo de batelada da fermentação. Analisando as taxas, observa-se um aumento

no valor máximo obtido ao aumentar a concentração de inóculo de 3 para 5 g.L-1. Para valores

de concentração celular superiores, observa-se uma queda no valor máximo, o que remete a

um menor crescimento celular. Possivelmente, tal fato se dá pelo grande número de células

presentes no meio para uma quantidade limitada de substrato, causando assim uma

desaceleração na velocidade específica de crescimento celular.

Quanto à Tabela 3.2, observa-se que os valores da produtividade (Qp) aumentam

com o aumento da concentração de inóculo (Tabela 3.2). Este comportamento era esperado,

haja vista que, com o aumento da concentração celular inicial, tem-se uma maior quantidade

de células aptas a fermentar, logo, a concentração máxima de produto (etanol), será obtida em

um menor intervalo de tempo (Oliva et al., 2005 e Tomas-Pejo et al., 2009). Contudo, apesar

de a concentração de inóculo de 10 g.L-1 propiciar uma maior produtividade, um menor

rendimento (75,84%) foi observado nesta condição.

Assim, ao utilizar 5 g.L-1 de inóculo na fermentação alcoólica do suco de caju,

observou-se um melhor desempenho para o processo fermentativo. O rendimento observado

nessa condição mostrou-se superior aos demais (98,59 %). Para concentrações de inóculo

superiores, obteve-se uma diminuição no rendimento.

3.3.3 Efeito da intensidade de agitação

Por se tratar de uma levedura geneticamente modificada, na qual um gene

floculante foi adicionado, a ausência de agitação ao processo leva as células de S. cerevisiae a

unirem-se umas às outras causando o processo de floculação, promovendo assim a formação

de pequenos flocos que, devido ao peso, decantam no fundo do fermentador, facilitando assim

a separação das células do meio fermentado. Assim, realizou-se um estudo para determinar

como a intensidade de agitação influencia o processo fermentativo.

A Figura 3.4 apresenta o comportamento cinético do crescimento celular (a),

consumo de substrato (b) e formação de produto (c) por Saccharomyces cerevisiae em

biorreator batelada com diferentes velocidades de agitações (80, 150, 300, 490, 650 e 800

rpm).



Figura 3.5 – Efeito da intensidade de agitação no crescimento celular (a), consumo de substrato (b) e produção

de etanol (c) na fermentação alcoólica do suco de caju a 34 °C utilizando S.cerevisiae. (■) 80 rpm, (●) 150 rpm,

(▲)300 rpm, (▼) 490 rpm, (◄) 650 rpm e (►) 800 rpm.

0 2 4 6 8 10

4,5

5,0

5,5

6,0

6,5

7,0

7,5

8,0

8,5

9,0

(a)

Co

nce

ntr

açã

o c

elu

lar

(g.L

-1)

Tempo (h)

0 2 4 6 8 10

0

20

40

60

80

100

120

(b)

Tempo (h)

Co

nce

ntr

açã

o d

e su

bst

rato

(g

.L-1

)

0 2 4 6 8 10

0

10

20

30

40

50

60(c)

Co

nce

ntr

açã

o d

e et

an

ol

(g.L

-1)

Tempo (h)


Observa-se na Figura 3.4 (a), que a concentração celular final obtida aumenta com

o aumento da agitação de 80 a 150 rpm, 300 a 490 rpm, e 490 a 800 rpm. Logo, observa-se

que as intensidades de agitação de 80, 150, 490 e 800 rpm, apresentam diferenças na máxima

concentração celular obtida (7,3, 7,8, 8,1 e 8,4 g.L-1, respectivamente), comprovando assim

que aumentos na agitação beneficiam o crescimento celular (Rodmui, Kongkiattikajorn e

Dandusitapum, 2008).

O perfil do consumo de substrato pode ser observado na Figura 3.4 (b). Observa-

se que o aumento na intensidade de agitação não diminuiu o tempo necessário para consumir

completamente o substrato presente no meio, sendo o mesmo consumido completamente após

8 horas de fermentação. Já o perfil de formação de produto está descrito na Figura 3.4 (c).

Observam-se perfis semelhantes para todas as agitações, contudo, as intensidade de agitação

63 Capítulo 3 – Análise das condições operacionais que afetam a produção de etanol por Saccharomyce cerevisiae PINHEIRO, A.D.T.


que apresentaram a maior concentração de etanol (aproximadamente 55 g.L-1) foram 150 e

300 rpm.

Para uma melhor discussão acerca dos resultados apresentados na Figura 3.4,

sintetizou-se os principais parâmetros do processo fermentativo na Tabela 3.3.

Tabela 3.3 – Influência da intensidade de agitação nos parâmetros fermentativos para a faixa de agitação

avaliada.

Parâmetros Intensidade de agitação

80 rpm 150 rpm 300 rpm 490 rpm 650 rpm 800 rpm

µmáx (h-1) 0,09 ± 0,02 0,10 ± 0,00 0,10 ± 0,03 0,11 ± 0,00 0,12 ± 0,00 0,14 ± 0,02

YX/S (g.g-1) 0,022 ± 0,001 0,023 ± 0,002 0,025 ± 0,003 0,029 ± 0,00 0,030 ± 0,00 0,032 ± 0,004

YP/X (g.g-1) 22,2 ± 0,6 21,8 ± 1,5 20,3 ± 2,7 17,0 ± 0,0 16,1 ± 0,0 13,6 ± 1,2

YP/S (g.g-1) 0,480 ± 0,01 0,504 ± 0,01 0,500 ± 0,01 0,487 ± 0,00 0,474 ± 0,00 0,432 ± 0,01

η (%) 94,0 ± 1,0 98,6 ± 1,6 97,8 ± 0,2 95,4 ± 0,0 92,8 ± 0,0 84,6 ± 2,2

Qp (g.L-1.h-1) 5,1 ± 0,1 5,4 ± 0,5 5,5 ± 0,1 5,3 ± 0,0 4,9 ± 0,0 4,6 ± 0,2

Pmáx (g.L-1) 51,1 ± 1,1 53,7 ± 2,3 55,3 ± 0,6 52,5 ± 0,0 49,4 ± 0,0 45,8 ± 2,4


Na Tabela 3.3, pode-se observar para a máxima velocidade específica de

crescimento (µmáx), comportamento semelhante ao apresentado para o perfil de crescimento

celular (Figura 3.4 a). A velocidade especifica permaneceu praticamente inalterada quando a

intensidade de agitação foi elevada de 80 a 300 rpm. O mesmo comportamento é observado

entre 490 e 650 rpm. Apenas quando o meio é agitado a 800 rpm, percebe-se um pequeno

aumento no valor de máxima velocidade específica de crescimento celular. Logo, para a faixa

de agitação estudada, observou-se que a agitação pouco influenciou no aumento da velocidade

específica de crescimento.

O fator de conversão que relaciona as taxas de consumo de substrato e formação

de célula (YX/S) apresentou aumento nos valores com o aumento da velocidade de agitação.

Inicialmente, testes de ANOVA apontaram que entre 80 e 300 rpm o valor obtido para YX/S

não apresentou alterações significativas, sendo o valor médio de YX/S igual a 0,023 g.g-1.

Contudo, agitações superiores apresentaram aumentos nesse valor, passando de 0,029 g.g-1

(490 rpm) a 0,032 g.g-1 (800 rpm). Assim, pode-se observar que o aumento da intensidade de

agitação causa um desvio metabólico do consumo de açúcares para a formação de célula

(Tabela 3.3). Resultado semelhante foi observado por Ahmad et al. (1994) e Tang et al.

(2010).



Quanto ao desvio metabólico para a formação de produto em relação à formação

de biomassa (YP/X), observa-se comportamento contrário aos obtidos para YX/S. Com o

aumento da agitação tem-se uma diminuição nos valores de YP/X (Tabela 3.3). Logo, conclui-

se que o aumento da agitação tem influência negativa nesse parâmetro, uma vez que o mesmo

passa a apresentar diminuição do valor, o que implica em uma menor quantidade de produto

sendo formada. Assim, observou-se que elevadas agitações foram benéficas ao metabolismo

de crescimento celular, enquanto que baixas e moderadas agitações foram favoráveis para a

produção de etanol.

Analisando o desvio metabólico do consumo de substrato para a formação de

produto (YP/S), da Tabela 3.3, testes de ANOVA apontam que o mesmo permanece inalterada

entre 80 e 300 rpm, mas decresce se a intensidade da agitação for elevada. Os melhores

rendimentos (98,6 e 97,8 %) foram obtidos para as agitações de 150 e 300 rpm,

respectivamente, agitações essas que também apresentaram os maiores valores para YP/S.

Também, as maiores concentrações de etanol (53,7 e 55,3 g.L-1), foram obtidas para as

agitações de 150 e 300 rpm, respectivamente (Tabela 3.3).

Quanto à produtividade (QP), a mesma manteve-se praticamente inalterada em

quase toda a faixa de agitação estudada (80 a 650 rpm), apresentando valor médio de 5,24 g.L-

1.h-1. Apensar para o valor máximo de agitação avaliado (800 rpm), observa-se uma

diminuição nesse valor (aproximadamente 4,6 g.L-1.h-1). Tal fato é reflexo da velocidade

específica de crescimento celular, a qual apresentou aumento significativo apenas para a

agitação de 800 rpm (Tabela 3.3).

Logo, optou-se por adotar 150 rpm como intensidade de agitação a ser utilizada,

uma vez que tem-se um bom rendimento e uma boa produtividade com uma menor potência

requerida (menor gasto de energia), tornando assim o processo mais viável.



3.4 Conclusões

Nesse estudo foi avaliada a influência da temperatura, concentração de inóculo e

agitação na fermentação alcoólica do suco de caju. Observou-se um efeito positivo no

aumento da temperatura (até 34 °C) do processo fermentativo. A concentração de inóculo

utilizada teve efeito direto na máxima velocidade específica de crescimento celular (µmáx),

sendo esse efeito observado no rendimento da fermentação. Quanto à agitação, a mesma é

fundamental para processos com micro-organismos flocutantes. Esse trabalho sugere que

elevadas agitações foram benéficas ao crescimento celular, enquanto que baixas e moderadas

agitações foram favoráveis para a produção de etanol. Entender a influência das condições

operacionais da fermentação é uma informação útil na ampliação de escala do processo.

66 Capítulo 4 – Otimização das condições operacionais da fermentação alcoólica do suco de caju utilizando modelos estatísticos PINHEIRO, A.D.T.


4 OTIMIZAÇÃO DAS CONDIÇÕES OPERACIONAIS DA FERMENTAÇÃO

ALCOÓLICA DO SUCO DE CAJU UTILIZANDO MODELOS ESTATÍSTICOS

Uma vez avaliada a influência das condições operacionais do processo

fermentativo de produção de etanol a partir do suco de caju, faz-se necessário o

desenvolvimento de modelos que sejam capazes de descrever como variações nas condições

operacionais podem influenciar os parâmetros cinéticos da fermentação, visando assim

encontrar os valores ótimos para as condições operacionais estudadas. Neste capítulo, os

resultados serão discutidos acerca da obtenção de modelos que descrevam a influência das

condições operacionais estudadas do Capítulo 3 desta tese.

4.1 Introdução

A otimização dos parâmetros operacionais da fermentação alcoólica é de extrema

importância econômica, uma vez que a utilização de condições ótimas remete à obtenção de

um máximo rendimento para o processo (Bas e Boyaci, 2007; Henderson et al., 2013).

Fatores como o tipo de micro-organismo utilizado, concentração de inóculo, condições de

crescimento do mesmo e as condições de bioconversão, afetam o projeto e o desenvolvimento

do biorreator (Schmidt, 2005; Najafpour, 2007; Marques, Cabral e Fernandes, 2010), sendo

essas informações de suma importância na busca por critérios para uma posterior

implementação do processo em larga escala.

Visando o desenvolvimento do processo em larga escala, deve-se inicialmente

definir os principais parâmetros que influenciam as condições do processo fermentativo,

sendo, em seguida, a influência das condições operacionais do processo descritos e avaliados

por modelos matemáticos (Marques et al., 2010). Esses modelos são propostos de forma a

descrever satisfatoriamente respostas no desempenho da fermentação frente a variações nas

condições operacionais do processo (Dragone, 2011). Utilizando os modelos propostos,

procede-se com a otimização das condições operacionais, fazendo uso de métodos que avalie,

a partir do modelo, o valor ótimo para cada variável do processo.

Em sua grande maioria, os modelos matemáticos fenomenológicos geram sistema

de equações diferenciais ordinárias ou parciais com um grande número de incógnitas, gerando

assim um grande esforço computacional na sua resolução (Canato, 2007). Inicialmente, esse

estudo fez uso de tais modelos para descrever a influência da concentração de substrato,

temperatura, concentração de inóculo e agitação na fermentação alcoólica do suco de caju.



Aplicou-se o balanço para o crescimento celular, consumo de substrato e produção de etano

para o fermentador operando em batelada. Para descrever a cinética do processo, utilizou-se a

equação de Monod, enquanto que a dependência dos parâmetros do modelo com a

temperatura foi descrita pela equação de Arrhenius. Contudo, a representação de todas as

condições operacionais avaliadas a partir do modelo proposto mostrou-se bastante

complicada, haja vista dificuldades como, por exemplo, descrever matematicamente a

influência da agitação no processo. Logo, optou-se por avaliar modelos empíricos.

Nesse sentido, modelos matemáticos estatísticos vêm sendo utilizados com

sucesso por vários autores para descrever e analisar problemas em que diversos termos

independentes (parâmetros operacionais) influenciam um termo dependente, objetivando

assim, otimizar a resposta do modelo (variável dependente) (Montgomery, 2009; Berrios et

al., 2009; Zahed et al., 2010; Moghaddam e Khajeh, 2011; Deriase et al., 2012; Dasgupta,

2013; El-Gendy et al., 2013).

Logo, esse capítulo se deteve a apresentar e discutir modelos estatísticos que

descrevessem o efeito de 4 variáveis independentes em definidas faixas de concentração

inicial de substrato (70 – 170 g.L-1), temperatura (26 – 42 °C), agitação (80 a 800 rpm) e

concentração celular inicial (3 – 10 g.L-1) no rendimento do processo fermentativo. A

simulação dos modelos foram avaliadas considerando 4 critérios estatísticos: estatística t-

student, coeficiente R2, variância dos erros constantes (Breusch-Pagan / Cook-Weisberg) e

teste F.


4.2.1 Amostragem

A amostragem utilizada no desenvolvimento dos modelos empíricos compreendeu

37 experimentos realizados com o intuito de avaliar a fermentação alcoólica do suco de caju,

sendo parte desses apresentados no Capítulo 3 desta tese, e parte extraída do estudo de

Pinheiro (2011), o qual avaliou a influência da concentração inicial de substrato na

fermentação do suco de caju, sendo esses sintetizados na Tabela 4.1. Desses experimentos,

foram extraídas informações relativas ao rendimento da fermentação (ɳ - %) em função das

variáveis independentes, sendo elas: concentração inicial de substratos (S0 – g.L-1),

temperatura (T – °C), concentração inicial de micro-organismo (X0 – g.L-1) e intensidade de

agitação (Agit. – rpm).



Tabela 4. 1 – Matriz dos dados experimentais utilizados para determinar o rendimento máximo do processo.

N°

Experimentos S0 (g.L-1) T (°C) X0 (g.L-1) Agit. (rpm) ɳ (%)

1* 70 30 4 150 82,83

2* 70 30 4 150 85,85

3* 80 30 4 150 83,81

4* 80 30 4 150 83,27

5* 90 30 4 150 93,55

6* 90 30 4 150 90,58

7* 110 30 4 150 89,32

8* 110 30 4 150 93,03

9* 130 30 4 150 84,19

10* 130 30 4 150 87,44

11* 170 30 4 150 70,49

12* 170 30 4 150 75,48

13 100 26 5 150 67,86

14 100 30 5 150 89,28

15 100 30 5 150 89,85

16 100 34 5 150 99,73

17 100 34 5 150 97,45

18 100 38 5 150 83,91

19 100 38 5 150 85,68

20 100 42 5 150 85,67

21 100 42 5 150 82,26

22 100 34 3 150 81,65

23 100 34 5 150 99,73

24 100 34 5 150 97,45

25 100 34 8 150 82,48

26 100 34 8 150 82,59

27 100 34 10 150 75,84

28 110 34 7 80 94,73

29 110 34 7 80 93,28

30 110 34 5 150 99,74

31 110 34 5 150 97,45

32 110 34 4 300 97,92

33 110 34 4 300 97,68

34 110 34 5 490 95,36

35 110 34 5 650 92,82

36 110 34 5 800 83,07

37 110 34 5 800 86,16 * Pinheiro (2011).




4.2.2 Desenvolvimento do modelo de regressão linear

Os modelos de regressão linear avaliados pautaram-se em analisar os efeitos das

condições operacionais do processo sobre o rendimento da fermentação utilizando suco de

caju como fonte de substrato, por meio dos dois modelos propostos inicialmente nas Equações

4.1 e 4.2.

𝐿𝑛(𝑌𝑖) = 𝛼0 +∑𝛼𝑖𝐿𝑛(𝑋𝑖)

𝑘

𝑖=1

+∑𝛼𝑖′𝐿𝑛(𝑋𝑖)

2

𝑘

𝑖=1

+ 𝜀𝑖 (4.1)

𝑌𝑖 = 𝛽0 +∑𝛽𝑖

𝑘

𝑖=1

𝑋𝑖 +∑𝛽𝑖′𝑋𝑖2

𝑘

𝑖=1

+ 𝜗𝑖 (4.2)

onde, Y é a variável dependente ou de saída do modelo (Rendimento - ɳ), k é o número de

experimentos, i o índice que representa o experimento avaliado, 𝛼0 e 𝛽0 os termos

independentes, X1, X2, ....., Xk as variáveis independentes ou de entrada (T, S0, X0 e Agit.)

utilizados em cada experimento, 𝛼𝑖 e 𝛽𝑖 os termos lineares, 𝛼𝑖′ e 𝛽𝑖

′ os termos quadráticos e 𝜀𝑖 e

𝜗𝑖 representam os erros aleatórios, os quais descrevem a incerteza entre os valores preditos e

observados (Moghaddam e Khajeh, 2011), ou seja, capturam todos os demais fatores que

exercem a mínima influência no modelo para o rendimento da fermentação a partir do suco de

caju e que pode ser consideradas desprezíveis do ponto de vista estatístico.

Os parâmetros dos modelos (𝛼0, 𝛽0 𝛼𝑖, 𝛽𝑖, 𝛼𝑖′ e 𝛽𝑖

′) foram estimados a partir dos

dados experimentais coletados para o sistema, sendo o critério utilizado para estimar tais

coeficientes o método dos mínimos quadrados definidos pelo cientista alemão Karl Gauss, o

qual visa minimizar a soma dos quadrados dos desvios das observações em relação ao modelo

de regressão (Moghaddam e Khajeh, 2011).

4.2.3 Testes estatísticos

Testes de hipótese foram aplicados de forma a garantir as condições de

pressuposto estatístico. O primeiro teste consiste na estatística t-student que é representado

pela Equação 4.3:

|𝑡| = |�̂�

𝑒𝑝(�̂�)| > 𝑡𝜇 (4.3)



Outro teste estatístico utilizado consiste na medida de “qualidade do

ajustamento”. O coeficiente de ajustamento é obtido a partir da Equação 4.6:

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2 =∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2+∑(𝜀�̂�)

2 (4.4)

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2=∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2+

∑(𝜀�̂�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2 (4.5)

∑(�̂�𝑖 − �̅�)2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2⏟

𝑅2

= 1 −∑(𝜀�̂�)

2

∑(𝑌𝑖 − �̅�)2∴ 𝑅2 ∈ [0,1] (4.6)

O próximo teste estatístico consiste em avaliar a hipótese de variância residual

constante, o qual é descrito na Equação 4.7.

𝜎𝜀𝑖2 = 𝜎𝜀

2, ∀𝑖 ∈ {1,2,3, … ,37}. (4.7)

𝐻0: 𝛾 = 0

A não rejeição da hipótese nula confirma que a variância-residual não é afetada

pelos regressores ou demais influências na predição da variável dependente.

Por ultimo, avaliou-se a significância global do modelo por meio da estatística F,

apresentado nas Equações 4.8 e 4.9 (Hill, 2010).

𝐻0: 𝛽1 = 𝛽2 = ⋯ = 𝛽𝑘 = 0 (4.8)

𝐹 =∑(�̂�𝑖 − �̅�)

2(𝑘 − 1)⁄

∑(𝜀�̂�)2 (𝑛 − 𝑘)⁄

(4.9)

4.2.4 Otimização

A otimização do modelo se deu derivando parcialmente a função rendimento em

relação a cada argumento avaliado (S0, T, X0 e Agit). A fim de confirmar os valores ótimos

para cada variável independente, construíram-se gráficos de superfícies de respostas para as

variáveis S0, X0, T e Agit em função da variável resposta rendimento (ɳ),



4.2.5 Validação

Com o intuito de validar os resultados obtidos na etapa de otimização, realizou-se

experimentos nas condições propostas como ótimas. A metodologia utilizada foi a mesma

apresentada no Tópico 3.2 do Capítulo 3 desta tese. Para descrever a cinética do processo

fermentativo operando nas condições ótimas, avaliou-se o modelo proposto por Monod

(Equação 4.10).

µ =µmáx × S

KS + S (4.10)

O modelo de Monod é o mais frequentemente utilizado para descrever a relação

entre a velocidade específica de crescimento com a concentração de substrato limitante,

contudo, o mesmo só pode ser utilizado para casos em que não há presença de inibidores de

no meio de cultura, além da ausência de fase lag durante a fermentação (Schmidell et al.,

2001).

Aplicando o modelo de Monod ao balanço de massa do biorreator obtemos as

Equações 4.11, 4.12 e 4.13.

dX

dt= (

µmáx × S

KS + S) × X (4.11)

dS

dt= −(

µmáx × S

KS + S) ×

X

YX S⁄ (4.12)

dP

dt= (

µmáx × S

KS + S) × X × YP X⁄ (4.13)

Os parâmetros cinéticos foram estimados pelo método não-linear de mínimos

quadrados de Marquardt a partir de uma rotina de ajuste desenvolvida em FORTRAN versão

6.1. µmáx e KS são parâmetros obtidos a partir do modelo de Monod, enquanto que YX/S e YP/X

são definidos como fatores de conversão. Os fatores de conversão são definidos como uma

relação entre a velocidade específica de crescimento celular, a velocidade específica de

produção de etanol e a velocidade específica de consumo de substrato.



Para avaliar a qualidade de predição do modelo de Monod, utilizou-se o teste do

desvio padrão residual (Residual Standard Deviation – RSD) sugerido por Cleran et al (1991)

e apresentado na Equação 4.14.

𝑅𝑆𝐷 =∑ (𝑦𝑖 − 𝑦𝑝𝑖)

2𝑛𝑖=1

𝑛 (4.14)

onde yi é o valor da variável encontrado experimentalmente, ypi é o valor predito pelo modelo

matemático e n é o número de pontos experimentais. Os valores de RSD são mais comumente

encontrados na literatura como uma porcentagem da média dos valores experimentais (ӯ),

sendo esse apresentado na Equação 4.15. De acordo com Cleran et al. (1991), para

engenharia de bioprocessos, valores de RSD (%) abaixo de 10% podem ser considerados

aceitáveis. Logo, o modelo pode ser utilizado para predizer a cinética fermentativa do

processo.

𝑅𝑆𝐷(%) =√𝑅𝑆𝐷

ӯ× 100 (4.15)

4.3 Resultados

4.3.1 Avaliação dos modelos estatísticos

Apesar das Equações 4.1 e 4.2 trabalharem com as mesmas variáveis

independentes, tem-se que a análise obtida a partir dos parâmetros do modelo se altera

consideravelmente. No primeiro caso (Equação 4.1), os parâmetros estimados medem um

fator de sensibilidade, que pode ser resumidamente apresentado na Equação 4.16:

𝜕𝐿𝑛(𝑦)

𝜕𝐿𝑛(𝑥)= 𝜖 (4.16)

O valor ϵ, obtido a partir dos parâmetros estimados, representa um coeficiente de

sensibilidade, no qual a variável ‘x’ exerce sobre ‘y’. Ou seja, uma variação de 1% de ‘x’

implica em uma variação de ϵ % sobre ‘y’. Já o segundo modelo (Equação 4.2), centra-se nas

relações em nível das variáveis, de forma que os parâmetros estimados representam escalas

absolutas de impacto dos regressores (variáveis independentes) na variável dependente (Hill

et al., 2010).



A Equação 4.17 apresenta o modelo matemático capaz de representar a variável

resposta (Rendimento), obtido por meio da análise de regressão linear da Equação 4.1 aos

dados experimentais representados pela Tabela 4.1, apresentada no Tópico 4.2.1.

𝐿𝑛(ɳ𝑖) = −76,7 + 6,78 𝐿𝑛(𝑆0𝑖) − 0,73 𝐿𝑛(𝑆0)2 + 35,78 𝐿𝑛(𝑇𝑖) − 5,07 𝐿𝑛(𝑇𝑖)

2

+ 1,87 𝐿𝑛(𝑋0𝑖) − 0,59 𝐿𝑛(𝑋0𝑖)2 + 0,40 𝐿𝑛(𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖) − 0,04 𝐿𝑛(𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖)

2 (4.17)

A Tabela 4.2 mostra os valores estimados da influência que as variáveis S0, T, X0

e Agit exercem sobre o rendimento a um nível de significância estatística de 95%. A análise

do valor de probabilidade (Valor - P) mostrou que os coeficientes das variáveis independentes

são estatisticamente significantes ao nível de 5 %, tanto no termo linear como no termo

quadrático (Tabela 4.2).

Tabela 4.2 – Análises do modelo estatístico apresentado na Equação 4.1 para 95% de confiança. Variáveis

independentes: temperatura (T), concentração inicial de substratos (S0), concentração inicial de micro-organismo

(X0) e agitação (Agit).

Variáveis Coeficientes Erro

padrão t Valor - P

Ln(S0) 6,78 (±1,2) 5,74 5,4E-07

[Ln (S0)]2 -0,734 (±0,13) -5,83 4,0E-07

Ln (T) 35,78 (±3,4) 10,66 1,8E-14

[Ln (T)]2 -5,07 (±0,5) -10,62 2,0E-14

Ln (X0) 1,87 (±0,3) 6,31 7,3E-08

[Ln(X0)]2 -0,588 (±0,09) -6,84 1,1E-08

Ln (Agit) 0,402 (±0,17) 2,31 0,025

[Ln(Agit)]2 -0,041 (±0,02) -2,64 0,011

Constante -76,7 (±6) -12,06 2,0E-16

Observações 37

R2 0,806

Teste Breusch-Pagan/Cook-Weisberg 0,0015

Teste – F 25,90 Fonte: Autoria própria.

Verifica-se que o poder de explicação do modelo revelou-se satisfatório, de forma

que 80,6 % das variações no Ln (ɳ) são explicadas pelas variáveis do modelo. De maneira

semelhante à significância dos parâmetros, o teste de significância global (estatística F)

apresentou rejeitar a hipótese nula de que os parâmetros sejam conjuntamente iguais à zero,



ou seja, os parâmetros obtidos são estatisticamente significativos para representar a resposta

rendimento. Por fim, o teste de variância constante não rejeitou a hipótese nula ao nível de

5%, provando assim a constância nos valores de variância residual. Logo, observa-se que os

resultados obtidos para o efeito das variáveis independentes no rendimento estão de acordo

com o observado no Capítulo 3 desta tese, sendo assim constatada a influência de todas as

variáveis estudadas no rendimento do processo fermentativo.

Portanto, o método estimado apresentou ser eficiente e com variância mínima aos

parâmetros. A adequação do modelo matemático também pode ser constatada qualitativa por

meio da Figura 4.1 que apresenta o gráfico dos dados preditos pelo modelo versus os

observados experimentalmente para o nível de 95 % de confiança.

Figura 4.1 – Gráficos de dispersão: resultados preditos versus observados experimentalmente. As linhas

tracejadas representam o intervalo de confiança com um nível de significância de 95% ( = 0,05)

60 65 70 75 80 85 90 95 100

60

65

70

75

80

85

90

95

100

Val

ore

s pre

dit

os

(%)

Valores observados (%)


A Figura 4.1 apresenta um gráfico de dispersão, o qual fornece uma representação

visual da relação existente entre as variáveis observadas a partir dos dados experimentais e as

variáveis preditas a partir do modelo utilizado. Uma reta de regressão é traçada com a

finalidade de predizer a associação entre as variáveis dentro de um intervalo de confiança (95

%). Nota-se que o modelo apresentou um bom desempenho, uma vez que grande parte dos

pontos está próximo à reta representativa e dentro da faixa do erro estimado para o modelo.

Os pontos que estão fora do intervalo de confiança fazem parte dos dados não ajustados pelo

modelo estatístico obtido, uma vez que o valor do R2 obtido na regressão foi de 80,6 %.



De forma semelhante, a Tabela 4.3 apresenta os valores estimados da influência

que as condições operacionais exercem sobre o rendimento a um nível de significância

estatística de 95 % para o modelo proposto na Equação 4.2, sendo a equação resultando

descrita pela Equação 4.18.

ɳ𝑖 = −343,6 + 0,843 𝑆0𝑖 − 0,004 𝑆02 + 20,8 𝑇𝑖 − 0,301 𝑇𝑖

2 + 11,6 𝑋0𝑖 − 1,1 𝑋0𝑖2

+ 0,034 𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖 − 0,00005,4 𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖2 (4.18)

De acordo com os resultados na Tabela 4.3, os parâmetros apresentaram

significância estatística, com exceção da variável “Agit” e seu termo quadrático “Agit2”.

Percebe-se também, valores não aceitáveis para o erro padrão dessas variável. O poder de

explicação do modelo foi de 77,3 %, enquanto que o teste de variância constante (ou

homocedástica) não rejeitou a hipótese nula, provando assim a constância nos valores de

variância residual. O teste F demonstrou que o modelo é globalmente significativo ao nível de

5 %.

Tabela 4. 3 – Análises do modelo estatístico apresentado na Equação 4.2 para 95% de confiança. Variáveis

independentes: temperatura (T), concentração inicial de substratos (S0), concentração inicial de micro-organismo

(X0) e agitação (Agit).

Variáveis Coeficientes Erro

padrão t Valor - P

S0 0,843 (±0,28) 3,05 0,0049

S02 -0,004 (±0,001) -3,45 0,0018

T 20,8 (±3) 6,43 5,8E-07

T2 -0,301 (±0,05) -6,44 5,6E-07

X0 11,6 (±4) 3,02 0,0054

X02 -1,1 (±0,3) -3,73 0,0008

Agit 0,034 (±0,03) 1,27 0,2151

Agit2 -5,4E-05 (±3E-05) -1,82 0,0802

Constante -343,6 (±55) -6,21 1,1E-06

Observações 37

R2 0,773

Teste Breusch-Pagan/Cook-Weisberg 0,0075

Teste – F 11,95 Fonte: Autoria própria.



Logo, observa-se que o modelo apresentado na Equação 4.18 não representou

satisfatoriamente os dados experimentais, uma vez que uma das variáveis independentes não

apresentou significância estatística. Além disso, de acordo com os resultados obtidos no

Capítulo 3 desta tese, observou-se que a agitação possui influência no rendimento do

processo.

Fazendo um resumo comparativo entre os dois modelos, percebe-se que as

estatísticas de significância global (assim como as significâncias individuais) e poder de

explicação do primeiro modelo (Equação 4.1), apresentaram valores superiores. Isto sugere

que o modelo em ‘Ln’ (Equação 4.1) apresenta uma melhor aderência entre as variáveis,

indicando resultados mais precisos em relação ao modelo com variáveis em nível. Logo,

procedeu-se com a etapa de otimização dos parâmetros operacionais a partir do modelo

proposto na Equação 4.1, sendo a variável agitação desconsiderada.

4.3.2 Otimização dos parâmetros operacionais

A Equação 4.19 descreve o modelo matemático capaz de representar a variável

resposta (Rendimento), obtido por meio da análise de regressão linear dos dados

experimentais representado pela Equação 4.1, apresentada no Tópico 4.2.2.

𝐿𝑛(ɳ𝑖) = −76,7 + 6,78 𝐿𝑛(𝑆0𝑖) − 0,73 𝐿𝑛(𝑆0)2 + 35,78 𝐿𝑛(𝑇𝑖) − 5,07 𝐿𝑛(𝑇𝑖)

2

+ 1,87 𝐿𝑛(𝑋0𝑖) − 0,59 𝐿𝑛(𝑋0𝑖)2 + 0,40 𝐿𝑛(𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖) − 0,04 𝐿𝑛(𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖)

2 (4.19)

Dessa forma, com intuito de obter os valores ótimos para as variáveis

independentes frente à resposta rendimento (dependente) utilizando o modelo obtido, derivou-

se parcialmente a função rendimento com relação a cada argumento avaliado (X0, S0 e T).

Tomando este conceito na aplicação da Equação 4.1, pode-se estimar a sensibilidade média de

cada regressor (parâmetro) do modelo sobre a variável dependente (Rendimento - ɳ).

As Equações 4.20, 4.21 e 4.22 medem os coeficientes de sensibilidade que

otimizam o rendimento, de acordo com os parâmetros a serem estimados - �̂�. Para garantia de

um máximo no modelo estatístico, o parâmetro vinculado à variável quadrática precisa ser

negativo para garantir as condições de concavidade, �̂�′ < 0.



𝜕𝐿𝑛(ɳ𝑖)

𝜕𝐿𝑛(𝑇𝑖)= �̂�1 + 2�̂�1

′𝐿𝑛(𝑇𝑖) ∴ �̃�𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{− �̂�1 2�̂�1′⁄ } (4.20)


𝜕𝐿𝑛(𝑆0𝑖)= �̂�2 + 2�̂�2

′𝐿𝑛(𝑆0𝑖) ∴ �̃�0𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{− �̂�2 2�̂�2′⁄ } (4.21)


𝜕𝐿𝑛(𝑋0𝑖)= �̂�3 + 2�̂�3

′𝐿𝑛(𝑋0𝑖) ∴ �̃�0𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{− �̂�3 2�̂�3′⁄ } (4.22)

Nível ótimo de concentração inicial de substratos (S0):

𝑙𝑛(𝑅𝑖)

𝑙𝑛(𝑆0𝑖)= 6,782 − 1,468 Ln(𝑆0𝑖) = 0 ∴ �̃�0𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{6,782 1,468⁄ }.

Assim, o nível da variável independente (�̃�0𝑖) que otimiza a variável dependente

(rendimento) consiste em �̃�0𝑖 = 101,5 g/L .

Nível ótimo de temperatura (T):

𝑙𝑛(𝑅𝑖)

𝑙𝑛(𝑇𝑖)= 35,778 − 10,139 Ln(𝑇𝑖) = 0 ∴ �̃�𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{35,778 10,139⁄ }.

O nível da variável independente (�̃�0𝑖) que otimiza a variável dependente

(rendimento) consiste em �̃�0𝑖 = 34,1 °C .

Nível ótimo de concentração inicial de micro-organismo (X0):

𝑙𝑛(𝑅𝑖)

𝑙𝑛(𝑋0𝑖)= 1,870 − 1,176 Ln(𝑋0𝑖) = 0 ∴ �̃�0𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{1,870 1,176⁄ }.

Logo, o nível da variável independente (�̃�0𝑖) que otimiza a variável dependente

(rendimento), consiste em �̃�0𝑖 = 4,9 g/L .



Nível ótimo de intensidade de agitação (Agit.):

𝑙𝑛(𝑅𝑖)

𝑙𝑛(𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖)= 0,402 − 0,0816 Ln(𝑋0𝑖) = 0 ∴ �̃�0𝑖 = 𝑒𝑥𝑝{0,402 0,0816⁄ }.

Portanto, o nível da variável independente (𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖) que otimiza a variável

dependente (rendimento), consiste em 𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖 = 137,9 rpm .

Dessa forma, a Tabela 4.4 apresenta o valor de rendimento para os níveis ótimos

acima calculados. Logo, percebe-se que ao conduzir a fermentação a 34 °C, em meio

contendo aproximadamente 102 g.L-1 de substrato e utilizando 4,9 g.L-1 de concentração

celular inicial, o rendimento máximo será obtido para a fermentação, estando esse em torno

de 100 %.

Tabela 4. 4 – Valor do rendimento para as variáveis otimizadas.

Variáveis Valores ótimos obtidos

�̃�0𝑖 102 g.L-1

�̃�𝑖 34 °C

�̃�0𝑖 5 g.L-1

𝐴𝑔𝑖𝑡𝑖 138 rpm

ɳ̃𝒊 100


A fim de confirmar os valores ótimos para cada variável apresentada na Tabela

4.4, construiu-se as superfícies respostas para as variáveis S0, T, X0 e Agitação em função da

variável resposta rendimento (ɳ), na qual pode ser observada nas Figuras 4.2, 4.3 e 4.4. Os

resultados indicam claramente a existência de um valor de máximo para a variável resposta

rendimento.



Figura 4.2 – Superfície de resposta que descreve o efeito da temperatura e da concentração celular inicial no

rendimento da fermentação, sendo a concentração de substrato e a agitação fixadas no ponto ótimo



rendimento da fermentação, sendo a concentração de inóculo e a agitação fixadas no ponto ótimo





rendimento da fermentação, sendo a concentração de inóculo e de substrato fixadas no ponto ótimo


Analisando as Figuras 4.2, 4.3 e 4.4, observa-se que a região indicada pelo tom

mais escuro de vermelho corresponde à combinação da temperatura e concentração celular

inicial (4.2), combinação da temperatura e concentração de substrato (4.3) e (c) combinação

da agitação e temperatura (4.4), que proporcionam um rendimento ótimo ao processo

fermentativo. Logo, as regiões de máximo observadas nos gráficos de superfície apresentam

valores de ótimo iguais (ou próximas) aos citados na Tabela 4.4.

4.3.3 Validação

Com o objetivo de validar o resultado do modelo estatístico proposto na Equação

4.19, realizou-se um novo experimento nas condições operacionais ótimas obtidas no Tópico

4.3.2, sendo aplicado o modelo cinético de Monod para avaliar a cinética do processo

fermentativo. Optou-se por trabalhar com esse modelo uma vez que, Pinheiro (2011)

observou que o modelo de Monod se ajusta bem aos valores de concentração de substrato aqui

utilizados. Para tanto, a fermentação foi conduzida utilizando os valores ótimos de

temperatura (34 °C), concentração inicial de célula (4,9 g.L-1), concentração inicial de

substrato (102 g.L-1) e agitação (140 rpm). O ajuste do modelo de Monod aos dados

experimentais pode ser observado na Figura 4.5.



Figura 4. 5 – Dados experimentais e simulados pela equação de Monod para a fermentação em batelada. Os

dados experimentais são: (■) concentração de substrato (glicose + frutose) (g.L-1); (●) concentração de etanol

(g.L-1); (▲) concentração celular (g.L-1)

0 2 4 6 8 10

0

20

40

60

80

100

120

Con

cen

traçã

o C

elu

lar

(g.L

-1)

Con

cen

traçã

o d

e S

ub

stra

to e

Pro

du

to (

g.L

-1)

Tempo (h)

0

2

4

6

8

10


Analisando a curva de crescimento celular apresentada na Figura 4.6, observa-se

que o modelo de Monod conseguiu descrever de maneira eficiente o comportamento da

mesma. Contudo, esse resultado já era esperado, uma vez que a equação de Monod consegue

predizer o crescimento celular quando se têm ausência de fase lag na fermentação. Observa-se

ainda, que o modelo também prediz de maneira satisfatória o consumo de substrato e a

formação do produto, comprovando assim, que fermentações com aproximadamente 100 g.L-1

de substrato inicial, não apresentam efeitos inibitórios (Pinheiro, 2011).

Para caracterização da qualidade do modelo, foi utilizado o teste do desvio padrão

residual (Residual Standard Deviation – RSD) o qual fornece uma indicação da precisão do

modelo utilizado, como sugerido por Cleran et al (1991). A Tabela 4.5 apresenta os valores de

RSD determinados para as temperaturas estudadas.

Tabela 4.5 – Desvio padrão residual (RSD) escrito como o percentual da media dos valores experimentais,

utilizado para caracterizar a qualidade da predição do modelo de Monod.

Variável de saída RSD (%)

X 0,7

S 2,5

P 0,8 Fonte: Autoria própria.

A partir da Tabela 4.5, observa-se valores de RSD igual a 0,7 % para a célula; 2,5

% para a concentração de substrato e 0,8 % para o produto. Logo, os valores calculados na



Tabela 4.5, apresentam-se bastante satisfatórios, haja vista que, para engenharia de

bioprocessos, o RSD (%) deve ser inferior a 10 % (Cleran et al.,1991). Assim, pode-se

afirmar que, o modelo de Monod apresentou-se apto para predizer a cinética fermentativa do

processo de produção de etanol utilizando suco de caju como fonte de substrato.

Os parâmetros cinéticos obtidos para o modelo são apresentados na Tabela 4.6, na

qual se observa os valores obtidos para os parâmetros da equação de Monod, µmáx (h-1) e Ks

(g.L-1), e os valores dos parâmetros de conversão (YX/S, YP/X e YP/S) do balanço.

Tabela 4.6 – Valores dos parâmetros cinéticos obtidos para o modelo de Monod.

Parâmetro Valor

µmáx (h-1) 0,0966 ± 0,005

Ks (g.L-1) 6,31 ± 0,7

YX/S (g.g-1) 0,0323 ± 0,002

YP/X (g.g-1) 15,57 ± 0,7

YP/S (g.g-1) 0,505 ± 0,06


Assim, os valores de condição operacional ótima obtido pelo modelo de Monod

mostram que, quando a fermentação alcoólica foi conduzida com concentração inicial de

substrato próxima de 102 g.L-1, temperatura de 34 °C, concentração celular inicial próxima de

5 g.L-1 e agitação de 140 rpm, o máximo rendimento do processo será obtido, apresentando

valor igual a 98,8 %. Observa-se que o rendimento obtido a partir do modelo de Monod,

encontra-se próximo ao obtido pelo modelo Estatístico, comprovando assim a qualidade do

modelo estatístico proposto.

4.4 Conclusões

O modelo estatístico mostrou ser uma alternativa confiável para modelar, otimizar

e estudar o efeito interativo das condições operacionais avaliadas para o processo, sendo elas

a concentração inicial de substrato, temperatura, concentração inicial de células e agitação.

Assim, os valores de condição operacional ótima obtido pelo modelo estatístico

mostraram que, quando a fermentação alcoólica for conduzida a concentração inicial de

substrato próxima de 102 g.L-1, temperatura de 34 °C, concentração celular inicial próxima de

5 g.L-1 e agitação de 140 rpm, o máximo rendimento do processo será obtido, apresentando

valor igual a 100 %. Contudo, tal modelo não considera os custos adicionais do processo,

oriundo de se trabalhar no ponto ótimo.

83 Capítulo 5 – Ampliação de escala do fermentador utilizado na produção de etanol a partir do suco de caju. PINHEIRO, A.D.T.


5 AMPLIAÇÃO DE ESCALA DO FERMENTADOR UTILIZADO NA PRODUÇÃO

DE ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU

De posse das condições ótimas a serem utilizadas na condução da fermentação,

obtidas no Capítulo 4 desta tese, partiu-se para a avaliação do aumento no volume do

fermentador. Assim, neste capítulo foi realizado o estudo de ampliação do volume de um

fermentador de 1 litro para 14 litros de volume útil. A fermentação no biorreator de 1 litro foi

conduzida utilizando os valores obtidos como ótimos no Capítulo 4 dessa tese para as

condições operacionais. Para o processo de scale-up, optou-se por utilizar o parâmetro de

constância da potência do agitador pelo volume do reator (P/V) como critério de ampliação de

escala, objetivando alcançar rendimentos próximos nas duas escalas.

5.1 Introdução

A obtenção de informações sobre o efeito das diferentes condições operacionais

no processo fermentativo são de suma importância na busca por critérios para uma posterior

implementação do processo em larga escala. Fatores como o tipo de micro-organismo

utilizado, a concentração de inóculo, as condições de crescimento do mesmo e as condições

de bioconversão afetam o design e o desenvolvimento do biorreator (Schmidt, 2005;

Najafpour, 2007; Marques, Cabral e Fernandes, 2010).

Deve-se inicialmente ter uma caracterização detalhada do processo, identificando

e selecionando quais são os principais parâmetros que afetam o rendimento e a qualidade do

produto para uma subsequente otimização dos mesmos (Schmidt, 2005). Parâmetros de

natureza química incluem variáveis como a composição do meio e alimentação de nutrientes.

Os parâmetros físicos são, por outro lado, condicionados pelos fatores operacionais do

processo, compreendendo esses a temperatura, pH, agitação, oxigênio dissolvido, dentre

outros (Najafpour, 2007; Gill, Appleton, Baganz, Lye, 2008; Brian e Harvey, 2008).

Uma vez que os principais parâmetros que influenciam as condições do processo

fermentativo são determinados e otimizados, estudos de ampliação de escala são realizados

com o intuito de assegurar que tais condições ótimas determinadas anteriormente sejam

reproduzidas em maior escala (Dias e Azevedo, 1999). Os parâmetros selecionados para

scale-up estão compreendidos entre os parâmetros físicos, sendo estes em muitos casos,

combinados uns com os outros para a obtenção de números adimensionais os quais devem ser



mantidos constantes nas diferentes escalas estudadas, estabelecendo assim, critérios de

ampliação de escala (Schmidt, 2005; Najafpour, 2007).

Vários critérios foram propostos para serem utilizados no processo de scale-up

(Hosobuchi e Yoshikawa, 1999; Ju e Chase, 1992; Oosterhuis e Kossen, 1985). Esses exigem

que os parâmetros principais selecionados anteriormente sejam mantidos constantes em

diferentes escalas. Apesar da relevância da ampliação de escala, não existe uma estratégia

simples e uniforme para abordar tal tema, assim, os critérios utilizados na ampliação de escala

variam de processo para processo. Os mais utilizados na indústria de fermentação são o

coeficiente volumétrico de transferência de massa, kLa (Shin et al., 1996; Flores et al., 1997);

potência por unidade de volume (Pérez et al., 2006); velocidade na extremidade do impelidor

(Zlokarnik, 2002; Paul et al.,2004) e o tempo de mistura (Junker, 2004). Contudo, para

reações homogêneas, o parâmetro do consumo de potência por unidade de volume (P/V) é

utilizado com sucesso como critério de ampliação de escala (Oldshue, 1985; Marques et al.,

2009).

O principal objetivo na ampliação de escala está em identificar possíveis

problemas que não foram significativos em menor escala, assim como verificar se o

rendimento do processo fermentativo é mantido (Sccol et al., 2008). Além disso, o custo com

o consumo de energia requerida para agitar o meio de cultura dentro do biorreator é uma

importante consideração na economia do processo fermentativo (Doran, 1995).

Assim, o presente estudo foi realizado com o objetivo de verificar se uma

abordagem matemática específica poderia ser utilizada para prever de forma eficiente as

condições de agitação requerida em biorreatores utilizados para produzir etanol a partir do

suco de caju com diferente capacidade volumétrica. Para tanto, utilizou-se como critério de

scale-up a razão da potência por unidade de volume, visando assim verificar se a utilização da

velocidade de agitação estimada resultaria efetivamente na obtenção de etanol com

características semelhantes em diferentes escalas de produção.

5.2 Materiais e métodos

Os experimentos realizados no estudo de ampliação de escala seguiram a mesma

metodologia apresentada no Tópico 3.2 do Capítulo 3 desta tese.



5.2.1 Caracterização do biorreator

A fim de realizar o projeto de ampliação de escala, utilizaram-se os dados obtidos

no fermentador de bancada de 1L (Figura 3.1) com o intuito de calcular a nova agitação

requerida pelo impelidor empregado em um fermentador de 14L.

5.2.1.1 Fermentador de 1 L

O esquema do fermentador de 1L está descrito na Figura 5.1, a qual apresenta um

reator de vidro com diâmetro (dT) igual a 9,5 cm, sendo o mesmo equipado com dois

impelidores (tipo Rushton e tipo Scaba) equidistantes 6 cm, cada um possuindo seis pás

planas com diâmetro (di) igual a 4,2 cm. Este biorreator consiste em um vaso de

aproximadamente 1 litro de volume útil, que contém uma base de controle que possibilita

controlar algumas variáveis do processo como temperatura, pH, agitação, aeração, vazão de

nutrientes e adição de antiespumantes. Para a fermentação, utilizaram-se 750 mL de suco de

caju como meio de cultura para o crescimento de Saccharomyces cerevisiae.

Figura 5.1 – Esquema com características chaves e dimensões do biorreator encamisado de 1 L utilizado nos

experimentos

Fonte: Autoria própria



5.2.1.2 Fermentador de 14 L

A fermentação realizada no biorreator de 1 L foi reproduzida em um fermentador

com capacidade de 14 L (utilizando 10 L de suco de caju), os quais apresentam similaridade

geométrica. No reator de 14 L (Figura 5.2), foram mantidas constantes todas as condições

operacionais definidas como ótimas para o reator de 1 L, com exceção da taxa de agitação,

que foi ajustada de acordo com o valor de P/V requerido.

Figura 5.2– Esquema com características chaves e dimensões do biorreator encamisado de 14 L utilizado nos

experimentos

-


5.2.2 Desenvolvimento da relação P/V

Considerando que o valor da relação de potência por unidade de volume deve ser

mantido constante para dois reatores com diferentes volumes que possuam similaridade

geométrica, deve-se satisfazer a exigência da igualdade no número de potência entre o reator

de menor e maior volume, conforme Equação 5.1.

(𝑃

𝑉) = 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒 (5.1)

Considerando o reator de 1 L como sendo o “reator 1”, o reator de 14 L como

“reator 2”, e utilizando a constância do consumo de potência por unidade de volume (Equação

5.1), tem-se:



(𝑃

𝑉)1= (

𝑃

𝑉)2 (5.2)

Para sistemas sem aeração no qual o meio de cultura pode ser considerado como

um fluido Newtoniano, a potência requerida (P) para homogeneizar o meio pode ser escrita

em função da velocidade de agitação (N), das características do impelidor (geometria e

diâmetro - Di) e da densidade do fluido (ρ). A equação que relaciona essas variáveis pode ser

escrita em termos do número de potência (Np) é apresentada como Equação 5.3:

𝑁𝑃 =𝑃

𝜌𝑁3𝐷𝑖5 (5.3)

Onde o número de potência (NP) é um fator de proporcionalidade baseado no tipo

de impelidor utilizado, mantendo-se geralmente constante em diferentes escalas quando o

mesmo tipo de fermentador é utilizado (Junker, 2004). Isolando o termo de potência, obtém-

se a Equação 5.4:

𝑃 = 𝑁𝑃𝜌𝑁3𝐷𝑖

5 (5.4)

Logo, a Equação 5.4 expressa que a potência requerida por certo tipo de impelidor

varia proporcionalmente à velocidade (N) utilizada por um impelidor possuindo certo

diâmetro (Di) para agitar um fluido com densidade (ρ). O volume do fermentador cilíndrico,

V, pode ser definido em termos do diâmetro do tanque (DT) e da altura do líquido que ocupa o

reator (HL), como sendo:

𝑉 = 𝜋𝐷𝑇2

4𝐻𝐿 (5.5)

Das correlações utilizadas para projetar biorreatores equipados com impelidores

tipo turbina de Rushton, tem-se as Equaçãoes 5.6 e 5.7 (Doran, 1995).



𝐷𝑇𝐷𝑖= 3 (5.6)

e

𝐻𝐿𝐷𝑖= 3 (5.7)

Logo, o volume pode ser expresso em função apenas do diâmetro do impelidor

(Di) de acordo com a Equação 5.8:

𝑉 = 𝜋(3𝐷𝑖)

2

43𝐷𝑖 (5.8)

que é equivalente a Equação 5.9:

𝑉 = 𝜋27𝐷𝑖

3

4 (5.9)

Assim, substituindo as Equações 5.4 e 5.9 na Equação 5.2, tem-se:

(𝑁𝑃𝜌𝑁

3𝐷𝑖5

𝜋27𝐷𝑖

3

4

)

1

= (𝑁𝑃𝜌𝑁

3𝐷𝑖5

𝜋27𝐷𝑖

3

4

)

2

(5.10)

Equivalente a:

𝑁2 = 𝑁1 × [(𝐷𝑖)1(𝐷𝑖)2

]

23

(5.11)

Portanto, a Equação 5.11 prediz a velocidade de agitação requerida pelo

fermentador 2, utilizando os dados obtidos no reator 1, mantendo o consumo de potência por

unidade de volume constante em ambos.



5.3 Resultados

Inicialmente, definiu-se a razão da potência por unidade de volume (P/V) que

apresentasse maior rendimento para o processo. De posse desse valor, foram realizados novos

experimentos no reator de 14 litros, mantendo constante a razão P/V e as condições

operacionais executadas no fermentador de menor escala. Assim, caso o rendimento obtido no

fermentador maior esteja próximo ao valor obtido para o reator de 1 litro, o processo de

ampliação de escala terá sido realizado com sucesso.

5.3.1 Caracterização da potência do motor no reator de 1L

Inicialmente, estudou-se para o fermentador de menor volume (1 L), como a

potência consumida pelo motor do impelidor varia em função de modificações na intensidade

de agitação do processo (80, 150, 300, 490, 650 e 800 rpm). O resultado pode ser observado

na Figura 5.2, na qual se verifica um crescimento linear do consumo da potência em função

da agitação.

Figura 5.3 – Potência requerida pelo rotor da turbina do reator de 1L

80 160 240 320 400 480 560 640 720 800 880

0

2

4

6

8

10

12

14

16

18

20

22

24

Po

tên

cia

(W

)

Agitação (rpm)


Como observado no Capítulo 03 desta tese, a intensidade da agitação influenciou

no rendimento do processo. Logo, com o intuito de visualizar como o rendimento se comporta

frente a variações na velocidade de agitação ao processo fermentativo, plotou-se um gráfico

de rendimento (%) pela agitação (rpm), o qual pode ser observado na Figura 5.3.



Figura 5.4 – Influência da agitação no rendimento da fermentação utilizando suco de caju como fonte de

substrato, contendo aproximadamente 100 g.L-1 de ART. A fermentação ocorreu em biorreator de 1 litro a 34 °C,

com 5 g.L-1 de inóculo e 100 g.L-1 de substrato.

80 160 240 320 400 480 560 640 720 800

80

82

84

86

88

90

92

94

96

98

100

102

(

%)

Agitação (rpm)


Da Figura 5.3, observa-se que o rendimento do processo aumenta 4,87 % com o

aumento da agitação entre 80 e 150 rpm, e mantem-se constante entre 150 e 300 rpm

(aproximadamente 98 %). Para aumentos na intensidade de agitação entre 490, 650 e 800

rpm, pode-se verificar uma diminuição no rendimento de 2,49; 2,66 e 8,84 %,

respectivamente. Deste modo, conclui-se que as intensidades de agitação que propiciam

melhores rendimentos ao processo são 150 e 300 rpm. Contudo, da Figura 5.3, observa-se que

um aumento na intensidade de agitação entre 150 e 300 rpm, ocasiona um aumento de 25 %

na potência requerida pelo motor. Assim, 150 rpm foi escolhida como melhor agitação, pois

propicia um menor consumo na potência (menor custo ao processo) e um maior rendimento

ao processo.

5.3.2 Determinação da relação potência por unidade de volume

A potência requerida pelo novo impelidor usado no reator de maior volume (14 L)

foi calculada a partir da potencia requerida pelo impelidor do reator em menor escala (1 L).

Para tanto, deve-se correlacionar os dados de potência apresentados na Figura 5.2 com o

volume do fermentador utilizado na aquisição do mesmo, assim como garantir a manutenção

das condições operacionais. A Tabela 5.1 apresenta os valores obtidos para a relação entre o

consumo de potência e o volume do fermentador obtido para o reator de 1 litro.



Tabela 5.1 – Efeito da intensidade de agitação na relação P/V obtida para o fermentador de 1 litro.

Agitação

(rpm)

Potência

(W)

P/V

(kW/m3) Rendimento (%)

80 7 9,33 94,01 ± 1,0

150 8 10,67 98,59 ± 1,6

300 10 13,33 97,80 ± 0,2

490 14 18,67 95,36 ± 0,0

650 18 24,00 92,82 ± 0,0

800 22 29,33 84,61 ± 2,2 Fonte: Autoria própria.

Observa-se que a relação P/V que corresponde ao maior rendimento do processo

(98,59 %), foi a de 10,67 kW/m3, sendo esse o valor adotado para descrever a potência que

necessita ser fornecida ao motor para homogeneizar 1 m3 de meio fermentativo.

Sabendo que o diâmetro do impelidor no segundo reator (14 L) tem valor igual a

8,1 cm, a potência requerida por esse impelidor pode ser calculada utilizando a Equação 5.11

desenvolvida no Tópico 5.2.2.

Dessa forma, para manter a constância da potência consumida por unidade de

volume (P/V) entre os reatores de 1 e 14 L, o reator de maior volume (14L), equipado com

impelidor de 8,1 cm de diâmetro, deve ser agitado com velocidade de aproximadamente 97

rpm. Sendo assim, ensaios foram realizados no reator de 14L para verificar a constância do

rendimento.

5.3.3 Validação da estratégia de ampliação de escala

Um comparativo entre os perfis de crescimento celular, consumo de substrato e

formação de produto para os dois reatores empregados pode ser observado na Figura 5.4.

Analisando a Figura 5.4 (a), percebe-se que ao final da fermentação, a concentração celular do

fermentador de 1 L apresentou-se superior à do fermentador de 14 L. Além disso, o

crescimento celular torna-se constante decorrente 6 horas de fermentação no reator de 1L,

enquanto que para o reator de 14L, o crescimento não chega a atingir a fase estacionária.



Figura 5.5 – Comparativo dos perfis de crescimento celular (a), consumo de substrato (b) e produção de etanol

(c) da fermentação alcoólica do suco de caju utilizando biorreator com diferentes volumes. (●) 1L (▲) 14L.

0 2 4 6 8 10

4,5

5,0

5,5

6,0

6,5

7,0

7,5

8,0

8,5

9,0

(a)

Con

cen

traçã

o c

elu

lar

(g.L

-1)

Tempo (h)

0 2 4 6 8 10

0

20

40

60

80

100

120

(b)

Tempo (h)

Co

nce

ntr

açã

o d

e S

ub

stra

to (

g.L

-1)

0 2 4 6 8 10

0

10

20

30

40

50

60(c)

Co

nce

ntr

açã

o d

e E

tan

ol

(g.L

-1)

Tempo (h)


Logo, constata-se que para o reator de 1L, tem-se uma melhor homogeneização do

sistema, fazendo com que a absorção dos açúcares pelo micro-organismo fosse feita de forma

mais eficiente, o que possivelmente ocasionou um maior crescimento celular, o qual cessou

apenas quando não existiam mais açúcares presentes no meio.

Tal afirmativa pode ser comprovada analisando a Figura 5.4 (b), onde é possível

observar que o substrato presente no fermentador de 1 L foi totalmente consumido após 6

horas de fermentação, enquanto que no reator de 14 L o açúcar foi totalmente consumido

apenas ao final do processo (após 10 horas). A Figura 5.4 (c) mostra que a concentração de

etanol formada no fermentador de 1 L foi, durante o decorrer da fermentação, maior que no

reator de 14 L. Contudo, ao final da fermentação, em ambos os reatores utilizados a

concentração máxima de etanol obtida foi bastante similar (aproximadamente 50 g.L-1).



A Tabela 5.2 resume os principais parâmetros obtidos durante a produção de

etanol utilizando biorreatores com diferentes volumes. A máxima concentração celular obtida

no fermentador de 1 L foi de 8,24 g.L-1, enquanto que para o fermentador de maior volume

(14 L), foi obtido apenas 7,18 g.L-1, indicando uma redução de aproximadamente de 13 % em

comparação ao reator de menor volume. Observam-se valores próximos para a máxima

concentração de etanol obtida para ambos os reatores. Logo, o fator de conversão YP/S

também apresenta valores próximos, 0,505 e 0,493 g.g-1 para os reatores de 1 e 14L,

respectivamente.

Tabela 5. 2 – Parâmetros da produção de etanol a partir do suco de caju utilizando Saccharomyces cerevisiae

CCA008 em diferentes biorreatores

Parâmetros Volume do Biorreator

1L 14L

Xmáx (g.L-1) 8,3 ± 0,2 7,3 ± 0,2

Pmáx (g.L-1) 55,4 ± 2,4 49,2 ± 2,2

YP/S (g.g-1) 0,505 ± 0,06 0,493 ± 0,00

η (%) 98,8 ± 1,3 96,6 ± 0,3

QP (g.L-1.h-1) 6,7 ± 1,5 5,0 ± 0,2


De acordo com Sccol et al., (2008), um dos indicadores que atestam o sucesso do

processo de scale-up é a manutenção do rendimento da fermentação. Da Tabela 5.2, percebe-

se que o rendimento obtido para o reator de 14L foi mantido próximo ao alcançado pelo reator

de 1L, em torno de 97 %. Aplicando teste de ANOVA com 95 % de significância, observa-se

que os valores não apresentam diferença significativa, o que possibilita afirmar que a

ampliação de escala foi realizada com sucesso.

No entanto, como esperado a produtividade do reator de 14 L (4,99 g.L-1.h-1)

apresentou valor inferior ao obtido no biorreator de 1 L (7,07 g.L-1.h-1), uma vez que foram

calculados em tempos diferentes. Oldshue (1985), afirma que as maiores diferenças

observadas no processo fermentativo quando se compara biorreatores grandes e pequenos são

o tempo de mistura e a velocidade de cisalhamento na extremidade do impelidor.



5.4 Conclusões

A utilização do consumo de potência por unidade de volume como critério de

scale-up mostrou-se uma estratégia eficaz. O parâmetro selecionado para ser reproduzido foi

o rendimento do processo, sendo o mesmo praticamente inalterado (próximo a 97 %), mesmo

com o aumento do volume do biorreator em quatorze vezes. Logo, utilizando essa informação

pode-se afirmar que a ampliação de escala foi realizada com sucesso a partir da constância

obtida para a relação de P/V, na qual foi definida como sendo 10,67 kW/m3.

95 Capítulo 6 – Análise de viabilidade técnica e econômica do processo de produção de etanol a partir do suco de caju. PINHEIRO, A.D.T.


6 ANÁLISE DE VIABILIDADE TÉCNICA E ECONÔMICA DO PROCESSO DE

PRODUÇÃO DE ETANOL A PARTIR DO SUCO DE CAJU

Uma vez que a ampliação de escala do fermentador foi realizada, torna-se possível

simular o comportamento da fermentação em reatores com volumes superiores aos avaliados.

Assim, a partir dos perfis obtidos na simulação da dorna de fermentação, simulou-se toda uma

unidade industrial de produção de etanol utilizando suco de caju. Neste capítulo foi conduzida

uma análise da viabilidade técnica e econômica da produção de etanol hidratado para fins

carburantes em escala industrial. Para tanto, o estudo reuniu todas as informações obtidas

anteriormente nesta tese.

6.1 Introdução

O projeto de viabilidade econômica de uma planta industrial sintetiza as principais

informações do processo, permitindo que os dados sejam simulados e analisados, fornecendo

assim, subsídios para decidir se investir no projeto é viável ou não. Para que tal projeto possa

representar a realidade do estudo em questão, faz-se necessário o conhecimento aprofundado

das etapas do processo, assim como o conhecimento na área de custos (Carlos et al., 2012).

A etapa de elaboração do processo compreendeu a experimentação da

fermentação, na qual todos os dados cinéticos relevantes do processo fermentativo foram

avaliados, e utilizados na etapa de ampliação de escala para representação do fermentador em

grandes volumes. As demais etapas do processo, tais como, a extração do suco e destilação do

álcool etílico, foram elaboradas a partir de informações coletadas na literatura a cerca da

extração do suco de caju e da produção de etanol veicular a partir da cana-de-açúcar. Uma vez

que esse estudo foi pioneiro na utilização de tal matéria prima no âmbito industrial, tomou-se

como referência o processo de produção industrial do suco de caju (Paiva, 2010; Moura,

2012) para coletar informações acerca da extração do suco, como também as etapas da

produção de álcool a partir da cana-de-açúcar (Macrelli et al., 2012; Furlan et al., 2013) para

propor e simular a unidade de produção de etanol hidratado veicular a partir da fermentação

do suco de caju.

Montado o processo produtivo, o mesmo foi submetido a uma análise de

viabilidade técnica, a qual foi constatada por comparativo dos coeficientes técnicos

operacionais do processo já existente na fermentação alcoólica da cana-de-açúcar.



Examinada a viabilidade técnica do projeto, a próxima etapa consta na análise de

viabilidade econômica. Essa análise se inicia, frequentemente, com os levantamentos do custo

de capital do projeto, projeção do montante de produto formado, receitas e custos anuais,

assim como as deduções de impostos (George e Schweizer, 1997). De posse das informações

citadas anteriormente, projeta-se o fluxo de caixa, o qual pode ser definido como sendo um

demonstrativo das entradas e saídas de capital a cada ano, durante toda a vida útil do projeto

(Duarte et al., 2007).

Com base no fluxo de caixa, realiza-se a avaliação econômica utilizando

indicadores econômicos que refletem a rentabilidade do projeto, assim como o risco do

investimento. Esses indicadores projetam números que auxiliarão na decisão de aceitar ou

rejeitar o investimento em questão (Woiler e Mathias, 2008). Indicadores como o valor

presente líquido (VPL), valor presente líquido anualizado (VPLa) e retorno adicional sobre o

investimento (ROIA), fornecem informações acerca da rentabilidade do projeto, enquanto que

a Taxa interna de retorno (TIR) e o Período de recuperação do investimento (Payback)

indicam o risco em investir no projeto. Quando calculados, esses indicadores auxiliarão na

perspectiva do comportamento esperado entre o risco e o retorno do projeto (Souza e

Clemente, 2012).

Dessa forma, o objetivo deste capítulo foi conduzir uma análise técnico-

econômica para o processo de produção de etanol hidratado veicular utilizando o suco

extraído do pedúnculo de caju, uma vez que grande parte da produção brasileira é

desperdiçada (Morton e Dowling; 1987; Azevedo e Rodrigues, 2000; Campos et al., 2002;

Assunção e Mercadante, 2003; Costa, Lima e Lima, 2003; Barroso e Moura, 2007; Rocha,

2010, Deenanath et al., 2013). Para o processo proposto, estimaram-se as dimensões e custos

dos principais equipamentos e utilidades requeridas, sendo feito também, levantamento atual

dos preços do etanol que é praticado pelas usinas em todo o Brasil.


A abordagem utilizada na análise de viabilidade econômica do processo

contemplou três etapas principais: desenvolvimento do layout da unidade de produção para

aplicação dos balanços de massa e energia; análise da viabilidade técnica do processo e

análise econômica do projeto.

Utilizou-se o software Excel, auxiliado pelo software SuperPro Designer, versão

9.0 para desenvolver e simular o processo, aplicando os balanços de massa e energia para



cada equipamento. Assim, previram-se as respectivas correntes de entrada e saída, assim

como suas condições operacionais e propriedades físico-químicas.

Já a análise de viabilidade técnica da produção de etanol foi realizada envolvendo

elementos relacionados aos seus insumos, às quantidades de produção, aos equipamentos e

aos diferentes processos existentes de fabricação.

De posse das informações das correntes, os principais equipamentos puderam ser

dimensionados, assim como o consumo das utilidades industriais. Em seguida, desenvolveu-

se o fluxo de caixa do projeto para um período de 10 anos (tempo estimado de depreciação

dos equipamentos), utilizando as estimativas dos custos operacionais e de capital financeiro,

assim como a projeção das receitas geradas. Sendo, finalmente realizados os cálculos dos

indicadores econômicos do processo de produção de etanol a partir do suco de caju.

6.2.1 Localização da planta industrial e matéria prima utilizada

A escolha da localização onde a fábrica poderá ser implantada está condicionada a

uma análise detalhada de certas exigências mínimas e específicas de viabilidade do projeto,

tais como, disponibilidade de água, rede de energia e estradas de acesso. Outro fator de

importância para o empreendimento é estar localizado próximo a áreas de plantio de caju.

Portanto, com o levantamento da quantidade de matéria prima existente na região e estrutura

mínima, constatou-se que o município de Serra de Mel, localizado no Estado do Rio Grande

do Norte, pode proporcionar tais exigências citadas anteriormente.

Com base em estudos encontrados na literatura (Rocha et al., 2010; Pinheiro et

al., 2008; Neelakandan e Usharani, 2009; Karuppaya et al., 2010; Rocha, 2010; Pinheiro,

2011; Talasila et al., 2011; Deenanath, Iyuke e Rumbold, 2012; Maruthai, Thangavelu e

kanagasabai, 2012; Deenanath, Rumbold e Iyuke, 2013) acerca da utilização do suco de caju

como alternativa de matéria prima na produção de etanol, optou-se por utiliza-lo como

matéria prima para abastecer a unidade industrial. O caju é uma cultura bastante comum no

Nordeste, sendo o Ceará, Rio Grande do Norte e Piauí os estados responsáveis por

aproximadamente 92% de toda a produção nacional de castanha do caju (CONAB, 2014b).

No estado do Rio Grande do Norte, o município de Serra do Mel (Figura 6.1) se destaca por

ser o maior produtor de castanha de caju (SEBRAE, 2012), sendo sua produção anual entre os

anos de 2004 a 2012 apresentadas na Tabela 6.1.



Figura 6.1 – Localização do município de Serra do Mel

Fonte: Google maps.

Apesar da grande produção apresentada pelo município de Serra do Mel, apenas

5% do pedúnculo de caju é aproveitado para comercialização (CONAB, 2009), o que mostra

uma disponibilidade promissora de matéria prima naquela região. Portanto, a capacidade

produtiva da unidade simulada nesse estudo foi determinada com base na produção anual de

castanha de caju referente ao município de Serra do Mel (Tabela 6.1).

Tabela 6.1 – Produção anual de castanha de caju no município de Serra do mel.

Ano Produção

(Toneladas)

2004 8.400

2005 6.300

2006 10.000

2007 6.000

2008 8.000

2009 13.000

2010 5.200

2011 15.000

2012 3.500

Fonte: IBGEb.



Por esse ser um estudo pioneiro na utilização industrial do suco de caju como

matéria prima em uma destilaria, optou-se por trabalhar com a menor capacidade produtiva

possível. Assim, a produção de castanha de caju do município de Serra do Mel no ano de

2012, foi utilizada para delimitar a capacidade de processamento de matéria prima da planta,

haja vista que o mesmo foi o que apresentou o menor valor de produção entre os anos de 2004

e 2012 (Tabela 6.1). Logo, a planta industrial foi simulada de forma que sua capacidade de

processamento estivesse limitada a 31.500 toneladas de pedúnculo de caju ao ano, valor esse

equivalente à produção de 3.500 toneladas de castanha (10 % do peso da fruta: pedúnculo +

castanha). Essa produção ocorre durante os meses de novembro a janeiro, tendo um volume

significativo de produção apenas por 3 meses (do início de novembro ao final de janeiro).

6.2.2 O processo produtivo

O layout da unidade industrial simulada nesse estudo foi baseado na rota Melle-

Boinot utilizada nas usinas do Brasil, assim como nos dados experimentais para o processo

fermentativo obtidos nessa tese (Capítulos 3, 4 e 5), assim como nos processos industriais de

produção de suco de caju (Paiva, 2010; Moura, 2012) e produção de etanol da cana-de-açúcar

(Macrelli et al., 2012; Furlan et al., 2013), encontrados na literatura. De forma simplificada, a

Figura 6.2 ilustra as principais etapas do processo proposto para a produção de etanol

hidratado a partir do suco de caju utilizando Saccharomyces cerevisiae floculante.

Figura 6.2 – Diagrama de blocos – Produção de etanol hidratado a partir do suco de caju




Para detalhar a análise, o processo foi departamentalizado, sendo assim dividido

em três departamentos principais: extração, fermentação e destilação.

6.2.2.1 Departamento de extração

O primeiro departamento, denominado departamento de extração, está relacionado

com as operações unitárias necessárias à obtenção do suco. Essa parte do processo é a

primeira a ser iniciada, operando de forma contínua durante os dias de processamento do

pedúnculo. Segundo EMPARN/SEBRAE (2013), o rendimento do processo de extração do

suco presente no pedúnculo de caju está em torno de 90 % (m/m), o que permite projetar que,

a partir da quantidade de matéria prima que será processada (31.500 toneladas/ano), definida

no Tópico 6.2.1, serão obtidas 28.350 toneladas de suco/ano, que equivalem a

aproximadamente 27.391 m3 de suco /ano.

6.2.2.2 Departamento de fermentação

O segundo departamento (fermentação), foca na conversão dos açúcares presentes

no suco em etanol a partir do processo de fermentação, assim como no tratamento do micro-

organismo para posterior reciclo. Considerou-se a utilização de dois fermentadores de 110 m3

cada, operando em regime de batelada. Estimou-se que cada fermentador realizaria 2

bateladas de 8 horas cada. Os parâmetros do processo fermentativo foram obtidos a partir de

estudos de otimização desses parâmetros em reator de bancada de 1 litro, sendo os mesmos

confirmados em reator de 14 litros operando em batelada.

6.2.2.3 Departamento de destilação

O terceiro e último departamento (destilação), engloba as operações de destilação

e retificação, utilizadas na obtenção do etanol hidratado veicular propriamente dita. O suco

fermentado contendo aproximadamente 5,77 % em massa de etanol (equivalente a 7,64 % em

volume) é enviado aos destiladores que operam de forma contínua, resultando em uma

produção de aproximadamente 2.078 m3/ano de etanol hidratado veicular a 93,52 % em

massa, sendo tais valores resultados do balanço de massa da planta (Apêndice D e E). A

eficiência de recuperação do etanol nas colunas de destilação foi estimada a partir de dados da

literatura como sendo de aproximadamente 99,6 % (m/m).



6.2.3 Análise de viabilidade técnica

De posse do layout proposto para o processo, avaliou-se a viabilidade técnica do

processo de produção de etanol a partir do suco extraído do pedúnculo de caju. A viabilidade

técnica foi realizada fazendo um comparativo do coeficiente técnico operacional de

rendimento do processo já existente na obtenção de álcool a partir da cana-de-açúcar.

6.2.4 Análise econômica

A análise econômica foi realizada a partir de cinco etapas: estimativa do

investimento inicial em capital fixo, levantamento dos custos de operação, projeção das

receitas, montagem do fluxo de caixa e análise dos indicadores econômicos. Espera-se com

isso verificar a existência de retorno atrativo para viabilizar a implantação do projeto.

6.2.4.1 Estimativa do investimento inicial em capital fixo

O investimento em capital fixo é um custo único referente aos ativos fixos do

projeto, sendo calculado como a soma dos custos diretos, indiretos e outros custos que estão

associados a imprevistos que ocorram na implantação do projeto. Compra do terreno, compra

e instalação do maquinário requerido, projeto e construção de toda a unidade produtiva

contribuem com esse capital (Cremonez, 2013). O levantamento do investimento inicial foi

realizado utilizando diferentes fontes de pesquisa, iniciando-se pelo levantamento dos custos

de aquisição dos equipamentos (CAE).

Os equipamentos mais comuns (tanque, reator, bomba, etc) foram cotados

utilizando o software SuperPro Design® (Intelligen, Inc., Scotch Plains, NJ) versão 9.0.

Outros equipamentos mais específicos (mesa de seleção e lavagem, despolpadeira, moinho de

facas e prensa) tiveram seus custos estimados por cotação direta com os vendedores. De posse

dos custos com aquisição de equipamentos, projetaram-se os custos com o investimento de

capital fixo, tomando como base nas porcentagens referenciadas na Tabela 6.2.



Tabela 6.2 – Especificação dos custos de capital fixos

Custos Descrição % CAE

Custos Diretos -

CD

Custo de aquisição dos equipamentos (CAE)

Instalação dos equipamentos 20 a 90 %

Tubulações do processo 10 a 70 %

Instrumentação e controle 6 a 40 %

Isolamentoa 3 %

Instalação elétrica 10 a 15 %

Terreno 0 a 10 % Custos Indiretos -

CI Construção civil 15 % do CD

Outros custos Contingênciasa 5 a 12 % do (CD + CI)

Fonte: Bejan, Tsatsaronis e Moran, 1996.

aIntelligen, 2015.

Os custos com instalação dos equipamentos, instrumentação e controle, tubulação,

sistema elétrico, etc., foram considerados como custos diretos (CD) do projeto, enquanto que,

gastos com engenharia e construção civil foram considerados como sendo custos indiretos

(CI). Também foram considerados outros custos, tais como com partida da planta e

imprevistos (Bejan, Tsatsaronis e Moran, 1996). Os custos com o investimento inicial de

capital fixo juntamente com os custos de operação da planta foram utilizados na montagem do

fluxo de caixa.

6.2.4.2 Estimativa do custo de operação

Os custos de operação do projeto incluem custos relacionados à demanda de uma

série de recursos, tais como matérias primas, mão de obra, insumos e energia, sendo todos

esses decorrentes do layout proposto para o processo.

6.2.4.3 Receitas

As receitas da unidade industrial foram calculadas com base nas quantidades

produzidas e no preço unitário no qual os produtos serão vendidos (Buarque, 1991). Para o

processo proposto, considerou-se apenas o etanol hidratado veicular como fonte de receita da

unidade. Quanto ao preço em que o mesmo é negociado, observa-se uma flutuação sazonal

nos valores pagos ao produtor no Brasil, sendo a sazonalidade da produção de cana de açúcar

responsável por tal efeito (Tabela 6.3).



Tabela 6.3 – Valores pagos aos usineiros por litro de álcool combustível hidratado em São Paulo, Pernambuco e

Paraíba em 2014.

Localização Valor pago (R$/L) - mês

Fev Mar Abr Mai Jun Jul Ago Set Out Nov

São Paulo 1,369 1,388 1,338 1,201 1,215 1,229 1,207 1,201 1,138 1,218

Pernambuco 1,402 1,555 1,449 1,420 1,388 1,448 1,398 1,364 1,300 1,251

Paraíba 1,420 1,556 1,467 1,352 1,397 1,436 1,393 1,366 1,273 1,239

Fonte: CEPEA/ESALQ (2014).

Assim, de acordo com o preço médio praticados nos estados do Nordeste para a

venda do etanol hidratado veicular no ano de 2014, apresentados na Tabela 6.4, considerou-se

que o litro do etanol obtido no presente trabalho foi negociado a R$ 1,3937.

6.2.4.4 Fluxo de caixa

Segundo Gitman (1984), fluxo de caixa é uma técnica de análise de investimento

de capital que considera em seu cálculo o fator tempo no valor do dinheiro. Assim, esta

técnica envolve todas as entradas e saídas de capital ao longo da vida útil do empreendimento,

levando em conta o valor do dinheiro no tempo (Duarte et al., 2007).

Para a construção do fluxo de caixa, considerou-se o investimento inicial em

capital fixo do processo, os custos operacionais e as receitas do período. O efeito de todas as

entradas e saídas citadas anteriormente foi avaliado em um período de 10 anos, sendo o ano

zero destinado à construção e instalação da unidade produtiva.

6.2.4.5 Indicadores econômicos

O Valor Presente Líquido (VPL), a Taxa Interna de Retorno (TIR), a relação entre

as Receitas e Despesas (R/D) e o Tempo de Retorno do Investimento (Payback) foram os

indicadores econômicos utilizados na análise do projeto.

Calcula-se o VPL pela Equação 6.1:

𝑉𝑃𝐿 =∑𝐹𝐶𝑡

(1 + 𝑖)𝑡

𝑛

𝑡=0

(6.1)



Onde:

VPL = Valor Presente Líquido

FCt = Fluxo de Caixa do período t (receitas – despesas)

FC0 = Investimento inicial do projeto

i = Taxa de desconto (TMA estabelecida pela empresa)

t (0; n) = Período abrangido pelo projeto

Já a Taxa Interna de Retorno (TIR) pode ser expressa como a taxa de desconto

que iguala à zero o VPL dos fluxos de caixa do projeto, sendo a mesma calculada para

determinar se a rentabilidade do projeto excede uma mínima taxa de retorno aceitável,

frequentemente chamada de taxa de atratividade (Corrêa, 2001), sendo a TIR apresentada na

Equação 6.2.

∑𝐹𝐶𝑡


𝑛

𝑡=0

= 𝑉𝑃𝐿 = 0 (6.2)

A relação entre as receitas e despesas (R/D), pode ser obtida como a razão entre o

valor presente das receitas geradas e o valor presente das despesas observadas ao longo da

vida útil do projeto.

O cálculo do tempo de retorno de investimento ou Payback indica o período de

recuperação do investimento inicial. É obtido calculando-se o número de anos que será

necessário para que os fluxos de caixa futuros acumulados igualem o montante investido

inicialmente no projeto (Júnior, Coelho, Feil, 2008). Uma vez determinado, se esse prazo de

recuperação for um período aceitável pelos proprietários, então o projeto será efetivado, caso

contrário será descartado (Fonseca, 2003). De acordo com Chabalin (1966), o Payback pode

ser matematicamente descrito de acordo com a Equação 6.3.

𝑃𝑎𝑦𝑏𝑎𝑐𝑘 = 𝑃

De forma que:

∑𝐹𝐶𝑡


𝑃

𝑡=0

≥ 0 𝑒 ∑𝐹𝐶𝑡


𝑃−1

𝑡=0

≤ 0 (6.3)



Assim, observa-se que para determinar o valor do Payback, basta analisar em que

período o sinal do somatório dos fluxos de caixa passa a assumir valor positivo.

Para as análises desses indicadores econômicos, o projeto foi avaliado no

horizonte de 10 anos, onde a taxa mínima de atratividade (TMA) foi estipulada como sendo

de 12 % ao ano, tomando como base o valor referenciado por diversos autores para o setor de

biocombustíveis (Oliveira et al., 2010; Holanda e Ramos, 2011; Treasure et al.,2012; Mayer

et al., 2015).

6.3 Resultados

Os próximos tópicos descrevem detalhadamente o layout, análise da viabilidade

técnica do processo e a estimativa dos custos do processo de produção de etanol a partir da

fermentação do suco de caju.

6.3.1 Desenvolvimento e simulação do processo

De forma a permitir uma análise econômica do processo de produção de etanol

utilizando o suco de caju, foi proposto um layout para o processo, a partir do qual cada

equipamento foi dimensionado. A planta foi simulada considerando a capacidade de

processamento igual a 31.500 toneladas de pedúnculo ao ano, conforme determinado no

Tópico 6.2.1. O layout proposto para a simulação da destilaria foi descrito na Figura 6.3,

sendo o mesmo dividido em departamentos, objetivando o melhor entendimento dos custos

em cada etapa. Um diagrama de ocupação para o processo é apresentado no Apêndice F.

6.3.1.1 Departamento de extração

O processo produtivo inicia-se na seção de extração, a qual compreende desde a

recepção da matéria prima até a armazenagem do suco de caju em tanques de inox

(equipamentos descritos na Figura 6.2: EL-01 ao TP-01). O objetivo do processo de extração

é remover o máximo de suco da fruta, sem incluir o bagaço. Inicialmente, o caju é recebido e

armazenado no pátio da empresa para posterior lavagem. Apenas o pedúnculo, sem a

castanha, é recebido pela destilaria, uma vez que a castanha já possui sua cadeia produtiva.

Estimou-se que a recepção do pedúnculo de caju ocorre diariamente, acompanhando assim o

processo de colheita (Paiva et al., 2000; Oliveira et al., 2005).



Figura 6.3 – Fluxograma do processo de produção de etanol a partir do suco de caju utilizando uma levedura floculante Saccharomyces cerevisiae

Fonte: Autoria própria. Legenda: EL 01 - Esteira de lavagem DF 01 - Dorna de fermentação 01 TP 02 - Tanque pulmão 02

MF 01 - Moinho de facas DF 02 - Dorna de fermentação 02 B 05 - Bomba centrífuga 05

D 01 - Despolpadeira B 02 - Bomba centrífuga 02 TC 01 - Trocador de calor 02

PH 01 - Prensa hidráulica TTA 01 - Tanque de tratamento ácido 01 CD 01- Coluna de destilação 01

TP 01 - Tanque pulmão 01 TTA 02 - Tanque de tratamento ácido 02 CD 02- Coluna de destilação 02

B 01 - Bomba centrífuga 01 B 03 - Bomba centrífuga 03

B 04 - Bomba centrífuga 04

D - 01

C-01

C-06

EL - 01 PH - 01

C-23

MF - 01

C-10 C-09 C-18

C-07

C-13 C-11

B - 01

B - 02 C-19

C-14 C-12

TC - 01

C-20

C-17

C-16 C-15

B - 04 B - 03 B - 05

C-22

C-05

C-08

C-21

CO2

C-02

C-03

C-04

CD - 01

TP - 01

TTA - 01

DF - 01

TP - 02

TTA - 02

DF - 02

CD - 02



Um fluxograma desse departamento pode ser observado na Figura 6.4. O processo

inicia-se com desinfecção e limpeza do pedúnculo (EL – 01) A desinfecção consiste em

remover sujeiras e contaminantes que estejam aderidas à superfície do fruto, reduzindo

também flora microbiana presente na superfície dos pedúnculos. O método consiste em

imergir o pedúnculo em água clorada com 50 ppm por 15 minutos utilizando um tanque de

aço inox. Deve-se utilizar 2 litros de água clorada para cada Kg de pedúnculo (Paiva et al.,

2000; Andrade, 2004).

Figura 6.4 – Balanço de massa para a seção de extração do suco a partir do pedúnculo de caju


Em seguida, o fruto é transportado por esteira de talisca que interliga o banho a

uma esteira de lavagem com aspersores de jato de água que visam remover o cloro da etapa

anterior (EL – 01). Nesta etapa, deve-se utilizar 2 litros de água potável para cada Kg de

pedúnculo (Paiva et al., 2000; Andrade, 2004). Feita essa higienização na superfície do

pedúnculo, procede-se com a extração do suco.

Objetivando facilitar a extração do suco, o pedúnculo é triturado em moinho de

facas (MF – 01), sendo assim reduzido a partículas pequenas. As partículas são enviadas para

uma despolpadeira (D – 01), tendo essa por finalidade separar a polpa do material fibroso.

Provido de réguas de aço que giram e comprime o pedúnculo triturado contra a parede do

equipamento, a despolpadeira expele o suco do pedúnculo, o qual já está pronto para o uso.

Quanto ao bagaço (resíduo fibroso do pedúnculo), o mesmo segue para uma prensa hidráulica

(PH – 01) onde é prensado para remoção do suco residual que ainda reste. Tanto o suco

Mpedúnculo (ton/h) = 14,27

ɳ (%) = 100% 14,27

F água (m3/h) = 71,33 11,41

M (ton/h) = 14,27 2,85

ɳ (%) = 100% 80%

Msuco (ton/h) = 1,43

Mbagaço (ton/h) = 1,43

12,84 50%

308,15

12,41

297,73

90%

Esteira de lagavem

Mpedúnculo (ton/h) =

Msuco (ton/h) =

Despolpadeira

Mbagaço (ton/h) =

ɳ (%) =

Moinho de facas

Prensa

Fsuco (m3/dia) =

Wbagaço

Wsuco

ɳ (%) =

Fsuco (m3/h) =

ɳ (%) =Msuco (ton/h) =

Msuco (ton/dia) =

Tanque de pulmão 01

T.P. 01



obtido na despolpadeira (D – 01) como o obtido na prensa (PH – 01), são armazenados em

tanques de aço inox (TP – 01). Amostras são retiradas e enviadas ao laboratório com o intuito

de analisar o teor de carboidratos e o pH. Caso a concentração de açúcares redutores totais

(ART) esteja entre 100 e 120 g.L-1 e o pH próximo a 4,5, o suco estará pronto para a etapa de

fermentação. O balanço de massa para a seção de extração pode ser observado na Figura 6.5.

Figura 6.5 – Balanço de massa para a seção de extração do suco a partir do pedúnculo de caju


Para determinar o fluxo mássico de pedúnculo de caju na entrada do processo,

dividiu-se a produção anual de pedúnculo (31.500 toneladas) pelos meses de maior produção

(92 dias), resultando assim em uma vazão mássica de aproximadamente 14,27 ton/h.

Analisando os valores de entrada e saída do processo, observa-se que para cada 1000

toneladas de pedúnculo processado, são produzidas 900 toneladas de suco (aproximadamente

870 m3) e 100 toneladas de bagaço de caju. Considerando que nessa etapa do processo entram

por hora aproximadamente 14,27 toneladas de pedúnculo na seção de extração, e sabendo-se

que o rendimento do processo de extração é de 90 % (m/m), tem-se uma vazão total de cerca

de 12,84 toneladas de suco sendo extraído por hora, equivalente a aproximadamente 300 m3

de suco de caju por hora.

28,53 m3/h 42,80 m3/h

14,27 ton/h 14,27 ton/h 14,27 ton/h

14,27 ton/h

m3/h 42,80 m3/h

1,43 ton/h 2,85 ton/h

1,43 ton/h 11,41 ton/h

1,38 m3/h 11,03 m3/h

Vol = 12,41 m3/h

ART = 0,12 ton/m3

Pedúnculo

3 m3/ton caju

Vazão de H2O

Bagaço

Vazão de H2O

Pedúnculo

Vazão de H2O clorada

2 m3/ton caju

Pedúnculo

Suco

Suco

Suco

Bagaço

28,53

Vazão de H2O clorada

Pedúnculo

Desinfecção Lavagem Moinho de facas

Despolpadeira

Tanque de suco

Prensa



6.3.1.2 Departamento de fermentação

Para fermentar o suco obtido na seção anterior, optou-se por utilizar um conjunto

de 2 (duas) dornas de 110 m3 (DF – 01 e 02) independentes, equipadas com agitadores e

sistema de resfriamento encamisado. As principais medidas dos fermentadores são

apresentadas na Figura 6.6, sendo o mesmo projetado de forma que as especificações

geométricas estejam de acordo com as propostas por Rushton (Doran, 1995).

Figura 6.6 – Características chaves e dimensões do biorreator encamisado de 110 m3 simulado


Cada dorna de fermentação possui 75 m3 de suco de caju acrescidos a 8 m3 de

leite de células, totalizando assim 83 m3 de meio reacional. O modelo de Monod obtido no

Capítulo 4 (Tabela 4.6 do Tópico 4.3.3) desta tese foi utilizado para simular o comportamento

cinético no fermentador de 110 m3. Porém, para que esses perfis tenham comportamento

semelhante em fermentadores com volumes superiores ao utilizado na obtenção dos dados

experimentais, deve-se utilizar algum parâmetro de ampliação de escala. Com esse propósito,

utilizou-se o parâmetro de constância de potência do agitador pelo volume do reator (P/V),

descrito anteriormente no Capítulo 5 desta tese. Assim, a relação P/V utilizada para ampliar a

escala foi de 10,67 kW/m3, o que resulta em uma potência requerida pelo motor do agitador

de 885,61 kW e uma agitação de 180 rpm. Todas as entradas e saídas do fermentador podem

ser vistas na Figura 6.7.

VDorna = 110 m3

VMeio = 83 m3

Dt = 4,1 m

Ht = 8,2 m

Hl = 6,29 m

Di = 1,37 m

Dc = 0,33 m

W = 0,27 m

L = 0,34 m

Hl/Ht = 0,77

Ht/Dt = 2,00

Di/Dt = 0,33

Dc/Dt = 0,08

W/Di = 0,2

L/Di = 0,25

Dimensões

Razões utilizadas



Figura 6.7 – Processo produtivo: seção de fermentação/ fermentador


S0 (g/L) = 107,8 pH = 3,50

X0 (g/L) = 4,98 Vmeio (m3) = 83,52

Temp (°C) = 33,4

Fluxo Com. Mass Concent. 0,1% Fluxo Com. Mass Concent. C6H6O12 → 2C2H5OH + 2CO2 + Biomassa

(Kg/batelada) (%) (g/L) (Kg/batelada) (%) (g/L) 100 50,376 46,390 3,235

ART 9000,00 11,59 119,65 CO2 4175,08 100,00 61132,61

Água 68625,00 88,41 912,35 --- 0,00 0,00 0,00

Temp 34 °C Temp 34 °C Modelo =

pH 4,5 3,2E-05 pH --- µmáx = 0,0966 h-1

Pressão 1,013 bar Pressão 1,013 bar Ks = 6,310 g/L

Yx/s = 0,032 g/g

Mtotal = 77625,00 Kg/Batelada Mtotal = 4175,08 Kg/Batelada Yp/x = 15,574 g/g

Vtotal = 75218,02 L/Batelada Vtotal = 68,30 L/Batelada ɳ = 98,58 %

90,0%

Fluxo Com. Mass Concent. 9,9% Fluxo Com. Mass Concent. Condições

(Kg/batelada) (%) (g/L) (Kg/batelada) (%) (g/L) Temperatura 34 °C

Levedura 415,60 5,04 50,07 Etanol 4301,70 5,85 57,24 Pressão 1,013 bar

Etanol 201,50 5,49 54,04 Composição Fluxo Com. Mass Concent. Água 69217,57 94,14 921,07 pH 3

Água 7626,80 92,51 918,76 (Kg/batelada) (%) (g/L) Levedura 3,53 0,00 0,05 Composição

Temp 25 °C Levedura 703,18 8,61 84,70 Temp 34 °C Etanol 4735 Kg

pH 3 0,001 Etanol 433,61 5,31 52,23 pH 3 Levedura 707 Kg

Pressão 1,013 bar Água 7034,23 86,09 847,31 Pressão 1,013 bar CO2 4175 Kg

Temp 34 °C Água 76252 Kg

Mtotal = 8243,90 Kg/Batelada pH 3 Mtotal = 73522,80 Kg/Batelada TOTAL = 85869 Kg

Vtotal = 8301,17 L/Batelada Pressão 1,013 bar Vtotal = 75149,09 L/Batelada Acumulo = 0,00 Kg

0,00 L

Mtotal = 8171,02 Kg/Batelada

Vtotal = 8301,81 L/Batelada

Total

Leite de células

Composição

CO2

Composição

Total

Condições finais do processo

Biomassa decantada

Condições iniciais do processo

Fermentado

Composição

Estequiometria (Kg)

Dados cinéticos

Monod

Suco de caju

Composição

Total

Total

Total

Dorna de Fermentação



Durante a partida da planta, as dornas foram utilizadas para o cultivo do micro-

organismo, sendo esse chamado de pé-de-cuba. Obtida a concentração celular desejada,

iniciou-se a alimentação do suco ao fermentador, utilizando uma vazão de tal forma que o

tempo de enchimento se situe em 1h30m, operando assim inicialmente em regime de batelada

alimentada. Após o enchimento, a fermentação continua por mais 6h30m operando em regime

de batelada comum, até completa conversão dos açúcares em etanol. Os perfis cinéticos da

fermentação podem ser observados na Figura 6.8.

Figura 6.8 – Cinética da produção de etanol a partir do suco de caju operando inicialmente em batelada

alimentada por 1:30 h e em batelada por 6:30 h. Perfil de concentração em regime de batelada alimentada do

consumo de substrato (−−−), crescimento celular (- - -) e formação de produto (- - -). Perfil de concentração em

regime de batelada do consumo de substrato (—), crescimento celular (—) e formação de produto (—)

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

120

130

Co

nce

ntr

açã

o (

g.L

-1)

Tempo (h)


Observa-se uma queda nos perfis de crescimento celular e consumo de substrato

nas primeiras horas da fermentação. Tal fato se dá pela adição de suco ao fermentador, a qual

ocorre nas primeiras 1:30 h de fermentação. Em seguida, observam-se perfis típicos de uma

fermentação em batelada. Tais perfis foram calculados a partir das equações de balanço de

massa para o fermentador operando em batelada alimentada e batelada, podendo as mesmas

ser observadas nas Equações 6.4 a 6.9.



- Balanço de massa para o fermentador operando em batelada alimentada:

dX

dt= −(

F0V0 + F0 × t

) × (µmáx × S

KS + S) × X (6.4)

dS

dt= (

F0V0 + F0 × t

) × (S0 − S) − (µmáx × S

KS + S) ×

X

YX S⁄ (6.5)

dP

dt= −(

P × F0V0 + F0 × t

) × (µmáx × S

KS + S) × X × YP X⁄ (6.6)

- Balanço de massa para o fermentador operando em batelada:

dX

dt= (

µmáx × S

KS + S) × X (6.7)

dS

dt= −(

µmáx × S

KS + S) ×

X

YX S⁄ (6.8)

dP

dt= (

µmáx × S

KS + S) × X × YP X⁄ (6.9)

Onde, F0 é o fluxo volumétrico de suco que entra no fermentador e V0 o volume

de meio dentro da dorna antes do início da alimentação do suco.

Por se tratar de uma reação exotérmica (∆HR = -717.940 kJ – Apêndice A), o

fermentador (DF – 01 e 02) no qual o processo de fermentação alcoólica ocorre, necessita

operar em constante resfriamento para que a temperatura do processo não suba e prejudique o

rendimento da fermentação, ou mesmo cause a morte celular. Optou-se por conduzir a

fermentação com resfriamento da dorna de fermentação, uma vez que, a simulação do reator

sem resfriamento mostrou uma diminuição na quantidade de etanol formado ao final da

fermentação, como pode ser observado na Figura 6.9.

Analisando o perfil de formação de produto, aproximadamente 45 g.L-1 de etanol

são formados, conferindo à fermentação um rendimento de aproximadamente 74 %. Logo, ao

final de cada batelada, observa-se uma redução de 25 % na produção final de etanol, tornando

o processo de destilação mais caro, uma vez que o meio fermentado possui menor teor de

álcool a ser destilado. Uma possível explicação para a redução no teor de etanol obtido ao

final da fermentação pode ser observada na Figura 6.10.



Figura 6. 9 – Cinética da produção de etanol a partir do suco de caju operando em fermentador sem resfriamento.

Perfil de concentração em regime de batelada alimentada do consumo de substrato (−−−), crescimento celular (-

- -) e formação de produto (- - -). Perfil de concentração em regime de batelada do consumo de substrato (—),

crescimento celular (—) e formação de produto (—)

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

120

130

Co

nce

ntr

açã

o (

g.L

-1)

Tempo (h)


A Figura 6.10 apresenta o perfil de temperatura ao longo do tempo de

fermentação. Observa-se que a temperatura apresenta valores próximos a 48 °C após 7 horas,

temperatura essa prejudicial ao crescimento do micro-organismo. Como o crescimento celular

cessa após 7 horas, observa-se um resfriamento do fermentador, uma vez que o mesmo passa

apenas a perder calor para o ambiente.

Figura 6.10 – Perfil de temperatura ao longo da fermentação.

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

24

26

28

30

32

34

36

38

40

42

44

46

48

50

Tem

per

atu

ra (

°C)

Tempo (h)




Logo, o fluido de resfriamento deve escoar na camisa da dorna de fermentação a

uma vazão mássica que seja capaz de controlar a temperatura do processo próxima a 34 °C.

Para tanto, optou-se em utilizar água à temperatura ambiente para manter o fermentador

operando isotermicamente. O balanço de energia foi realizado de forma que a água entre na

camisa a 25°C e sai a 30 °C, sendo este apresentado na Figura 6.11.

Figura 6. 11 – Balanço de energia para o fermentador operando isotermicamente


Da Figura 6.11, observa-se que são necessários 1.249.455 Kg/h de água fluindo na

camisa do fermentador para que o processo fermentativo possa ocorrer de forma isotérmica.

Como cada batelada leva 8 horas para chegar ao final, tem-se que durante uma batelada

(resfriando 8 horas), 9.995.640 Kg de água devem fluir pela camisa para manter a temperatura

constante dentro do fermentador. As equações do balanço de energia para determinação da

vazão de água de resfriamento necessária à camisa do reator para operar isotermicamente se

encontra no Apêndice A.

Ao final da fermentação, o suco fermentado, geralmente denominado vinho, fica

em repouso por aproximadamente 10 minutos para que o micro-organismo decante no fundo

do fermentador. Por se tratar de uma levedura geneticamente modificada, na qual um gene

floculante foi adicionado, a ausência de agitação ao processo leva as células a unirem-se umas

às outras causando o processo de floculação, promovendo assim a formação de pequenos

flocos que, devido ao peso, decantam no fundo do fermentador. Essa é uma característica

bastante relevante à economia do processo, haja vista que torna desnecessária a operação

unitária de centrifugação do vinho.

1.249.455 Kg/h

T = 25 °C

83 m3

T = 34 °C

1.249.455 Kg/h

T = 30 °C

Água

Água

FermentadorFermentador



Em seguida, aproximadamente 90% do volume de meio fermentado é enviado

para um tanque pulmão (TP – 02) que alimentará a coluna de destilação (CD – 01), enquanto

que os 10% restantes serão de células decantadas no fundo do fermentador (Figura 6.7). As

células de S. cerevisiae são então enviadas para os tanques de tratamento ácido apresentado na

Figura 6.12.

Figura 6. 12 – Processo produtivo: seção de fermentação/ tanque de tratamento ácido


Após um dia de ciclos fermentativos, as células são decantadas e enviadas para

tratamento com ácido sulfúrico para controlar o crescimento bacteriano e eliminar células

inativas. Inicialmente, descarta-se aproximadamente 41 % das células concentradas (leite de

células) objetivando conter o excesso de células nas dornas de fermentação. Em seguida, o

leite de células é diluído (1:1) com água para, posteriormente ser adicionado ácido sulfúrico

diluído até que o pH apresente valores entre 2 e 2,5. A mistura fica em repouso entre 1 a 2

horas, objetivando assim eliminar bactérias contaminantes (Bassi et al, 2013). Após o

tratamento, as células estão prontas para serem inoculadas na próxima fermentação.

Dessa forma, as 28.350 toneladas de suco que foram extraídas na etapa anterior

(Departamento de extração), resultam em 365 bateladas ao ano (4 bateladas por dia), que

utilizam aproximadamente 77,625 toneladas de suco cada. O balanço de massa do

fermentador e do tanque de tratamento ácido está representado na Figura 6.13.

Composição Fluxo Com. Mass Concent.

(Kg/batelada) (%) (g/L)

Fluxo Com. Mass Concent. Levedura 415,58 8,08 79,64 Fluxo Com. Mass Concent.

(Kg/batelada) (%) (g/L) Etanol 256,26 5,49 54,04 (Kg/batelada) (%) (g/L)

Água 5518,00 99,58 997,10 Água 4157,23 86,43 851,46 Levedura 703,18 8,61 84,70

H2SO4 23,10 0,42 4,17 Vmeio = 10440 L Temp 34 °C Etanol 433,61 5,31 52,23

Temp 25 °C Vreator = 12268 L pH Água 7034,23 86,09 847,31

pH X0 = 39,8 g/L Temp 34 °C

T = 25 °C Mtotal = 4829,07 Kg/Batelada pH

Mtotal = 5541,10 Kg/Batelada Vtotal = 4906,37 L/Batelada

Vtotal = 5534,03 L/Batelada 59% Mtotal = 8171,02 Kg/Batelada

Vtotal = 8301,81 L/Batelada

41%

79%

Composição Fluxo Com. Mass Concent. 21% Composição Fluxo Com. Mass Concent. Fluxo Com. Mass Concent.

(Kg/batelada) (%) (g/L) (Kg/batelada) (%) (g/L) (Kg/batelada) (%) (g/L)

Levedura 415,58 8,08 79,64 Levedura 0,00 8,08 79,64 Levedura 287,60 8,08 79,64

Etanol 201,50 5,49 54,04 Etanol 54,76 5,49 54,04 Etanol 177,35 5,49 54,04

Água 7625,80 86,43 851,46 Água 2072,53 86,43 851,46 Água 2877,00 86,43 851,46

Temp 25 °C Temp 34,00 °C Temp 34 °C

pH pH pH

Mtotal = 8242,88 Kg/Batelada Mtotal = 2127,30 Kg/Batelada Mtotal = 3341,95 Kg/Batelada

Vtotal = 8300,15 L/Batelada Vtotal = 2147,46 L/Batelada Vtotal = 3395,44 L/Batelada

Leite de célula

Levedura tratada

Total

Total

Total

Composição

Água + H2SO4

Composição

Total

Rejeito

Biomassa decantada

Total

Composição

Condições no tanque

Sangria

Total

Dorna de Fermentação

Tanque de tratamento

ácido



Figura 6.13 – Balanço de massa para a seção de fermentação do suco de caju


Do balanço de massa apresentado na Figura 6.13, observa-se que 9.000 Kg de

açúcares redutores totais (ART), que representam a soma da glicose e frutose presente no suco

de caju, são convertidos em aproximadamente 4.534 Kg de etanol ao final do processo

fermentativo. Dividindo a massa de etanol obtida pela quantidade de açúcar fornecida ao

processo, observa-se um fator de conversão de aproximadamente 0,504 g.g-1, o qual ao ser

dividido pela conversão estequiométrica do processo (0,511 g.g-1) fornece o rendimento do

processo fermentativo em aproximadamente 98,8 %.

Vol = 0,07 m3/bat

CO2 = 4175 Kg/bat

Vol = 75,1 m3/bat

Vol = 75,2 m3/bat Etanol = 4302 Kg/bat

ART = 120 Kg/m3 Água = 69218 Kg/bat

ART = 9000 Kg/bat Levedura = 4 Kg/bat

Vol = 3,4 m3/bat

Etanol = 177 Kg/bat

Água = 2877 Kg/bat

Levedura = 288 Kg/bat

Vol = 8,3 m3/bat

Etanol = 202 Kg/bat Vol = 4,9 m3/bat

Água = 7627 Kg/bat Etanol = 256 Kg/bat

Levedura = 416 Kg/bat Água = 4157 Kg/bat

Levedura = 416 Kg/bat

Vol = 4,9 m3/bat

Água = 5.518 Kg/bat

H2SO4 = 23 Kg/bat

Vol = 2,1 m3/bat

Etanol = 55 Kg/bat

Água = 2073 Kg/bat

Descarte

CO2

Descarte

Leite de células

Fermentado

Solução H2SO4

Suco

Levedura

FermentaçãoTanque de

suco

Tratamento ácido

Fermentado



6.3.1.3 Departamento de destilação

No processo de destilação, o vinho contendo 7,57 % (v/v) de etanol é acumulado

em um tanque pulmão (TP – 02) para posteriormente ser enviado para a primeira torre de

destilação (CD – 01). Entre o tanque e a coluna, tem-se um pré-aquecedor (TC – 02), no qual,

a corrente do produto de base da coluna (CD – 01), denominada vinhaça, perde calor para o

vinho que é enviado do tanque pulmão à coluna de destilação, sendo esse aquecido de 34 a 78

°C. O balanço de energia para tal processo é descrito na Figura 6.14.

Figura 6.14 – Balanço de energia para o trocador de calor (TC – 02) utilizado no pré-aquecimento do vinho que

entra na coluna de destilação (CD – 01).


Assim, a partir do balanço de energia (Apêndice A), observa-se que para aquecer

o vinho de 34 a 78 °C, a vinhaça que entra a 100 °C nos tubos do trocador de calor, a uma

vazão de 10.730 Kg/h, sairá do mesmo a 50 °C.

A vazão mássica de vinho para a coluna (CD – 01) foi calculada de forma a

manter a mesma operando continuamente por 24 horas. Assim, a vazão mássica do vinho que

alimenta a coluna de destilação (CD – 01), foi estimada em aproximadamente 12.254 Kg/h,

valor esse que, após 24 horas, caso não haja mais vinho sendo alimentado no tanque pulmão

(TP – 02), resulta no total esvaziamento do mesmo. A Figura 6.15 descreve os fluxos da

primeira coluna de destilação.

10.730 Kg/h

T = 100 °C

12.175 Kg/h 12.175 Kg/h

T = 34 °C T = 78 °C

10.730 Kg/h

T = 50,0 °C

Vinho

Vinhaça

Vinhaça

Vinho

Trocador de calor



Figura 6.15 – Processo produtivo: seção de destilação/ coluna de destilação


F = 12,82 m3/h

XF = 7,57 % (v/v) D = 57,8 Kmol/h

Fluxo Com. Mass Fluxo Com. Mass T = 78 °C XD = 48,39 % (m/m)

(Kg/batelada) (%) (Kg/batelada) (%) F = 656,5 Kmol/h XD = 55,55 % (v/v)

Etanol 17206,79 5,85 Etanol 17206,79 5,85 XF = 2,37 % mol T = 100 °C

Água 276870,29 94,14 Água 276870,29 94,14 D = 1476 Kg/h

Levedura 14,13 0,00 Levedura 14,13 0,00 78 °C XD = 26,80 % mol

Temp 34 °C Temp 78 °C

pH 3 pH 3

Pressão 1,013 bar Pressão 1,013 bar

Mtotal = 294.091 Kg/dia Mtotal = 294.091 Kg/dia

Vtotal = 300.596 L/dia Vtotal = 307.784 L/dia

B = 598,7 Kmol/h

XB = 0,03 % (m/m)

XB = 0,03 % (v/v)

T = 100 °C

100 °C B = 10778 Kg/h

XB = 0,01023 % mol

ALIMENTAÇÃO

Fermentado pré-aquecido

51 °C

DESTILADO

PRÉ-AQUECEDOR

Fermentado

34 °C

Composição

Total

VINHAÇA

Composição

Total

Coluna de Destilação

Tanquepulmão

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

0,000

0,100

0,200

0,300

0,400

0,500

0,600

0,700

0,800

0,900

1,000

0,0000 0,1000 0,2000 0,3000 0,4000 0,5000 0,6000 0,7000 0,8000 0,9000 1,0000

y

x

Equilíbrio Liquido-vapor: Etanol-Água



A partir da Figura 6.15, observa-se que o vinho contendo 7,57 % em volume de

etanol é alimentado no 13º prato (do total de 15 pratos) da primeira coluna de destilação (CD

– 01), a uma vazão mássica de 12.254 Kg/h a 78 °C. A fração líquida do vinho escoa pelos 13

pratos que compõem a seção de esgotamento da coluna até alcançar o evaporador. Para

evaporar a fração líquida do vinho, 2.288 Kg/h de vapor a 152 °C flui no evaporador da

coluna, mantendo a temperatura do evaporador em torno de 100 °C, sendo esse balanço

apresentado na Figura 6.16. O produto de fundo dessa coluna, denominado vinhaça, sai pela

base contendo teores de etanol inferiores a 0,03 % em massa (Figura 6.15).

Figura 6. 16 – Balanço de energia para o evaporador e condensador da coluna de destilação (CD – 01)


160.438,8 Kg/h

T = 30 °C

2.135,7 Kg/h 1.445,0 Kg/h

T = 100 °C T = 100 °C

160.438,8 Kg/h

690,7 Kg/h T = 35,0 °C

T = 100 °C

2.287,9 Kg/h

2.135,7 Kg/h T = 150 °C

T = 100 °C

12.865,7 Kg/h 10.730 Kg/h

T = 100 °C T = 100 °C

2.287,9 Kg/h

T = 150 °C

Corrente líquida

Corrente vapor

Água

Flegma

Água

Vapor saturado

Corrente líquida Vinhaça

Líquido saturado

Corrente vapor

Evaporador

Condensador



Na parte superior da coluna (CD – 01), denominada seção de enriquecimento,

tem-se fluxo de vapor ascendente passando entre os 2 pratos que compões essa seção. A

corrente de vapor, também chamada flegma, consiste em uma mistura hidroalcoólica com

aproximadamente 48,4 % em massa de etanol. A flegma é a corrente de topo da primeira

coluna e irá ser enviada para a segunda coluna (CD – 02) como corrente de alimentação na

fase vapor a 100 °C. A razão de refluxo adotada no projeto da coluna foi de 0,478, fazendo

com que parte do produto de topo seja resfriada e enviada novamente para dentro da coluna.

Como fluido de resfriamento, a mesma água que resfriou o fermentador foi

reutilizada, sendo então adotada uma vazão de 160.439 Kg/h de água de resfriamento

entrando a 30 °C e saindo a 35 °C. A vazão de água de resfriamento no condensador foi

determinada a partir do balanço de energia para a coluna, sendo o resultado apresentado na

Figura 6.16. O detalhamento desse balanço se encontra no Apêndice A.

A segunda coluna é chamada de coluna de retificação (CD – 02). A partir dela,

obtêm-se o etanol hidratado a aproximadamente 93,5 % (m/m) como produto de topo,

enquanto que no fundo é gerada a corrente líquida contendo teores de etanol em torno de 0,01

% (m/m). Os fluxos de entrada e saída da mesma podem ser observados na Figura 6.17.

Figura 6.17 – Processo produtivo: seção de destilação/ coluna de retificação


F = 1475,77 Kg/h

XF = 55,55 % (v/v) D = 18,2 Kmol/h

T = 100 °C XD = 93,52 % (m/m)

F = 57,8 Kmol/h XD = 94,86 % (v/v)

XF = 26,80 % mol T = 35 °C

D = 763,5 Kg/h

XD = 84,93 % mol

V = 23.255 L/dia

Dados:

B = 39,6 Kmol/h Massa Molar Etanol = 0,0461 Kg/mol

XB = 0,01 % (m/m) Massa Molar Água = 0,018 Kg/mol

XB = 0,01 % (v/v)

T = 100 °C

B = 712 Kg/h

XB = 0,004 % mol

VINHAÇA

ALIMENTAÇÃO

DESTILADO

Coluna de Destilação

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

y

x

Equilíbrio Liquido-vapor: Etanol-Água



Nessa coluna, vapor é alimentado no 4º prato da coluna, que possui 22 pratos. O

aquecimento dessa coluna é realizado através da passagem de 1.407 Kg/h de vapor no

refervedor de base da coluna, mantendo a temperatura desta em torno de 100 °C. O vapor de

produto que sai no topo da coluna é enviado ao condensador, o qual opera com água entrando

a 25 °C e saindo a 30 °C a uma vazão de 60.607 Kg/h. O vapor é então condensado, gerando

como produto o etanol líquido a 35 °C, sendo parte desse encaminhado para tanques de inox

utilizados para armazenar o produto correspondente a 7 dias de produção e parte refluxado

para dentro da coluna, na proporção de 0,756. A Figura 6.18 descreve o balanço para o

evaporador e condensador da coluna de retificação (CD – 02), sendo o mesmo detalhado no

Apêndice A.

Figura 6.18 – Balanço de energia para o evaporador e condensador da coluna de retificação (CD – 02)


60.606,8 Kg/h

T = 25 °C

1.313,1 Kg/h 747,8 Kg/h

T = 100 °C T = 35 °C

60.606,8 Kg/h

565,3 Kg/h T = 30,0 °C

T = 100 °C

1.406,7 Kg/h

1.313,1 Kg/h T = 150 °C

T = 100 °C

2.010,3 Kg/h 697,2 Kg/h

T = 100 °C T = 100 °C

1.406,7 Kg/h

T = 150 °C

Água

Corrente vapor

Corrente líquida

Flegma

Água

Vapor saturado

Corrente vapor

Corrente líquida Vinhaça

Líquido saturado

Evaporador

Condensador



A Figura 6.19 sintetiza o balanço de massa para toda a seção de destilação.

Figura 6.19 – Balanço de massa para a seção de destilação


Assim, analisando a Figura 6.19, observa-se que são produzidos 764 Kg de etanol

(93,52 % m/m) por hora, equivalente a 18.336 Kg ao dia (23,3 m3). Logo, ao final dos 3

meses de operação, serão produzidos aproximadamente 2.129 m3.

6.3.2 Análise técnica do processo

Para verificar a viabilidade técnica do processo de produção de etanol a partir do

suco de caju, comparou-se a conversão de pedúnculo em etanol obtida no presente trabalho

com conversões obtidas por diversos autores utilizando diferentes matérias primas. Os valores

de rendimento para o processo podem ser vistos na Tabela 6.4, onde as diferenças encontradas

entre os valores dos autores que utilizaram a mesma matéria prima podem ser atribuídas a

alterações encontradas em cada tipo de solo utilizado no cultivo, além do clima da região e

melhoramentos genéticos.

Caju, cana-de-açúcar e sorgo sacarino, possuem açúcares que podem ser

diretamente absorvidos pelos microrganismos, sendo esses classificados como açúcares

diretamente fermentáveis. Diferentemente, matérias primas amiláceas, tais como a mandioca,

batata doce e o milho, possuem açúcares que não podem ser consumidos de forma direta pelos

microrganismos, tendo assim a necessidade de ser submetidas a um processo de hidrólise

prévio para que sua absorção possa ser realizada pelo microrganismo. Por essa razão, diz-se

que os açúcares presentes em matérias primas amiláceas são indiretamente fermentáveis.

Dessa forma, apesar de apresentarem rendimentos superiores para o processo

(Tabela 6.4), as matérias primas do tipo amiláceas (mandioca, batata doce e o milho) possuem

custo operacional produtivo mais dispendioso, haja vista a necessidade de transformar o

amido em açúcares fermentáveis (WESCHENFELDER, 2011).

764 Kg/h

Etanol = 93,52 % m/m

12.254 Kg/h 1.476 Kg/h

Etanol = 5,85 % m/m Etanol = 48,39 % m/m

10.778 Kg/h 712 Kg/h

Etanol = 0,03 % m/m Etanol = 0,01 % m/m

Flegma

Etanol hidratado

Fermentado

VinhaçaVinhaça

DestilaçãoFermentado Retificação



Tabela 6.4 – Rendimento de produção de etanol (L/ton)

Matéria prima

(MP)

Tipo de

carboidrato

Etanol produzido/

ton. MP (L/ton) Referência

Caju Glicose +

Frutose 68 AUTORIA PRÓPRIA

Cana-de-açúcar Sacarose

61 MASIERO (2012)

67 MENEZES (1980)

70 RIZATO (2009)

70 IBGE/PAM

72 ROSADO JÚNIOR et al. (2008)

Sorgo Sacarose

44 MASIERO (2012)

55 MENEZES (1980)

40 - 80 IBGE (2008)

Mandioca Amido

165 MASIERO (2012)

180 MENEZES (1980)

180 RIZATO (2009)

200 IBGE (2008)

Batata doce Amido

125 MENEZES (1980)

139 MASIERO (2012)

180 IBGE (2008)

Milho Amido 385 MENEZES (1980)

400 RIZATO (2009) Fonte: Autoria própria.

Sendo assim, a partir da Tabela 6.4, observa-se que, ao utilizar caju como matéria

prima no processo de produção de etanol, o rendimento obtido foi de 68 litros de etanol para

cada tonelada de caju consumida. Quando comparado ao rendimento de processos de

produção de etanol que utilizam cana-de-açúcar e sorgo sacarino, 61 a 72 e 40 a 80 L/ton,

respectivamente, verifica-se que o rendimento obtido pelo uso do caju como matéria prima do

processo, apresentou valor próximo ao de outras matérias primas que possuem açúcares

diretamente fermentáveis, o que mostra que o caju apresenta viabilidade técnica para sua

aplicação na produção de etanol hidratado veicular.

6.3.3 Análise econômica

A estimativa dos custos e análise do desempenho econômico foi realizada para a

planta industrial apresentada na Figura 6.3, do Tópico 6.3.1. Para o cálculo dos custos

envolvidos na produção de etanol a partir do suco de caju, foram considerados os custos de

capital fixo, os custos de operação e manutenção da unidade industrial. Neste trabalho,



considerou-se que a matéria prima é comprada diretamente do produtor agrícola local, o que

torna o investimento inicial do projeto apenas a compra da unidade produtiva, construção das

instalações e serviços de montagem e instalação dos equipamentos.

6.3.3.1 Estimativa do investimento inicial em capital fixo

De posse dos resultados do balanço de massa obtido a partir da simulação do

processo (Tópico 6.3.1), os equipamentos puderam ser dimensionados, fornecendo assim

informações a cerca das suas principais características e capacidade produtiva. Os custos de

aquisição desses equipamentos foram reunidos e apresentados na Tabela 6.5, sendo as

dimensões e características detalhadas nos Apêndices B, C e D.

Tabela 6.5 – Especificação dos custos de aquisição dos principais equipamentos

Departamento Equipamento Capacidade Unidade Quant. Preço (R$) Total (R$)

Ex

tra

ção

Esteira de lavagem 15 ton/h 1 83.000 83.000

Moinho/ Despolpadeira 15 ton/h 1 95.000 95.000

Prensa hidráulica 5 ton/5min 1 58.000 58.000

Tanque pulmão 01 85 m3 4 405.603 1.622.412

Bomba centrífuga 01 50 m3/h 1 26.000 26.000

Total = R$ 1.884.412

Fer

men

taçã

o

Dornas de fermentação 110 m3 2 1.055.832 2.111.664

Bomba H2O resfriamento 1.100 m3/h 2 99.000 198.000

Tanque de tratamento 13 m3 2 95.436 190.872


Bomba centrífuga 03 e 04 16 m3/h 2 16.000 32.000

Total = R$ 2.553.536

Des

tila

ção

Tanque de pulmão 02 75 m3 2 328.724 657.448


Trocador de calor 01 20,7 m2 1 132.550 132.550

Torre de destilação 01 1,42 m3 1 66.275 66.275


Torre de destilação 02 0,715 m3 1 76.879 76.879


Tanque de armazenagem 28 m3 4 137.852 551.408

Torre de resfriamento 1500 m3/h 1 765.000 765.000

Caldeira 3 ton vapor/h 1 148.000 148.000

Total = R$ 2.486.560




Visando um melhor entendimento dos custos, a unidade produtiva foi

departamentalizada, permitindo uma análise mais específica dos custos por departamento

estudado. A Tabela 6.6 apresenta uma síntese dos custos com aquisição de equipamentos para

cada departamento.

Tabela 6.6 – Custo com aquisição de equipamentos por departamento da unidade produtiva

Departamento Custo (R$) %

Extração R$ 1.884.412 27,2

Fermentação R$ 2.553.536 36,9

Destilação R$ 2.486.560 35,9 Fonte: Autoria própria.

Observa-se que os custos com aquisição de equipamentos não são concentrados

em um departamento específico, estando distribuídos de forma homogênea entre os

departamentos de extração, fermentação e destilação. Assim, estima-se que o investimento

com aquisição de equipamentos foi de R$ 6.924.508.

De posse dos custos de aquisição de equipamentos, pode-se preencher a Tabela

6.2 do Tópico 6.2.4.1 do presente estudo, a qual descreve os custos com instalação dos

equipamentos, instrumentação e controle, tubulação, sistema elétrico, etc. A soma de todos

esses custos é contabilizada como o capital fixo, podendo esse ser observado na Tabela 6.7.

Os valores calculados para os custos diretos (CD), foram computados em relação

a um percentual do custo com aquisição de equipamentos (CE), Tabela 6.5, exceto os custos

com aquisição do terreno (VivaReal, 2015) e perfuração de poço de água profunda

(Portaldatransparencia, 2015), os quais foram cotados de acordo com as características do

município de Serra do Mel. Custos a estação de tratamento foram projetados de acordo com

as necessidades da unidade de produção. Já os custos com laboratório de análises, foram

projetados para equipar um laboratório de pequeno porte, sendo os equipamentos

apresentados no Apêndice E.

O terreno equivale a uma propriedade rural com 3.000 m2 localizado na zona rural

de Serra do Mel, enquanto que o investimento com poço de água profunda, consta na

construção de um sistema de poços de água subterrânea, localizado dentro da propriedade

adquirida.



Tabela 6.7 – Especificação do investimento em capital fixo

Custos Descrição

Custo estimado

(R$)

Custos Diretos

- CD

Compra de equipamentos (CE) 6.924.508

Instalação dos equipamentos 20,0% 1.384.902

Tubulações do processo 10,0% 692.451

Instrumentação e controle 6,0% 415.470

Isolamento 3,0% 207.735

Instalação elétrica 10,0% 692.451

Terreno - 90.000

Poço de água profundo - 250.000

Laboratório para análises - 63.100

Estação de tratamento - 100.000

R$ 10.820.616,92

Custos

Indiretos - CI

Construção civil - 1.140.882

R$ 1.140.882,00

Outros custos Contigências 5,0% 598.075

R$ 598.074,95

Total R$ 12.559.574 Fonte: Autoria própria.

O custo indireto (CI) responde por gastos realizados com construção civil, sendo

este projetado com base no valor gasto para erguer um galpão industrial e uma área

administrativa e laboratorial, conforme layout proposto na Figura 6.20.

Figura 6. 20 – Layout proposto para a indústria de produção de etanol a partir do suco de caju


O galpão foi dimensionado de forma a abrigar todos os equipamentos da planta

industrial, além das seções de descarga da matéria prima e abastecimento dos caminhões que

irão transportar o etanol. Considerou-se a construção de um galpão industrial de 1.237 m2,



sendo o preço cobrado pela construção de 687,79 R$/m2 (SINDUSCON-RIO, 2015). Para

erguer a área administrativa e dos colaboradores (Figura 6.10), calculou-se quanto deveria ser

investido na construção de uma residência familiar de 133 m2 a 1.062,22 R$/m2 (CBIC,

2015). Logo, foram investidos R$ 850.796 na construção do galpão industrial e R$ 141.275

nas áreas administrativas e de colaboradores. A esses valores, ainda são adicionados 15 % de

taxa administrativa (Tisaka, 2009), resultando em um investimento total de R$ 1.140.882 em

construção civil.

Considerou-se ainda, custos referentes a contingências (outros custos), sendo

esses projetados como sendo 5 % da soma dos custos diretos (CD) e dos custos indiretos (CI).

Assim, o investimento inicial em capital fixo previsto para a destilaria com capacidade de

produção de 31.500 toneladas de pedúnculo/ano foi de R$ 12.559.574.

6.3.3.2 Levantamento dos principais custos de operação

Os custos de produção anual foram avaliados considerando-se as despesas com

matéria prima, utilidades industriais, mão de obra direta, manutenção e custos administrativos.

Os custos anuais relacionados à unidade de produção de etanol foram quantificados e reunidos

na Tabela 6.8.

Tabela 6.8 – Custo anual de operação e manutenção da unidade produtiva

Item Custo anual (R$) %

Insumo 50.670 0,3

Matéria prima 15.750.000 91,0

Mão de obra 205.276 1,2

Utilidades 737.965 4,3

Despesas de fábrica 125.596 0,7

Seguro 100.477 0,6

Partida da planta 125.596 0,7

Manutenção 214.769 1,2 Fonte: Autoria própria.

Os custos com despesas de fábrica, seguro e taxas locais foram calculados como

um percentual dos custos com capital fixo calculados no Tópico 6.3.3.1. Os percentuais

adotados foram os mesmos utilizados por Richardson e Rosentrater (2013), sendo eles de 1 %

para os custos com despesas de fábrica, 0,8 % com seguros e 0,1% com taxas locais. Já a



partida da planta, foi estimada como sendo 5 % dos custos com capital fixo (Myers, 1986),

sendo esta realizada uma vez por ano.

Assim, o custo de operação e manutenção anual da unidade industrial foi estimado

em torno de R$ 17.310.348. Analisando a Tabela 6.8, observa-se que a matéria prima é

responsável por mais de 90 % do custo anual total de operação. Logo, verifica-se que o custo

com matéria prima terá forte influência na viabilidade do processo de produção de etanol a

partir do caju. Uma descrição mais detalhada do levantamento dos custos de operação e

manutenção da unidade de produção de etanol foi realizada nos próximos tópicos.

6.3.3.2.1 Custo com matéria prima

O custo da matéria prima foi definido com base nos valores praticados por

fornecedores de pedúnculo de caju para agroindústrias de fabricação de suco nos estados do

Ceará e Rio Grande do Norte, sendo esse estimado em torno de 0,50 R$/Kg de pedúnculo. A

Tabela 6.9 mostra o custo com matéria prima por ano de produção.

Tabela 6.9 – Custo com aquisição de matéria prima

Matéria prima Quantidade (ton) Preço (R$/Kg) Custo (R$/bat) Custo (R$/ano)

Pedúnculo de caju 31.500 0,50 171.195,65 15.750.000


Conforme definido no Tópico 6.2.1, a demanda anual por pedúnculo de caju foi

estimada em 31.500.000 Kg, sendo esse negociado a 0,5 R$/Kg. Assim, tem-se que o custo

com aquisição de matéria prima por batelada foi estimado em torno de R$ 171.196, gerando

um custo anual de R$15.750.000 (Tabela 6.9).

6.3.3.2.2 Custo com mão de obra

Baseando-se na linha de produção industrial simulada, foi proposto o quadro de

funcionários com seus respectivos salários. Tais custos foram projetados considerando todos

os encargos trabalhistas, sendo os salários atribuídos com base no salário mínimo brasileiro

vigente no ano de 2014, no valor de R$ 788,00 (Agenciabrasil, 2014), acrescido dos encargos

trabalhistas (previdência social, férias, décimo terceiro, etc) da ordem de 101,81 % (Rosado

Júnior, Coelho, Feil, 2008) a 105 % (Weschenfelder, 2011), resultando em um valor médio de

103,4 %, que implica no valor final de R$ 1.602,8. A jornada de trabalho foi estipulada como



sendo de 44 horas/semanais, considerando 3 turnos de funcionamento, sendo necessários 2

funcionários para o turno da manhã, 2 no turno da tarde, 2 no turno da noite e 2 folguista,

totalizando cada turno como sendo de 8 horas. Considerou-se um adicional noturno de 20 %

sobre o salário entre 22:00 às 05:00 horas. A Tabela 6.10 sintetiza todos os gastos com mão

de obra.

Tabela 6.10 – Mão de obra envolvida no processo

Mão de obra envolvida no processo

Tipo Quantidade Custo unitário -

R$/mês

Custo mensal -

R$/mês Custo anual - R$ %

Operador 8 1.603 13.463 40.390 19,7

Analista 1 1.603 1.603 4.808 2,3

Administrativo 2 3.206 6.411 76.934 37,5

Manutenção 1 2.010 2.010 8.040 3,9

Engenheiro 1 6.259 6.259 75.103 36,6 Fonte: Autoria própria.

De acordo com a Tabela 6.10, a mão de obra para o processo engloba 8

operadores, 1 analista, 1 técnico administrativo, 1 técnico em manutenção e 1 engenheiro. Os

operadores e analistas possuem contrato com prazo determinado de apenas 3 meses, enquanto

que o engenheiro e o técnico administrativo tem contrato por prazo indeterminado. Já o

técnico em manutenção possui contrato de 4 meses. O salário pago ao engenheiro é

equivalente ao piso da categoria, sendo orçado em R$ 6.154,0 (CREA-SC, 2014), o qual,

acrescido dos impostos equivale a R$ 12.615,7. Contudo, considerou-se contratar o

engenheiro por apenas meio turno. Assim, o custo mensal total com mão de obra ficou em

torno de R$ 29.764, equivalendo a R$ 205.276 anuais.

6.3.3.2.3 Custo com utilidades

As utilidades consumidas no processo foram consideradas como sendo água,

eletricidade e vapor. Os custos com consumo de água foram contabilizados apenas em relação

à quantidade enviada para o esgoto, haja vista que toda água que entra no processo é captada

em poços, sendo essa apenas filtrada por telas finas para retenção de partículas. Apenas a água

utilizada nos banheiros e na lavagem do pedúnculo foram consideradas como sendo enviada

para esgoto, uma vez que a água utilizada para resfriamento foi reutilizada, sendo resfriada a

25 °C e armazenada.



Para contabilizar os custos com energia elétrica, considerou-se a tarifa de energia

elétrica utilizada como sendo de 0,22288 R$/kWh, conforme resolução da ANEEL,

disponível no site da companhia energética do Rio Grande do Norte (EPE, 2014). A Tabela

6.11 descreve os custos com energia elétrica da usina.

Tabela 6.11 – Custo de energia elétrica na produção de etanol a partir do suco de caju

Seção Equipamento Potência

(kW)

Utilização

(h)

Consumo

(kWh)

Custo por

batelada (R$)

Extr

ação

Esteira de lavagem 1,47 24 35,3 7,9

Moinho/ Despolpadeira 15,44 24 370,4 82,6

Prensa hidráulica 1,10 24 26,5 5,9

Tanque pulmão 01 - 24 - -

Bomba centrífuga 01 1,99 6 11,9 2,7

Total = 99

Fer

men

taçã

o

Dornas de fermentação 887,65 24 21303,6 4748,1

Bomba H2O resfriamento 43,66 24 1047,8 233,5

Tanque de tratamento - 3 - -


Bomba centrífuga 03 e 04 1,28 0,5 0,6 0,1

Total = 4.984

Des

tila

ção

Tanque de pulmão 02 - 24 - -


Trocador de calor 02 - 24 - -

Torre de destilação 01 - 24 - -


Torre de destilação 02 - 24 - -


Tanque de armazenagem - 24 - -

Torre de resfriamento 6,53 24 156,7 34,9

Total = 85,3

Iluminação 2.319 517 Fonte: Autoria própria.

Percebe-se que o maior gasto energético da planta está associado à seção de

fermentação, que responde por 97,1 % do consumo energético total da planta, enquanto que as

seções de extração e destilação consomem 1,9 e 1,0 %, respectivamente. Os dois

fermentadores utilizados no processo são os grandes responsáveis pelo elevado consumo de

energia na seção de fermentação. Por possuírem um volume reacional bastante elevado

(83.000 L), os agitadores que funcionam 8 horas por batelada necessitam de uma elevada



potência para manter todo o meio fermentativo homogêneo. Como são utilizadas 2 dornas de

fermentação que realizam 2 bateladas ao dia, tem-se que os agitadores funcionam 24 horas

por dia (8 horas em 4 bateladas diárias). Assim, observa-se que além da grande potência

exigida em cada fermentador, os mesmos operam por 16 horas cada.

Totalizando os custos com o consumo de energia elétrica apresentado na Tabela

6.11, estima-se que o custo por batelada ficou em torno de R$ 5.685, o que gera um custo

anual de aproximadamente R$ 523.027.

Os custos com vapor foram calculados com base na demanda de vapor na coluna

de destilação (CD – 01) e na coluna de retificação (CD – 02). O consumo de vapor em cada

equipamento, assim como o custo de vapor individualizado por equipamento, são

apresentados na Tabela 6.12, na qual considera o custo com a operação da caldeira como

sendo de 33,35 R$/ton (Evaristo e Figueiredo, 2008).

Tabela 6.12 – Consumo de vapor na produção de etanol a partir do suco de caju

Seção Equipamento Vazão

(Kg/h)

Utilização

(h)

Consumo

(Kg)

Custo por

batelada (R$)

Extr

ação

Esteira de lavagem 24

Moinho/ Despolpadeira 24

Prensa hidráulica 24

Tanque pulmão 01 24

Bomba centrífuga 01 6

Total = 0

Fer

men

taçã

o

Dornas de fermentação 24

Bomba H2O resfriamento 24

Tanque de tratamento 3


Bomba centrífuga 03 e 04 0,5

Total = 0

Des

tila

ção

Tanque de pulmão 02 24


Trocador de calor 02 24

Torre de destilação 01

1.755 24

42.108

1.404

Bomba centrífuga 06

24

Torre de destilação 02

1.079 24

25.889 863


Tanque de armazenagem 24

Total = 2.267,7 Fonte: Autoria própria.



Assim, por batelada são consumidas 68 toneladas de vapor, gerando um custo de

2.268 R$/batelada, que equivale em um custo anual de R$ 208.628.

6.3.3.2.4 Custo com manutenção

O custo com manutenção representa uma parte fixa do investimento em

equipamento e obras civis, sendo esse definido como 1,71 % do custo com capital fixo

(Richardson e Rosentrater, 2013) determinado no Tópico 6.3.3.1. Logo, o custo com

manutenção ficou orçado em R$ 264.534 (Tabela 6.8).

6.3.3.2.5 Custo com insumos

Levedura, ácido sulfúrico 98 % e cloro foram os insumos utilizados pelo processo.

O custo com levedura foi considerado como sendo 100 R$/Kg. Considerou-se a compra do

micro-organismo apenas uma vez por ano, haja vista que a unidade irá reutilizar a levedura

durante toda a safra. 12,39 litros de ácido sulfúrico são consumidos após duas bateladas no

fermentador, visando promover a desinfecção das células na etapa de tratamento ácido.

Considerou-se o custo do ácido sulfúrico como sendo 38 R$/L, sendo o custo por dia de

aproximadamente R$ 551, que ao final do ano totaliza aproximadamente R$ 50.670. Já o

cloro, foi utilizado na concentração de 50 PPM para promover a desinfecção do pedúnculo

que entra no processo. O mesmo tem valor comercial de 16,10 R$/Kg, sendo consumidos 34,2

Kg por semana, uma vez que a água clorada é reutilizada por 7 dias continuamente. Logo, o

custo com cloro foi orçado em aproximadamente 7.244 R$/ano.

6.3.3.3 Projeção das receitas

No processo considera-se apenas o etanol hidratado comercializável, sendo esse

produto que irá determinar a receita anual do projeto. Com base no fluxograma proposto para

o processo (Figura 6.2), ao final de um dia, são produzidos 308,16 toneladas de suco de caju,

equivalentes a 28.350,72 toneladas/ano. Como em cada batelada consome-se 77,625 toneladas

de suco (Apêndice B), observa-se que são possíveis realizar 365 bateladas/ano. Anteriormente

foi definido que, em um dia, são possíveis realizar 4 bateladas utilizando 2 fermentadores no

processo, o que equivale a dizer que serão realizadas 4 bateladas por 91 dias, mais uma no dia

92. Assim, são produzidos aproximadamente 2.128.863 litros/ano de etanol hidratado veicular



a 93,5 % em massa. Tomando como base o preço médio do litro de álcool combustível

hidratado pago aos produtores em 2014 (Tabela 6.4), o etanol foi negociado a 1,3937 R$/L,

gerando assim uma receita anual de R$ 2.924.845.

6.3.3.4 Montagem do fluxo de caixa

Um esquema explicativo do fluxo de caixa utilizado no cálculo dos indicadores

econômicos foi apresentado na Figura 6.21. Em azul, são representadas as entradas do

processo referentes à venda de etanol em cada ano de operação, enquanto que as saídas

referentes ao investimento de capital fixo do ano zero e de operação nos anos seguintes são

representados em vermelho. O fluxo de caixa foi avaliado em um horizonte de 10 anos, tempo

referente à depreciação total das máquinas e equipamentos industriais (Tribunal de Justiça do

Estado do Paraná, 2015).

Figura 6.21 – Esquema da elaboração do fluxo de caixa


A Tabela 6.13 apresenta os valores projetados para cada ano em que a unidade

industrial foi analisada. O valor do dinheiro no tempo foi atualizado a partir do valor

estipulado de TMA (12 %), sendo esse descontado na coluna Fluxo de caixa. Os valores

representados em vermelho implicam em valores de moeda negativos, ou seja, valores em que

o fluxo é negativo.

O investimento inicial em capital fixo requerido para implantação do projeto foi

de R$ 12.559.574, sendo esse alocado na coluna de investimento no ano 0 (zero), ano

destinado à construção e instalação da unidade produtiva. O lucro líquido foi calculado como

senda a diferença entre o investimento, o custo de operação e a receita no respectivo ano em

análise. Já a atualização do dinheiro no tempo, foi projetada de acordo com a TMA

selecionada, que para o respectivo estudo foi de 12 % a.a. Com base no fluxo de caixa, parte-

se para a análise dos indicadores de viabilidade econômica.

Ano 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

R$ 12.559.574

R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845

R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348

R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845 R$ 2.924.845

R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348 R$ 17.310.348



Tabela 6.13 – Fluxo de caixa para o processo proposto

Ano Investimento Custo de

operação Receitas Lucro líquido Fluxo de caixa

0 R$ 12.559.574 0 0 -R$ 12.559.574 -R$ 12.559.574

1

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 12.844.199

2

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 11.468.035

3

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 10.239.317

4

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 9.142.247

5

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 8.162.721

6

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 7.288.144

7

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 6.507.271

8

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 5.810.063

9

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 5.187.557

10

R$ 17.310.348 R$ 2.924.845 -R$ 14.385.503 -R$ 4.631.747 Fonte: Autoria própria.

6.3.3.5 Análise dos indicadores econômicos

O Valor Presente Líquido (VPL) foi calculado utilizando uma TMA de 12 % a.a.

A partir da determinação da TMA, pode-se calcular o valor atualizado dos fluxos líquidos de

caixa (Tabela 6.14), para cada ano individualmente. A soma do fluxo de caixa calculado em

cada ano fornece o VPL. A Taxa Interna de Retorno (TIR) é considerada como a taxa de

retorno no qual o valor do investimento se torna zero, ou seja, quando o VPL for igual a zero.

Espera-se que o valor encontrado para a TIR seja maior que o proposto para a TMA, pois, tal

resultado, torna a planta economicamente viável. Já o Payback indica em quantos anos o

investimento inicial em capital fixo é recuperado. Os valores obtidos para esse indicadores

são sintetizados na Tabela 6.14.

Tabela 6.14 – Indicadores econômicos calculados para o processo de produção de etanol a partir do suco de caju

Indicador Valor

VPL - R$ 93.840.874

TIR N/A

Payback N/A


Analisando a Tabela 6.14, verifica-se que o VPL apresenta valor negativo, o que

permite afirmar que o retorno do projeto será menor que o capital inicial investido, o que



permite assegurar que o projeto não apresenta atratividade frente a outros investimentos

(Marchetti, 1995).

Como o valor encontrado para o VPL foi negativo, pode-se identificar que o

investimento está sendo remunerado a uma taxa de retorno (TIR) inferior à taxa mínima de

atratividade (TMA) estipulada para avaliar esse projeto. Devido ao fato de o VPL apresentar

um valor negativo muito grande, os demais indicadores econômicos não foram calculados.

Por consequência, o projeto não se apresentou como um bom investimento, verificando-se

assim a não viabilidade econômica da produção de etanol a partir do suco de caju.

6.3.3.6 Estudo de caso I: Desonerando a matéria prima

Observando a Figura 6.12, percebe-se que as saídas com custos operacionais são

bem maiores que os fluxos de entrada com receita, sendo superior, também, ao custo com

investimento inicial do processo. Como foi apresentado na Tabela 6.9 do Tópico 6.3.3.2 do

presente estudo, o custo com aquisição de matéria prima representa aproximadamente 90 %

dos custos operacionais totais. Assim, optou-se por verificar a sensibilidade do VPL, TIR e

Payback em função da variação do custo com matéria prima. Os resultados são resumidos na

Tabela 6.15, onde se verifica o fluxo de caixa gerado para o processo.

Tabela 6.15 – Fluxo de caixa para o processo sem custos com a matéria prima

Ano Investimento Custo de

operação Receitas Lucro líquido Fluxo de caixa

0 R$ 12.559.574 0 0 -R$ 12.559.574 -R$ 12.559.574

1

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 1.218.301

2

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 1.087.768

3

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 971.222

4

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 867.162

5

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 774.252

6

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 691.297

7

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 617.229

8

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 551.097

9

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 492.051

10

R$ 1.560.348 R$ 2.924.845 R$ 1.364.497 R$ 439.331 Fonte: Autoria própria.



Com a retirada do custo de aquisição de matéria prima, observam-se lucros

líquidos positivos para todos os anos avaliados. Contudo, apenas essa informação não é

suficiente para comprovar a viabilidade econômica da planta, sendo necessária a avaliação

dos indicadores econômicos mostrados na Tabela 6.16.

Tabela 6.16 – Indicadores econômicos calculados para o processo de produção de etanol a partir do suco de caju

sem custos com aquisição da matéria prima

Indicadores

VPL= - R$ 4.849.863

R/D= - 0,61 %

Payback= N/A

TIR 1,54 %


Da Tabela 6.16, observa-se que mesmo sem pagar pela matéria prima, o processo

continua a apresentar valor de VPL negativo. Observa-se também que o indicador R/D

apresentou valor negativo e menor que 1, evidenciando um gasto maior com as despesas em

relação à receita da unidade. Quanto à TIR, a mesma exibe um valo menor que a TMA,

tornando o processo não atrativo para as condições avaliadas.

Portanto, mesmo desonerando o custo de operação da unidade industrial com a

retirada do valor da matéria prima, haja vista a grande contribuição percentual do mesmo no

custo operacional, o processo produtivo proposto para a produção de etanol hidratado veicular

a partir do pedúnculo de caju, continua apresentando-se economicamente inviável.

6.3.3.8 Análise de sensibilidade

Com o intuito de verificar as incertezas do projeto, foi realizada uma análise de

sensibilidade do VPL e da TIR em função de variações no percentual de investimento inicial

(60 a 140 %) e variações no preço de aquisição da matéria prima (0,00 R$/Kg a 0,03 R$/Kg).

Os resultados para a sensibilidade do VPL são apresentados na Figura 6.22.

De acordo com os valores apresentados na Figura 6.22, observa-se que ao adotar

60 % do investimento inicial estimado para o presente projeto e retirando os custos com a

matéria prima, tem-se o único cenário rentável dentre os avaliados, considerando uma TMA

de 12 %.



Figura 6.22 – Análise de sensibilidade no VPL

60 80 100 120 140

-12.000.000

-10.000.000

-8.000.000

-6.000.000

-4.000.000

-2.000.000

0

2.000.000

VP

L (

R$)

Investimento (%)

0,00 R$/Kg

0,01 R$/Kg

0,02 R$/Kg


Quanto à sensibilidade da TIR, variou-se o percentual de investimento inicial (60

a 140 %) e o preço de aquisição da matéria prima (0,00 R$/Kg a 0,03 R$/Kg), sendo os

resultados observados na Figura 6.23.

Figura 6.23 – Análise de sensibilidade na TIR

60 80 100 120 140

-20

-15

-10

-5

0

5

10

15

20

0,00 R$/Kg

0,01 R$/Kg

0,02 R$/Kg

0,03 R$/Kg

Investimento (%)

TIR

(%

)




Observa-se que o único cenário em que a TIR é maior que a TMA adotada (12 %),

foi ao considerar 60 % do investimento inicial estimado para o presente projeto e retirando os

custos com a matéria prima (TIR = 17,09 %). Ao considerar o preço da matéria prima como

sendo 0,01 R$/Kg e 60 % do investimento inicial, tem-se uma TIR de 10,77 %, um pouco

abaixo da TMA.

Logo, o VPL apresentou-se positivo (R$ 1.447.136) e a TIR (17,09 %) maior que

a TMA (12 %) para o cenário em que foi considerado um investimento inicial de 60 % do

valor proposto para o projeto, desde que o valor da matéria prima seja nulo. Caso o projeto

adote uma TMA menor ou igual a 10,60 %, o projeto apresentará um VPL positivo (R$

47.685), passando assim a ser viável.

Vale salientar que a utilização de novas alternativas energéticas não deve ser vista

apenas como opção para aumentar a demanda de combustíveis. Devem-se avaliar, também,

quais são as vantagens socioeconômicas para a região onde se pretende implantar tal projeto.

Por vários anos, a cadeia produtiva de caju vem sofrendo com as secas e com a falta de

incentivos econômicos, fazendo com que grande parte das plantações de caju no Nordeste

brasileiro sejam dizimadas.

6.4 Conclusões

Os resultados obtidos sinalizam que o suco extraído do pedúnculo de caju,

apresentou viabilidade técnica para o processo de produção de etanol. Contudo, os resultados

da análise econômica do processo, fazem com que o pedúnculo deixe de ser um recurso

atrativo na obtenção de etanol ao ser utilizado no processo aqui proposto, uma vez que o

mesmo retorna um prejuízo de aproximadamente - R$ 93.840.874.

É importante salientar que tais resultados são reflexos do estudo de caso aqui

proposto, sendo consequência das considerações realizadas no desenvolvimento do trabalho,

não descartando assim, o uso do suco de caju como matéria prima para produção de etanol.

Analisando a sensibilidade dos indicadores econômicos, observou-se que existem cenários

otimistas que tornam o processo de produção de etanol a partir do suco de caju um projeto

viável (VPL = R$ 1.447.136 e TIR = 17,09 %), porém, apresenta um risco bastante elevado.

Porém, não se deve analisar apenas a economia do projeto, uma vez que a

implantação do processo aqui proposto, não só traria emprego para a região, mas também iria

promover uma interação com a agricultura local, trazendo assim benefícios para a sociedade.



Assim, a destinação do pedúnculo que é perdido no campo para fins que gerem

lucros aos agricultores pode ser um incentivo para a retomada do cultivo de tal cultura no

Brasil. Logo, novos estudos devem ser realizados com o objetivo de tornar o processo de

produção de etanol a partir do suco de caju viável.

140 Capítulo 7 – Considerações finais. PINHEIRO, A.D.T.


7 CONSIDERAÇÕES FINAIS

A utilização do suco de caju como fonte de substrato para a fermentação alcoólica

apresentou rendimentos próximos aos encontrados na literatura quando se utiliza cana-de-

açúcar, tornando o suco uma matéria prima relevante a ser estudada. Fermentações

conduzidas com concentração de substrato próximas a 102 g.L-1, temperatura de 34 °C,

concentração de inóculo de 5 g.L-1 e agitação próxima a 140 rpm, conferem uma maior

conversão dos açúcares em álcool ao final do processo.

Apesar de apresentar bons rendimentos para o processo fermentativos (68 L/ton) e

mostrar ser viável tecnicamente, o processo de produção de etanol utilizando suco de caju não

apresentou viabilidade econômica, uma vez que a unidade industrial proporciona um fluxo de

caixa negativo (- R$ 93.840.874) ao final dos 10 anos em que foi analisado.

Contudo, tal resultado não pode ser considerado como sendo definitivo, pois se

trata de um estudo inicial no qual tem como proposta o aproveitamento do pedúnculo que

atualmente é estragado no solo dos pomares.

A partir da análise de sensibilidade, pode-se perceber que alterações no projeto em

questão podem trazer melhorias quanto à viabilidade, chegando a tornar o mesmo viável.

Espera-se que, a partir desse trabalho, várias melhorias sejam realizadas a fim de se obter a

viabilidade econômica do processo. Uma alternativa promissora para tanto, é a utilização de

subprodutos do processo, tais como o bagaço de caju gerado na extração do suco e o dióxido

de carbono liberado na fermentação, aumentando assim as receitas da unidade de produção.

141


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APÊNDICE A – CÁLCULO DAS TROCAS TÉRMICAS DO PROCESSO

1 – Determinação da água de resfriamento na camisa do fermentador DF-01 e 02:

Partindo da equação geral do balanço de energia para sistema com reação química,

teremos:

𝑑[�̇� + �̇�(𝐸�̂� + 𝐸�̂�)

𝑑𝑡= ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

+ 𝐸�̂� + 𝐸�̂�) + �̇� + �̇�𝑒 + �̇�𝑝 + ∆𝐻𝑅𝑋 01

Como a fermentação ocorre a uma temperatura constante de 34° C, considerando que

ao se trata de um sistema em batelada, no qual há apenas saída do dióxido carbono formado

durante a reação, uma vez que o sistema opera a pressão atmosférica. Como no processo tem

dissipação de calor, uma vez que se trata de uma reação exotérmica e que o sistema apresenta

apenas trabalho de eixo devido à potência do agitador presente no fermentador a Equação 01

se resume:

0 = −�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 − �̇� + �̇�𝑒 − ∆𝐻𝑅𝑋 02

Assim a quantidade de calor dissipada no processo será dada por:

𝑄 = −�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 + �̇�𝑒 − ∆𝐻𝑅𝑋 03

Dados:

A quantidade de trabalho de eixo fornecida ao sistema pela potência do agitador do

fermentador ao operar por 8 horas:

�̇�𝑒 = 888 𝑘𝑊 =888 𝑘𝐽

𝑠𝑥3600

𝑠

ℎ𝑥8 ℎ = 25.574.400,0 𝑘𝐽

A quantidade de fluxo de energia devido à saída de dióxido de carbono gerado no

processo:

�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 = �̇�𝐶𝑂2 ∫ 𝐶𝑃𝐶𝑂2𝑑𝑇𝑇𝑓

𝑇𝑖

04


Como a reação de fermentação da glicose e dada por:

𝐴𝑅𝑇 → 2 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 + 2 𝐶𝑂2 + 𝐵𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑠𝑎

Assumindo as quantidades trabalhadas em kg no respectivo processo, teremos:

𝐴𝑅𝑇 → 2 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 + 2 𝐶𝑂2 + 𝐵𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑠𝑎

9000 𝑘𝑔 → 4.534 𝑘𝑔 + 4.175 𝑘𝑔 + 291 𝑘𝑔

Assim, a Equação 05 para o fluxo de entalpia que sai do sistema devido ao dióxido de

carbono produzido no processo será:

�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 = 4.175 𝑘𝑔 𝑥 ∫ 𝐶𝑃𝐶𝑂2𝑑𝑇𝑇𝑓

𝑇𝑖

05

Para uma capacidade calorífica do dióxido de carbono 𝐶𝑃𝐶𝑂2 = 209,35𝐽/𝑚𝑜𝑙 𝐾

(Doran, 1995) e uma variação de temperatura de 25°C (temperatura de referência) a 34 ° C

(temperatura da fermentação) tem-se:

�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 = 4.175 𝑘𝑔 𝑥 209,35𝐽

𝑚𝑜𝑙𝐶𝑂2 𝐾𝑥1𝑚𝑜𝑙𝐶𝑂244,01𝑔𝐶𝑂2

𝑥 1000𝑔

1𝑘𝑔(307𝐾 − 298𝐾)

�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 = 178.739.500 𝐽 𝑥 1𝑘𝐽

1000𝐽= 178.739,5 𝑘𝐽

Para o cálculo referente à entalpia de reação do processo fermentativo (∆𝐻𝑅𝑋) aplicou-

se a Equação 06, que adota apenas as entalpias padrões de combustão das espécies envolvidas

na reação. Como para o dióxido de carbono esse valor é igual à zero, o cálculo da entalpia de

reação leva em consideração apenas os dados das entalpias padrões de combustão da glicose,

etanol e da biomassa, que para o processo em questão e a microrganismo (Doran, 1995):

∆𝐻𝑅𝑋 = −𝑚∆ℎ𝑔𝑙𝑖𝑐𝑜𝑠𝑒𝑜 +𝑚∆ℎ𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑠𝑎

𝑜 +𝑚∆ℎ𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙𝑜 06

∆𝐻𝑅𝑋 = −9000𝑘𝑔 𝑥 (−1,558 𝑥 104𝑘𝐽

𝑘𝑔) + 291 𝑘𝑔 𝑥 (−

2,12 𝑥 104𝑘𝐽

𝑘𝑔)

+ 4.534 𝑘𝑔 𝑥 (−2,971 𝑥 104𝑘𝐽

𝑘𝑔) = −717.940 𝑘𝐽

Então, substituindo esses valores na equação 07, teremos que a quantidade de calor a

ser dissipada na fermentação será:


𝑄 = −�̇�𝐶𝑂2𝐻𝐶𝑂2 + �̇�𝑒 − ∆𝐻𝑅𝑋

𝑄 = −178.739,5 𝑘𝐽 + 25.574.400 𝑘𝐽 + 717.940 𝑘𝐽 = 26.113.600,5 𝑘𝐽

Dessa forma, para determinar a quantidade de água necessária para resfriar a reação de

fermentação faz-se um balanço de energia na camisa do reator considerando que sistema

opere em estado estacionário, na qual a variação de entalpia da água líquida saturada (entre as

temperaturas de 25° C a 30°C) seja a variação de energia mais significativa e que não há

nenhuma forma de trabalho existe. Sendo assim obtemos a Equação 07:

𝑄 = − ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

) = �̇�𝑖∆𝐻Á𝑔𝑢𝑎 𝑙𝑖𝑞𝑢𝑖𝑑𝑎 𝑠𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎𝑑𝑎 07

Dados: Entalpias da água líquida saturada (Smith, Van Ness e Abbott, 2011):

Temperatura de 25°C 𝐻25°𝐶 = 104,8 𝑘𝐽/𝑘𝑔 e Temperatura de 30°C 𝐻30°𝐶 = 125,7 𝑘𝐽/𝑘𝑔

Assim, a quantidade de água necessária ao resfriamento do reator será:

𝑄 = �̇�𝑖∆𝐻Á𝑔𝑢𝑎 𝑙𝑖𝑞𝑢𝑖𝑑𝑎 𝑠𝑎𝑡𝑢𝑟𝑎𝑑𝑎 = 26.113.600,5 𝑘𝐽 = 𝑚á𝑔𝑢𝑎 (125,7𝑘𝐽

𝑘𝑔−104,8𝑘𝐽

𝑘𝑔)

𝑚á𝑔𝑢𝑎 = 1.249.454,6 𝑘𝑔 𝑝𝑜𝑟 ℎ𝑜𝑟𝑎 𝑑𝑒 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎çã𝑜 𝑑𝑜 𝑓𝑒𝑟𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜𝑟

2- Determinação da temperatura de saída do trocador de calor (TC-02) da coluna de

destilação CD-01:

O trocador de calor TC-02 e utilizado para aquecer o fermentado antes de entrar na

coluna CD-01. Para tanto se faz necessário o cálculo da temperatura de saída da corrente de

vinhaça vinda da seção de esgotamento da coluna de destilação CD-01 é realizado um balanço

de energia em estado estacionário, no qual a entalpia é a energia mais significativa e que não

há nenhuma forma de trabalho líquido no processo. Sendo assim, a equação geral do balanço

de energia se reduz a Equação 08:

𝑑[�̇� + �̇�(𝐸�̂� + 𝐸�̂�)

𝑑𝑡= ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

+ 𝐸�̂� + 𝐸�̂�) + �̇� + �̇�𝑒 + �̇�𝑝 08


0 = ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

) + �̇� 09

𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) 10

Existem quatro correntes no trocador de calor (TC-02) duas de entrada e duas de saída,

na qual a vazão mássica de entrada e saída da corrente de vinhaça que passa pelo trocador de

calor é de 10.730 kg/h e a vazão mássica de entrada e saída do fermentado é de 12.175 kg/h

(Apêndice D). As variações de temperatura que o fermentado sofre e de 34°C a 78°C e a

temperatura de entrada da corrente de vinhaça que vem da seção de esgotamento é de 100°C.

Portanto, a Equação 10 se torna:

𝑄 = 10.730 𝑘𝑔

ℎ(∆𝐻𝑉𝑖𝑛ℎ𝑎ç𝑎(100°𝐶−𝑇) + 12.175

𝑘𝑔

ℎ(∆𝐻𝑓𝑒𝑟𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜 34°𝐶 𝑎 78°𝐶 )

Assumindo a hipótese que o trocador trabalhe adiabaticamente, tem-se:

0 = 10.730 𝑘𝑔

ℎ(∆𝐻𝑉𝑖𝑛ℎ𝑎ç𝑎(100°𝐶−𝑇) + 12.175

𝑘𝑔

ℎ(∆𝐻𝑓𝑒𝑟𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜 34°𝐶 𝑎 78°𝐶 )

Como a entalpia é definida por ∆𝐻 = ∫ 𝐶𝑃𝑑𝑇𝑇𝑓

𝑇𝑖, então a equação acima se torna:

0 = 10.730 𝑘𝑔

ℎ(∫ 𝐶𝑃 𝑣𝑖𝑛ℎ𝑎ç𝑎𝑑𝑇

𝑇

373𝐾

) + 12.175𝑘𝑔

ℎ(∫ 𝐶𝑃 𝐹𝑒𝑟𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜𝑑𝑇

351𝐾

307𝐾

) =

Dados:

A capacidade calorífica aplicada no balanço de energia tanto para a vinhaça como para

o fermentado foi o da água (4,177 kJ/kg K) (Smith, Van Ness e Abbott, 2011), uma vez que a

concentração de etanol presente nas correntes de vinhaça e fermentado e de 0,03% m/m e de

5,77% m/m, respectivamente. Dessa forma, o valor da temperatura referente a corrente de

vinhaça que sai do trocador de calor (TC-02) é de:

0 = 10.730 𝑘𝑔

ℎ𝐶𝑃 𝑣𝑖𝑛ℎ𝑎ç𝑎(𝑇 − 373𝐾) + 12.175

𝑘𝑔

ℎ𝐶𝑃 𝐹𝑒𝑟𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜(351𝐾 − 307𝐾) =

10.730 𝑘𝑔

ℎ𝑥4,177

𝑘𝐽

𝑘𝑔 𝐾(𝑇 − 373𝐾) + 12.175

𝑘𝑔

ℎ𝑥4,177

𝑘𝐽

𝑘𝑔 𝐾(351𝐾 − 307𝐾) = 0

𝑇 = 323 𝐾 = 50°𝐶


3- Determinação da água de resfriamento no condensador da coluna de destilação CD-

01:

Assumindo as hipóteses que o condensador da coluna de destilação CD-01 trabalhe em

estado estacionário, na qual a variação de entalpia seja a energia mais significativa no

processo e que não há trabalho de eixo e de pistão, teremos:

𝑑[�̇� + �̇�(𝐸�̂� + 𝐸�̂�)

𝑑𝑡= ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

+ 𝐸�̂� + 𝐸�̂�) + �̇� + �̇�𝑒 + �̇�𝑝 11

0 = ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

) + �̇� 12

𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) 13

A quantidade de calor do condensador e equivalente a quantidade de calor a ser

dissipada pela corrente de vapor de etanol e água oriunda da coluna de destilação (CD-01), na

qual flui a uma vazão de 2.135,71 kg/h, valor obtido a partir dos dados do projeto da coluna

de destilação que fornece uma razão de refluxo (R) de 0,478 em relação destilado produzido

pelo processo que é de 1.445 kg/h. Assim, o valor de taxa de refluxo de 690,71 kg/h.

Permitindo assim, a determinação da vazão mássica de vapor de etanol e água oriundo da

coluna através do balanço de massa apresentado abaixo e que pode ser melhor verificado no

Apêndice D, no qual se encontra o projeto da coluna de destilação CD-01:

𝐹 + 𝐿 = 𝑊 + 𝑉 14

12175𝑘𝑔

ℎ+690,71𝑘𝑔

ℎ=10730𝑘𝑔

ℎ+ 𝑉

𝑉 = 2.135,71𝑘𝑔

ℎ𝑑𝑒 𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟

Dessa forma, a quantidade de calor dissipada pela corrente de vapor de etanol e água

oriunda da coluna de destilação CD-01 é dada pelo balanço de energia apresentado abaixo, no

qual possui os mesmos pressupostos adotados para o balanço do condensador:

𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) 15

Dados:


Taxa de fluxo mássico de vapor de etanol e água �̇�𝑖 = 2.135,71 𝑘𝑔/ℎ

Entalpia de vaporização do etanol a 100°C a uma concentração de aproximadamente

de 48,40% m/m (Riggs e Himmelblau, 2006): ∆𝐻𝑉𝑎𝑝 = 1.570,05 𝑘𝐽/𝑘𝑔.

Assim, a quantidade de calor referente ao vapor de etanol e água que passa pelo

condensador é dada por:

𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) =2.135,71𝑘𝑔

ℎ𝑥 1.570,05

𝑘𝐽

𝑘𝑔= 3.353.171,486𝑘𝐽/ℎ

Sendo assim, a quantidade de água requerida pelo condensador será:

3.353.171,486𝑘𝐽

ℎ= �̇�á𝑔𝑢𝑎∆𝐻Á𝑔𝑢𝑎

Como a água que passa pelo condensador está na condição de água líquida saturada a

temperatura de 30°C a 35° C as entalpia da água a 30°C e 35°C (Smith, Van Ness e Abbott,

2011) são: 𝐻Á𝑔𝑢𝑎 = 125,7𝑘𝐽/𝑘𝑔 e 𝐻Á𝑔𝑢𝑎 = 146,6 𝑘𝐽/𝑘𝑔, respectivamente.

Portanto, a quantidade de água necessária ao resfriamento do vapor de etanol e água

da coluna de destilação CD-01, será:

3.353.171,486 𝑘𝐽

ℎ= �̇�á𝑔𝑢𝑎 (146,6

𝑘𝐽

𝑘𝑔− 125,7

𝑘𝐽

𝑘𝑔)

�̇�á𝑔𝑢𝑎 = 160.438,83 𝑘𝑔/ℎ

4 - Determinação da quantidade de vapor do refervedor da coluna de destilação CD-01:

Para o refervedor teremos que na condição de equilíbrio termodinâmico adotado no

projeto assume que a quantidade de vapor que sai da coluna de destilação e igual a quantidade

de vapor que entra devido ao refluxo oriundo do refervedor (V=V’=2.135,71 kg/h), sendo

assim, realizado um balanço de massa no refervedor temos que a quantidade de líquido que

sai da zona de esgotamento da coluna e que entra no refervedor e de L’=12.865,71 kg/h. Esses

valores se encontram detalhado no Apêndice D.

𝐿′ = 𝑉′ +𝑊 16


Sendo assim, temos:

𝐿′ =2135,71𝑘𝑔

ℎ+10730𝑘𝑔

ℎ= 12.865,71𝑘𝑔/ℎ

Determinado essas correntes é possível realizar o balanço de energia no refervedor

para determinar a quantidade de vapor necessária ao aquecimento da corrente de esgotamento

para gerar refluxo de vapor na coluna de destilação CD-01. As hipóteses adotadas para

realização desse balanço são: estado estacionário, entalpia a energia mais significante e sem

realização de trabalho pelo e/ou sobre o sistema. Sendo assim, a equação do balanço de

energia se torna:

𝑄 = �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟(∆𝐻) 17

Para a solução desse balanço com intuito de determinar a vazão mássica de vapor

saturado que passa pelo refervedor é indispensável determinar a quantidade de calor para

produzir a corrente de vapor que sofre refluxo na zona de esgotamento da coluna de destilação

CD-01. Para tanto, adota-se os mesmo pressuposto do balanço de energia realizado acima.

Dessa forma, teremos:

𝑄 = −∑�̇�𝑖𝐻𝑖

𝑁𝐶

𝑖=1

18

Como o refervedor possui 3 correntes, a corrente de liquido que vem da zona de

esgotamento (L’), a corrente de vapor que sai do refervedor e retorna a coluna (V’) e a

corrente de vinhaça que sai do refervedor (W). Assim, teremos:

𝑄 = −(�̇�𝐿′𝐻𝐿′ − �̇�𝑉′𝐻𝑉′ − �̇�𝑊𝐻𝑊) 19

Dados:

Fluxos mássicos das correntes:

�̇�𝐿′ = 12.865,71𝑘𝑔

ℎ ; �̇�𝑉′ = 2.135,71

𝑘𝑔

ℎ; �̇�𝑊 = 10.730,0

𝑘𝑔

ℎ

Para solução do balanço de energia, adotaram-se as entalpias para água saturada

(vapor e liquido, dependo da fase que se encontra a corrente/ Smith, Van Ness e Abbott,

2011), uma vez que na zona de esgotamento da coluna de destilação, aonde se localiza o

refervedor a concentração de etanol e muito pequena, pois se trata de uma região rica em água


e nutrientes (vinhaça). Valores de entalpia foram coletados na temperatura de operação de

refervedor 100°C.

𝐻𝐿′ = 419,04𝑘𝐽

𝑘𝑔; 𝐻𝑉′ = 2.676,1

𝑘𝐽

𝑘𝑔 ; 𝐻𝑊 = 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔

𝑄 = −(12.865,71𝑘𝑔

ℎ𝑥 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔− 2.135,71

𝑘𝑔

ℎ 𝑥 2.676,1

𝑘𝐽

𝑘𝑔

− 12.865,71𝑘𝑔

ℎ 𝑥 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔) =

𝑄 = 4.820.425,61 𝑘𝐽/ℎ

Determina essa quantidade de calor que produz a corrente de vapor de refluxo que

retorna a coluna (V’), podemos calcular a vazão mássica de vapor saturado para liberar esse

calor a fim de realizar essa operação (Equação 17).

4.820.425,61 𝑘𝐽/ℎ = �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟(∆𝐻)

A variação de entalpia do vapor saturado é para temperatura de 152°C (Van Ness):

∆𝐻 = 2.106,9 𝑘𝐽/𝑘𝑔, assim:

4.820.425,61 𝑘𝐽/ℎ = �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟𝑥2.106,9𝑘𝐽/𝑘𝑔

�̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 = 2.287,9 𝑘𝑔/ℎ

5 - Determinação da água de resfriamento no condensador da coluna de destilação CD-

02:

Assumindo as hipóteses que o condensador da coluna de destilação CD-02 trabalhe em

estado estacionário, na qual a variação de entalpia seja a energia mais significativa no

processo e que não há trabalho de eixo e de pistão, teremos:

𝑑[𝑈 +𝑚(𝐸�̂� + 𝐸�̂�)

𝑑𝑡= ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

+ 𝐸�̂� + 𝐸�̂�) + �̇� + �̇�𝑒 + �̇�𝑝 20

0 = ∑ �̇�𝑖(�̂�

𝑖=𝑁𝐶

𝑖=1

) + �̇� 21


𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) 22

A quantidade de calor do condensador e equivalente a quantidade de calor a ser

dissipada pela corrente de vapor de etanol e água oriunda da coluna de destilação (CD-02), na

qual flui a uma vazão de 1.313,14 kg/h, valor obtido a partir dos dados do projeto da coluna

de destilação que fornece uma razão de refluxo (R) de 0,756 em relação destilado produzido

pelo processo que é de 747,8 kg/h. Assim, o valor de taxa de refluxo de 565,34 kg/h.

Permitindo assim, a determinação da vazão mássica de vapor de etanol e água oriundo da

coluna através do balanço de massa apresentado abaixo e que pode ser melhor verificado no

Apêndice E, no qual se encontra o projeto da coluna de destilação CD-02:

𝐹 + 𝐿 = 𝑊 + 𝑉 23

1.445,0𝑘𝑔

ℎ+565,34𝑘𝑔

ℎ=697,2 𝑘𝑔

ℎ+ 𝑉

𝑉 = 1.313,14𝑘𝑔

ℎ𝑑𝑒 𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟

Dessa forma, a quantidade de calor dissipada pela corrente de vapor de etanol e água

oriunda da coluna de destilação CD-02 é dada pelo balanço de energia apresentado abaixo, no

qual possui os mesmos pressupostos adotados para o balanço do condensador:

𝑄 = �̇�𝑖(∆𝐻) 23

Dados:

Taxa de fluxo mássico de vapor de etanol e água �̇�𝑖 = 1.313,14 𝑘𝑔/ℎ

Entalpia de vaporização do etanol a 100°C a uma concentração de aproximadamente

de 93,52% m/m foi calculada aplicando a equação abaixo

∆𝐻𝑉(𝐽

𝑚𝑜𝑙) = 𝑎(1 − 𝑇𝑟)

𝑏 24

Dados:

Os valores das constantes da equação 29 foram coletados no software SuperPro

Designer (INTELLIGEN. 2015), sendo o valor da entalpia de vaporização do etanol a 100°C

calculada abaixo, sabendo que a temperatura crítica do etanol é 240,7°C:


∆𝐻𝑉 = 55789(1 − 𝑇𝑟)0,3125

𝑇𝑟 =𝑇

𝑇𝐶=373𝐾

513,7𝐾= 0,73

Assim, temos:

∆𝐻𝑉 = 55789(1 − 0,73)0,3125 = 37055,25𝐽/𝑚𝑜𝑙

∆𝐻𝑉 =37055,25𝐽

𝑚𝑜𝑙𝑥

1𝑘𝐽

1000𝐽𝑥1𝑚𝑜𝑙

46,01𝑔 𝑥1000𝑔

1 𝑘𝑔= 805,37𝑘𝐽/𝑘𝑔

Como o vapor de etanol e água que passa pelo condensador da coluna de destilação

CD-02 entra a 100°C e sai a 35°C é necessário também calcular a entalpia devido a variação

de temperatura da corrente, sendo assim, tem-se:

∆𝐻100°𝐶 𝑎 35°𝐶 = ∫ 𝐶𝑃 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙

35°𝐶

100°𝐶

𝑑𝑇 25

Para o cálculo dessa entalpia o valor de 𝐶𝑃 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 = 2,45𝑘𝐽/𝑘𝑔 𝐾 (Doran, 1995):

∆𝐻100°𝐶 𝑎 35°𝐶 = ∫ 2,45𝑘 𝐽

𝑘𝑔 𝐾

35°𝐶

100°𝐶

𝑑𝑇

∆𝐻100°𝐶 𝑎 35°𝐶 =2,45𝑘𝐽

𝑘𝑔 𝐾(308𝐾 − 373𝐾) = −159,25 𝑘𝐽/𝑘𝑔

Dessa forma, substituindo esses valores na equação 28 a quantidade de calor dissipada

pelo vapor etanol e água que sai da coluna de destilação CD-02 é:

𝑄 = 1.313,14 𝑘𝑔/ℎ (805,37 𝑘𝐽𝑘𝑔 𝐾 − (−159,25𝑘𝐽

𝑘𝑔))

𝑄 = 1.266.681,10 𝑘𝐽/ℎ

Sendo assim, a quantidade de água requerida pelo condensador será:

1.266.681,10𝑘𝐽

ℎ= �̇�á𝑔𝑢𝑎∆𝐻Á𝑔𝑢𝑎

Como a água que passa pelo condensador está na condição de água líquida saturada a

temperatura de 25°C a 30° C as entalpia da água a 25°C e 30°C (Smith, Van Ness e Abbott,

2011) são: 𝐻Á𝑔𝑢𝑎 = 104,8 𝑘𝐽/𝑘𝑔 ; 𝐻Á𝑔𝑢𝑎 = 125,7𝑘𝐽/𝑘𝑔, respectivamente.


Portanto, a quantidade de água necessária ao resfriamento do vapor de etanol e água

da coluna de destilação CD-01, será:

1.266.681,10 𝑘𝐽

ℎ= �̇�á𝑔𝑢𝑎 (125,7

𝑘𝐽

𝑘𝑔− 104,8

𝑘𝐽

𝑘𝑔)

�̇�á𝑔𝑢𝑎 = 60.606,75 𝑘𝑔/ℎ

6 - Determinação da quantidade de vapor do refervedor da coluna de destilação CD-02:

Para o refervedor teremos que na condição de equilíbrio termodinâmico adotado no

projeto assume que a quantidade de vapor que sai da coluna de destilação e igual a quantidade

de vapor que entra devido ao refluxo oriundo do refervedor (V=V’=1.313,14 kg/h), sendo

assim, realizado um balanço de massa no refervedor temos que a quantidade de líquido que

sai da zona de esgotamento da coluna e que entra no refervedor e de L’=2.010,34 kg/h. Esses

valores se encontram detalhado no Apêndice E.

𝐿′ = 𝑉′ +𝑊 26

Sendo assim, temos:

𝐿′ =1.313,14𝑘𝑔

ℎ+697,2𝑘𝑔

ℎ= 2.010,34𝑘𝑔/ℎ

Determinado essas correntes é possível realizar o balanço de energia no refervedor

para determinar a quantidade de vapor necessária ao aquecimento da corrente de esgotamento

para gerar refluxo de vapor na coluna de destilação CD-02. As hipóteses adotadas para

realização desse balanço são: estado estacionário, entalpia a energia mais significante e sem

realização de trabalho pelo e/ou sobre o sistema. Sendo assim, a equação do balanço de

energia se torna:

𝑄 = �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟(∆𝐻) 27

Para a solução desse balanço com intuito de determinar a vazão mássica de vapor

saturado que passa pelo refervedor é indispensável determinar a quantidade de calor para

produzir a corrente de vapor que sofre refluxo na zona de esgotamento da coluna de destilação


CD-02. Para tanto, adota-se os mesmo pressuposto do balanço de energia realizado acima.

Dessa forma, teremos:

𝑄 = −∑�̇�𝑖𝐻𝑖

𝑁𝐶

𝑖=1

28

Como o refervedor possui 3 correntes, a corrente de liquido que vem da zona de

esgotamento (L’), a corrente de vapor que sai do refervedor e retorna a coluna (V’) e a

corrente de vinhaça que sai do refervedor (W). Assim, teremos:

𝑄 = −(�̇�𝐿′𝐻𝐿′ − �̇�𝑉′𝐻𝑉′ − �̇�𝑊𝐻𝑊) 29

Dados:

Fluxos mássicos das correntes:

�̇�𝐿′ = 2.010,34𝑘𝑔

ℎ ; �̇�𝑉′ = 1.313.14

𝑘𝑔

ℎ; �̇�𝑊 = 697,2

𝑘𝑔

ℎ

Para solução do balanço de energia, adotaram-se as entalpias para água saturada

(vapor e liquido, dependo da fase que se encontra a corrente/ Smith, Van Ness e Abbott,

2011), uma vez que na zona de esgotamento da coluna de destilação, aonde se localiza o

refervedor a concentração de etanol e muito pequena, pois se trata de uma região rica em água

e nutrientes (vinhaça). Valores de entalpia foram coletados na temperatura de operação de

refervedor 100°C.

𝐻𝐿′ = 419,04𝑘𝐽

𝑘𝑔; 𝐻𝑉′ = 2.676,1

𝑘𝐽

𝑘𝑔 ; 𝐻𝑊 = 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔

𝑄 = −(2.010,34𝑘𝑔

ℎ𝑥 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔− 1.313.14

𝑘𝑔

ℎ 𝑥 2.676,1

𝑘𝐽

𝑘𝑔− 697,2

𝑘𝑔

ℎ 𝑥 419,04

𝑘𝐽

𝑘𝑔) =

𝑄 = 2.963.835,77𝑘𝐽/ℎ

Determina essa quantidade de calor que produz a corrente de vapor de refluxo que

retorna a coluna (V’), podemos calcular a vazão mássica de vapor saturado para liberar esse

calor a fim de realizar essa operação (Equação 27).

2.963.835,77𝑘𝐽/ℎ = �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟(∆𝐻)


A variação de entalpia do vapor saturado é para temperatura de 152°C (Smith, Van

Ness e Abbott, 2011): ∆𝐻 = 2.106,9 𝑘𝐽/𝑘𝑔, assim:

2.963.835,77𝑘𝐽

ℎ= �̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟𝑥2.106,9 𝑘𝐽/𝑘𝑔

�̇�𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟 = 1.406,7 𝑘𝑔/ℎ


APÊNDICE B – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO PROCESSO/ SEÇÃO DE EXTRAÇÃO

Especificações EL - 01 D -01 PH - 01 TP - 01 B - 01 TC - 01

Quantidade (unidade) 1 1 1 4 1 1

Volume individual (m3) - - - 85 - -

Volume total (m3) - - - 340 - -

Temperatura de entrada (°C) 25 25 25 25 25 25

Temperatura de saída (°C) 25 25 25 25 25 34

Tempo de residência (h) 0,5 - 0,083 24 - -

Diâmetro (m) - - - 3,304 - -

Altura (m) 3 2,7 - 9,913 - -

Comprimento (m) 4,5 4 - - - -

Tipo Horizontal Horizontal Vertical Vertical Centrífuga casco/tubo

Operação Contínuo Contínuo Contínuo Semi-batelada Contínuo Contínuo

Fluxo (Kg/h) 15.000 15.000 5.000 - 51774 51774

Pressão de entrada (kPa) - 101,3 - 101,3 101,3 201,3

Pressão de saída (kPa) - 101,3 - 101,3 201,3 201,3

Potência (kW) 1,47 15,435 1,1025 - 1,985 -

Área de troca térmica (m2) - - - - - 2,755

Fluxo vapor (Kg/h) - - - - - 891,28

Fluxo água de lavagem (m3/h) 28,53 - - - - -

Fluxo água clorada (m3/h) 28,53 - - - - -

Material de construção Aço inox Aço inox Aço inox Aço inox Aço fundido Aço inox


APÊNDICE C – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO PROCESSO/ SEÇÃO DE FERMENTAÇÃO

Especificações DF B - H2O TTA B - 02 B - 03 B - 04

Quantidade (unidade) 2 2 2 1 1 1

Volume individual (m3) 100 - 13 - - -

Volume total (m3) 200 - 26 - - -

Temperatura de entrada (°C) 34 25 34 34 25 25

Temperatura de saída (°C) 34 30 25 34 25 25

Tempo de residência (h) 6 - 3 - - -

Diâmetro (m) 3,49 - 1,77 - - -

Altura (m) 10,47 - 5,3 - - -

Tipo Vertical Centrífuga Vertical Centrífuga Centrífuga Centrífuga

Operação Batelada Contínuo Batelada Contínuo Contínuo Contínuo

Fluxo (Kg/h) - 1.094.406 - 29.739 15.886 15.886

Pressão de entrada (kPa) 201,3 101,3 101,3 101,3 101,3 101,3

Pressão de saída (kPa) 101,3 101,3 101,3 201,3 201,3 201,3

Potência (kW) 887,65 43,66 - 1,189 0,64 0,64

Área de troca térmica (m2) - - - - - -

Fluxo vapor (Kg/h) - - - - - -

Fluxo água de resfriamento (Kg/h) 1.094.406 - - - - -

Material de construção Aço inox Aço fundido Aço inox Aço fundido Aço fundido Aço fundido


APÊNDICE D – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS DO PROCESSO/ SEÇÃO DE DESTILAÇÃO

Especificações TP - 02 B - 05 TC - 02 CD - 01 B - 06 CD - 02 B - 07 TA

Quantidade (unidade) 2 1 1 1 1 1 1 4

Volume individual (m3) 75 - - 1,422 - 0,715 - 26

Volume total (m3) 150 - - 1,422 - 0,715 - 104

Temperatura de entrada (°C) 34 25 34 78 25 100 25 35

Temperatura de saída (°C) 34 25 78 - 30 - 30 35

Tempo de residência (h) - - - - - - -

Diâmetro (m) 3,17 - - 0,549 - 0,322 - 2,226

Altura (m) 9,51 - - 6 - 8,8 - 6,678

Tipo Vertical Centrífuga Casco/tubo Prato perfurado Centrífuga Prato perfurado Centrífuga Vertical

Operação Contínua Contínuo Contínuo Contínuo Contínuo Contínuo Contínuo Semi-batelada

Fluxo (Kg/h) 12.175 12.175 12.175 12.175 160.439 1.445 60.607 748

Pressão de entrada (kPa) 101,3 101,3 201,3 101,3 101,3 101,3 101,3 101,3

Pressão de saída (kPa) 101,3 201,3 201,3 101,3 201,3 101,3 201,3 1050,7

Potência (kW) - 0,6 - - 6,4 - 2,42

Área de troca térmica (m2) - - 20,701 - - - - -

N° de estágios - - - 15 - 22 - -

Eficiência dos estágios (%) - - - 95 - 95 - -

Distância entre estágios (m) - - - 0,4 - 0,4 - -

Fluxo água de resfriamento (Kg/h) - - - 160.439 - 60.607 - -

Fluxo vapor (Kg/h) - - - 1.755 - 1.079 - -

Material de construção Aço inox Aço fundido Aço inox Aço carbono Aço fundido Aço carbono Aço fundido Aço inox


APÊNDICE E – ESPECIFICAÇÃO DOS PRINCIPAIS EQUIPAMENTOS E VIDRARIA DO LABORATÓRIO

DESCRIÇÃO DETALHADA VALOR

UNITÁRIO

INCUBADORA LABORATÓRIO, AJUSTE AJUSTE DIGITAL, C/ PAINEL DE CONTROLE, COM AGITAÇÃO, ROTAÇÃO ATÉ 600 RPM,

VOLUME CERCA DE 200 L, TEMPERATURA CONTROLETEMPERATURA ATÉ 60 °C, COMPONENTES COM PORTA FRONTAL R$ 5.664,00

AGITADOR MAGNÉTICO DIGITAL COM AQUECIMENTO COM SENSOR PT100 AGITAÇÃO MAGNÉTICA COM CONTROLE DE

TEMPERATURA DE PRECISÃO, MICROPROCESSADO E COM SENSOR TIPO PT100. R$ 789,00

BALANÇA ANALÍTICA 4 CASAS DECIMAIS TARA AUTOMÁTICA; NIVELAMENTO ATRAVÉS DE UMA BOLHA DE NÍVEL; CÂMERA DE

PESAGEM COM JANELAS CORREDIÇAS, EM VIDRO TEMPERADO; ESTRUTURA EXTERNA EM METAL COBERTO POR PINTURA EM

EPÓXI E INTERNA EM AÇO INOX; DISPLAY DIGITAL COM LUMINOSIDADE UNIFORME; TECLADO PARA PROGRAMAÇÃO DE TOQUE

SUAVE Á PROVA DE RESPINGOS; SAÍDA PARA COMUNICAÇÃO COM COMPUTADOR OU IMPRESSORA.

R$ 2.180,00

BANHO MARIA - BANHO ULTRATERMOSTÁTICO DIGITAL MICROPROCESSADO BANHO ULTRATERMOSTÁTICO DIGITAL

MICROPROCESSADO, ESTRUTURA EXTERNA E TANQUE EM AÇO INOX 304, PARTE INTERNA SEM SOLDAS COM CANTOS

ARREDONDADOS, ALÇAS PARA TRANSPORTE, TORNEIRA DE DRENAGEM DA ÁGUA, FUNÇÃO DE AQUECIMENTO E

RESFRIAMENTO, FAIXA DE TEMPERATURA ENTRE -20 E + 120 °C.

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BOMBA DE VACUO: REGULAGEM DO VACUO E DA PRESSAO, COM VACUOMETRO E MANOMETRO INCORPORADO, DEPOSITO DE

OLEO PARA LUBRIFICACAO POR CAPILARIDADE. 220V. VAZAO MINIMA: 20L/MINUTO. ACOMPANHA: DOIS FUSIVEIS, MANUAL DE

INSTRUCOES E CERTIFICADO DE GARANTIA.

R$ 1.156,00

CAPELA DE EXAUSTÃO. COM SEGUINTES CARACTERÍSTICAS: ÁREA EXTERNA TOTAL DE 1800X800X2650MM, CONTENDO 04

PORTAS, BOX COM JANELA EM VIDRO TEMPERADO 08MM, 02 NUCAS DE AGUA, 02 BOJOS, MOTOR E EXAUSTÃO COMPLETA. ÁREA

ÚTIL INTERNA MEDINDO 1700X700X1100MM CONSTRUÍDO COM MADEIRA COMPENSADA NAVAL DE 18 MM DE ESPESSURA COM

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CENTRÍFUGA PARA ROTINA LABORATORIAL; ÂNGULO FIXO, CAPACIDADE PARA 12 TUBOS COMFUNDO REDONDO, ROTAÇÃO

MÁXIMA DE 4000 RPM, VARIÁVEL DE 0 A 4000 RPM (1800 X G) COM TACÔMETRO ANALÓGICO COM INDICADOR DE VELOCIDADE E

TIMER (0 A 60 MINUTOS); SISTEMA DE SEGURANÇA COM DISPOSITIVO QUE NÃO PERMITE O SEU FUNCIONAMENTO QUANDO A

TAMPA ESTIVER ABERTA; MOTOR FLUTUANTE APOIADO EM COXINS; PÉS DE BORRACHA ADERENTES TIPO VENTANA PARA

MELHOR FIXAÇÃO NA BANCADA; ROTOR DE ÂNGULO FIXO (45º) COM CAPACIDADE PARA 12 TUBOS DE 14 ML. VOLTAGEM DE 220

V.

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CHAPA AQUECEDORA GRANDE DIGITAL COM CONTROLADOR ELETRÔNICO DE POTÊNCIA PARA AQUECIMENTO COM

REFERÊNCIA ENTRE PONTOS DE 0 A 100%. TEMPERATURA MÁXIMA NA SUPERFÍCIE DA PLACA DE AMBIENTE ATÉ 320 C.

AQUECIMENTO ATRAVÉS DE RESISTÊNCIA EM PIROCERÂMICA EMISSORA DE RAIOS INFRAVERMELHOS DE 2000 W. PAINEL EM

POLICARBONATO COM INDICAÇÃO DE FUNÇÕES E INDICADOR LUMINOSO. DEFLETOR DE CALOR EM AÇO INOX AISI 304.

PLATAFORMA DE AQUECIMENTO EM PIROCERÂMICA ESMALTADA.

R$ 1.200,00


CONDUTIVIMETRO DE BANCADA, TDS (SÓLIDOS TOTAIS DISSOLVIDOS), PORCENTAGEM DE NACL E TEMPERATURA. O RECURSO

DE AUTO CONDUTIVIDADE E QUE VÃO PARA AS MEDIÇÕES TDS AJUSTA AUTOMATICAMENTE A RESOLUÇÃO ADEQUADA PARA

A AMOSTRA TESTADA. TODAS AS MEDIÇÕES PODEM SER COMPENSADOS EM TEMPERATURA A 20 OU 25¨C E O COEFICIENTE DE

COMPENSAÇÃO SELECIONÁVEL PELO USUÁRIO. A COMPENSAÇÃO AUTOMÁTICA DE TEMPERATURA TAMBÉM PODE SER

DESATIVADO PARA MEDIR O VALOR DA CONDUTIVIDADE REAL. INDICADOR DE ESTABILIDADE NO LCD. LEITURAS DE

CONDUTIVIDADE SÃO OBTIDAS ATRAVÉS DA APLICAÇÃO DE UMA CORRENTE ALTERNADA PARA A SONDA DE 4 ANÉIS, QUE

CRIA UMA TENSÃO VARIÁVEL DIRETAMENTE PROPORCIONAL À CONDUTIVIDADE. O RECURSO DE GLP PERMITE AOS USUÁRIOS

ARMAZENAR E RECUPERAR DADOS SOBRE O STATUS DO SISTEMA.

R$ 750,00

CRONÔMETRO DIGITAL (CRONÓGRAFO), RESISTENTE À ÁGUA, PARA USO EM LABORATÓRIOS. INDICADOR EM

HORA/MINUTOS/SEGUNDOS; PRECISÃO 1/100 SEGUNDOS; FUNÇÃO ALARME; FUNÇÃO CALENDÁRIO; MODALIDADE LAP (VOLTA)

E CONTÍNUA; BATERIA DE LÍTIO; MOLDADO EM PLÁSTICO DE COR PRETA, DE ALTA RESISTÊNCIA

R$ 36,00

DESTILADOR DE ÁGUA. SEGURANÇA: NA AUSÊNCIA DE ÁGUA, DESLIGAMENTO AUTOMÁTICO .LIMPEZA: SISTEMA DE VEDAÇÃO

DA CALDEIRA SEM UTILIZAÇÃO DE PARAFUSOS,QUE PROPORCIONA PRATICIDADE NA DESMONTAGEM. RENDIMENTO: 5 L/H.

CONDUTIVIDADE: ATÉ 3,5 US/CM (CONSIDERANDO-SE CONDUTIVIDADE DE ENTRADA 310US/CM). CONSUMO: 50L/H. POTÊNCIA:

4000 WATTS. TENSÃO: 220 VOLTS. SIMILAR AO MODELO Q341V28, DA MARCA QUIMIS

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ESPECTROFOTOMETRO ULTRAVIOLETA-VISIVEL, FAIXA ESPECTRAL: 195 A 1100NM, LARGURA DE BANDA ATÉ 5NM, DISPLAY 16

CARACTERES, 2 LINHAS LCD, TECLADO TIPO MEMBRANA 15 TECLAS, FUNÇAO GO TO: AUTOMATICO DE 100.0 T OU 000 ABS

AJUSTE, PROGAMAVEL, REGRESSAO LINEAR SIMPLES, ARMAZENA ATE 180 CURVAS DE CALIBRAÇÃO, COMPRIMENTO DE

AMOSTRA, PERMITE PERCUSO OTICO DE 0,1 ATE 100MM, CARRINHO MANUAL 3 POSIÇOES, INTERFACE RS 232C, PORTA PARALELA

CENTRONICS, ALIMENTAÇAO: COMUTAÇAO AUTOMATICA DE VOLTAGEM COM FONTE CHAVEADA, 117 E/OU_ 220V(10).

R$ 11.780,00

ESTUFA PARA SECAGEM E ESTERILIZAÇÃO. COM AS SEGUINTES CARACTERÍSTICAS: SUPORTE INTERNO EM CHAPA DE AÇO

CARBONO; PINTURA ELETROSTÁTICA EM EPOXI; CAIXA INTERNA EM CHAPA DE AÇO INOX AISI 304; CAIXA EXTERNA EM CHAPA

DE AÇO 1020 COM TRATAMENTO ANTICORROSIVO E PINTURA ELETROSTÁTICA; - SUPORTE PARA 5 PRATELEIRAS; 5

PRATELEIRAS; FLUXO DE AR POR CONVECÇÃO NATURAL; PORTA TERMÔMETRO E DISPOSITIVO PARA AJUSTE DA SAÍDA DE

VAPORES; - ISOLAMENTO EM LÃ DE VIDRO; CAPACIDADE DE 336 LITROS;

R$ 3.349,00

MEDIDOR DE PH - PHMETRO CALIBRAÇÃO AUTOMATICA, DE BANCADA DIGITAL. FAIXA DE MEDIÇÃO DE PH:-2 À 20 PH. SELEÇÃO

DE RESOLUÇÃO DE PH: 0,1/0,01 PH; PRECISÃO RELATIVA DE PH:0,05%(FE); PONTOS DE CALIBRAÇÃO: 2; FAIXA DE MEDIÇÃO DE

MV: 199MV; SELEÇÃO DE RESOLUÇÃO DE MV:1 / 0,1 MV; PRECISÃO RELATIVA DE MV:0,01% (FÉ); TEMPERATURA:-20 À 120ºC;

PRECISÃO DA TEMPERATURA:0,1 / 1ºC; PRECISÃO DA TEMPERATURA:0,08%(FE)

R$ 600,00

TERMÔMETRO DIGITAL PORTÁTIL (TIPO ESPETO); DISPLAY DE CRISTAL LÍQUIDO (LDC); -ESCALA MIN. DE : -50 A 200ºC/ - 58 A 329ºF

-PRECISÃO MINIMA DE: (+) OU (-) 1ºC ENTRE 40 A150ºC; -RESOLUÇÃO MIN. DE: 0,1ºC/0,1ºF;-TEMPO MÍN. DE ATUALIZAÇÃO: 1 SEG. -

PROVA D ÁGUA: IP67;TEMPERATURA AMBIENTAL: 0 A 50ºC/32 A 122ºF;-ALIMENTAÇÃO: 1 BATERIA DE NO MIN. 1,5V LR44 OU

EQUIVALENTE; -DURAÇÃO DA BATERIA: CERCA DE 5H; -DIMENSÕES MIN. DO DISPLAY:18 X 8,5MM;-DIMENSÕES MIN. DO

HASTE:3,5 X 120MM; DIMENSÕES MIN. DO INSTRUMENTO: 41,5 X 17 X189MM.

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MOLDADO E EXTERNAMENTE EM CHAPA DE AÇO TRATADA QUIMICAMENTE E PINTADA. ISOLAMENTO TÉRMICO EM

POLIURETANO, INCLUSIVE NA PORTA. AQUECIMENTO ATRAVÉS DE RESISTÊNCIA DE FIO CROMO NÍQUEL. TEMPERATURA: FAIXA

DE TRABALHO 5 E 50ºC, COM VARIAÇÃO MÁXIMA DE 1ºC, PRECISÃO DA TEMPERATURA NA CÂMARA: +/- 0,05ºC, 01

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DE 0,1ºC E EXATIDÃO INTERNA DE +0,3ºC; CIRCULAÇÃO DE AR FORÇADO QUENTE E FRIO, NO SENTIDO VERTICAL,

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VIDRO LAPIDADA TRANSPARENTE. 1 PORTA EXTERNA EM AÇO 1020 COM PINTURA ELETROSTÁTICA ANTICORROSIVA.

ISOLAMENTO DA CAIXA INTERNA EM LÃ DE VIDRO (ESPESSURA 8 CM). VEDAÇÃO DA PORTA EM PERFIL DE SILICONE.

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ALCOÔMETRO COM TERMÔMETRO R$ 100,00

SACARÍMETRO R$ 100,00

VIDRARIA R$ 1.500,00

TOTAL R$ 63.099,0


APÊNDICE F – DIAGRAMA DE OCUPAÇÃO DA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE ETANOL

EL - 01

D - 01

PH - 01

DF - 01 0,5

DF - 02 0,5

TTA - 01 0,5

TTA - 02 0,5

TA - 02

CD - 01

CD - 02

CORES EQUIPAMENTOS

Extração suco E.L. - Esteira de lavagem

Carga de fermento D - Despolpadeira

Alimentação PH - Prensa

Tempo de espera para finalização da fermentação B 01 - Bomba 01

Esvaziamento T.P. 01 - Tanque pulmão 01

Limpeza B 02 - Bomba 02

Tratamento ácido D.F. 01 - Dorna de fermentação 01

Ocioso D.F. 02 - Dorna de fermentação 02

Aquecimento T.T.A. 01 - Tanque de tratamento ácido 01

Destilação T.T.A. 02 - Tanque de tratamento ácido 02

1

4 4

1

6,5 2,5 1,5 6,5 3

6,5 6,5 3

24

24

1,5

1,5 2,5 1,5

24

15 16 17 18 19 209 10 11 12 13 14Equipamento

Tempo (hora)

1 2 3 4 5 6 7 8 21 22 23 24

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