Univerisdade de São Paulo Escola de Engenharia de São Carlos Programa de Pós-Graduação em Ciências Da Engenharia Ambiental
Univerisdade de São Paulo Escola de Engenharia de São Carlos Programa de Pós-Graduação em Ciências Da Engenharia Ambiental
Univerisdade de São Paulo Escola de Engenharia de São Carlos Programa de Pós-Graduação em Ciências Da Engenharia Ambiental
São Carlos
2022
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VERSÃO CORRIGIDA
São Carlos
2022
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AGRADECIMENTOS
Em primeiro lugar, à minha família, principalmente minha mãe, Marinês e meus avós,
Paola e Pasquale, os quais sempre fizeram de tudo para me proporcionar condições de estudo,
me apoiaram e buscaram me dar todo tipo de apoio que precisasse.
Ao meu namorado, Marcelo, que sempre me motiva, me apoia em todas as minhas
decisões, me ajuda a crescer como pessoa e profissional, e acredita mais em mim do que eu em
mim mesma.
Ao meu orientador, professor Dr. José Alberto, pela orientação, ajuda na parte
experimental, nas discussões dos resultados, ajustes no trabalho, dicas e, principalmente, por
todo apoio e confiança ao longo desses anos (desde a graduação). Grande parte da minha
formação profissional e pessoal, agradeço a ele.
À professora Dra. Giovanna Lovato por toda ajuda com a parte experimental, ajustes no
trabalho, elaboração de artigos, conversas diárias sobre a vida e coisas aleatórias e, acima de
tudo, por toda confiança e apoio desde a época da graduação. Uma pessoa muito competente e
carinhosa, sou muito grata por ter trabalhado com ela.
Às professoras Dras. Roberta e Suzana, por todo apoio e confiança ao longo desses anos
(desde a graduação), ajuda na parte experimental, ajustes no trabalho e pelas conversas diárias.
Sempre me aconselhavam e me ajudavam em momentos de angústia.
À Isabela Mehi Gaspari Augusto por todo auxílio na parte experimental, ajustes no
trabalho, por toda conversa diária sobre o projeto e coisas da vida, apoio e pela amizade que se
formou ao longo desses anos.
À Ana Paula, pela ajuda na parte experimental, ajuste no trabalho e por toda companhia
e conversas.
À CAPES, pela bolsa concedida.
À Escola de Engenharia Mauá do Instituto Mauá de Tecnologia EEM/IMT que
disponibilizou o espaço e apoio necessário para realização deste projeto.
8
9
RESUMO
A divisão dos processos de digestão anaeróbia em dois reatores pode ser biologicamente
vantajosa, pois os dois principais grupos de microrganismos, acidogênicos metanogênicos,
apresentam características diferentes. Nesse contexto, esse trabalho estudou a produção de
metano em reator anaeróbio operado em batelada e batelada alimentada sequenciais com
biomassa imobilizada (AnSBBR) e agitação mecânica tratando efluente proveniente de um
processo de produção de hidrogênio utilizando soro. Além disso, foi estudada a comparação do
processo de digestão anaeróbia realizado em dois estágios e em estágio único, considerando
aspectos fundamentais e tecnológicos: influência da estratégia de alimentação (batelada e
batelada alimentada), tempo de ciclo (4, 6 e 8 h), carga orgânica volumétrica aplicada (3,0 a
15,0 gDQO.L-1.d-1), e temperatura (55, 50, 45 e 35 °C). Os melhores resultados ocorreram na
operação em batelada alimentada, com tempo de ciclo de 6 h, carga orgânica de
15,0 gDQO.L- 1.d-1 e temperatura de 55 °C, alcançando eficiência de remoção de 96 %,
produtividade de metano de 142,9 molCH4.m-3.d-1 e rendimento de metano produzido por
matéria orgânica consumida de 10,3 molCH4.kgDQO-1, verificando-se que a combinação de
temperatura, concentrações de ácidos e hidrogênio, favoreceram os aspectos estequiométricos,
cinéticos e termodinâmicos. A energia produzida pelo tratamento de soro de uma indústria de
laticínios foi estimada no estudo de aspectos tecnológicos, sendo proposto um sistema de 3
reatores operando em paralelo (40,9 m3) que produz hidrogênio continuamente, seguido por
outros 3 reatores (3,96 m³), também em paralelo, para produzir metano a partir do efluente dos
reatores acidogênicos, cujo rendimento energético total seria de 5,14 MJ.kgDQOremovidos −1,
suprindo 12,3 % da demanda energética requerida pela indústria de laticínios. O custo desse
sistema foi calculado em R$ 2.630.839,00 e apresentaria uma economia mensal (utilizando o
hidrogênio e o metano em substituição ao GLP) de R$ 55.616,00. Para um sistema em estágio
único, foi proposto um sistema de 4 reatores operando em paralelo (20,0 m3) para produzir
metano, cujo rendimento energético seria de 9,89 MJ.kgDQO removidos −1, suprindo 23,5 % a
demanda energética requerida pela indústria de laticínios. O custo desse sistema foi calculado
em R$ 1.396.288,00 e apresentaria uma economia mensal (utilizando o metano em substituição
10
ao GLP) de R$ 106.670,00. Dessa forma, o sistema de estágio único foi considerado como a
melhor escolha para tratamento de soro e recuperação de energia, ressaltando que tal resultado
vale para as condições admitidas nesse estudo.
Palavras chaves: AnSBBR. Metano. Dois estágios. Estágio único. Termofílico. Tratamento.
11
ABSTRACT
The division of anaerobic digestion processes in two reactors can be biologically advantageous,
since the two main groups of microorganisms, acidogenic and methanogenic, have different
characteristics. In this context, this work studied the production of methane in an anaerobic
reactor operated in sequential batch and fed batch with immobilized biomass (AnSBBR) and
mechanical agitation treating effluent from a hydrogen production process using whey. In
addition, the comparison of the anaerobic digestion process carried out in two stages and in a
single stage was studied, considering fundamental and technological aspects: influence of the
feeding strategy (batch and fed batch), cycle time (4, 6 and 8 h), applied volumetric organic
load (3.0 to 15.0 gCOD.L-1.d-1), and temperature (55, 50, 45 and 35 °C). The best results
occurred in the fed-batch operation, with a cycle time of 6 h, an organic load of
15.0 gCOD.L- 1.d-1 and a temperature of 55 °C, reaching a removal efficiency of 96 %,
productivity of methane of 142.9 molCH4.m-3.d-1 and yield of methane produced by consumed
organic matter of 10.3 molCH4.kgCOD-1, verifying that the combination of temperature,
concentrations of acids and hydrogen, favored the stoichiometric, kinetic and thermodynamic
aspects. The energy produced by the whey treatment of a dairy industry was estimated in the
study of technological aspects, being proposed a system of 3 reactors operating in parallel
(40.9 m3) that produces hydrogen continuously, followed by another 3 reactors (3.96 m3) , also
in parallel, to produce methane from the effluent of the acidogenic reactors, whose total energy
yield would be 5.14 MJ.kgCOD removed −1, supplying 12.3% of the energy demand required
by the dairy industry. The cost of this system was calculated at R$ 2,630,839.00 and would
present a monthly savings (using hydrogen and methane instead of LPG) of R$ 55,616.00. For
a single-stage system, a system of 4 reactors operating in parallel (20.0 m3) was proposed to
produce methane, whose energy yield would be 9.89 MJ.kgCOD removed −1, supplying 23.5 %
of the energy demand. required by the dairy industry. The cost of this system was calculated at
U$$ 249,337.00 and would present a monthly savings (using methane instead of LPG) of
U$$ 19,048.00. Thus, the single-stage system was considered the best choice for serum
treatment and energy recovery, emphasizing that this result is valid for the conditions admitted
in this study.
12
LISTA DE FUGURAS
Figura 1 – Esquema do AnSBBR (a) e detalhe dos impelidores tipo turbina com 6 pás planas
(b). ............................................................................................................................................ 54
Figura 2– Fotografia do inóculo usado na imobilização. ......................................................... 55
Figura 3 – Espumas de poliuretano sem (esquerda) e com (direita) biomassa......................... 56
Figura 4 – Fluxograma para calcular energia livre de Gibbs nas condições de operação do reator
(ΔG). ......................................................................................................................................... 68
Figura 5 – Fluxograma da estimativa do volume do reator metanogênico em escala industrial.
.................................................................................................................................................. 71
Figura 6 – Fluxograma da metodologia utilizada para análise financeira. ............................... 77
Figura 7 – Concentração de matéria orgânica da Condição 1. ................................................. 86
Figura 8 – Eficiência de remoção de matéria orgânica da Condição 1. ................................... 86
Figura 9 – Concentração de carboidratos da Condição 1 ......................................................... 87
Figura 10 – Eficiência de remoção de carboidrato da Condição 1 ........................................... 87
Figura 11 – Volume de biogás e de metano produzido no final do ciclo da Condição 1 ......... 87
Figura 12 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final
do ciclo da Condição 1. ............................................................................................................ 88
Figura 13 – Perfil de concentração de matéria orgânica da Condição 1 .................................. 89
Figura 14 – Perfil de concentração de carboidrato da Condição 1 ........................................... 89
Figura 15 – Perfil da variação de pH da Condição 1 ................................................................ 90
Figura 16 – Perfil de concentração de ácidos voláteis totais da Condição 1 ............................ 90
Figura 17 – Perfil da variação de alcalinidade a bicarbonato da Condição 1 ........................... 90
Figura 18 – Perfil de concentração de ácidos voláteis totais da Condição 1. ........................... 91
Figura 19 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição
1. ............................................................................................................................................... 92
Figura 20 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 1. ............................................................................................................................... 92
Figura 21 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 1. ............................................................................................................................... 93
Figura 22 – Concentração de matéria orgânica da Condição 2. ............................................... 95
Figura 23 – Eficiência de remoção de matéria orgânica da Condição 2. ................................. 96
Figura 24 – Concentração de carboidratos da Condição 2. ...................................................... 96
Figura 25 – Eficiência de remoção de carboidratos da Condição 2. ........................................ 96
14
Figura 136 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da
Condição 7. ............................................................................................................................ 169
Figura 137 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 7. ............................................................................................................................ 169
Figura 138 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 7. ............................................................................................................................ 169
Figura 139 – Concentração de matéria orgânica da Condição 8. ........................................... 172
Figura 140 – Concentração de matéria orgânica da Condição 8. ........................................... 172
Figura 141 – Concentração de carboidrato da Condição 8. ................................................... 173
Figura 142 – Eficiência de remoção de carboidrato da Condição 8. ..................................... 173
Figura 143 – Volume de biogás e de metano produzido no final do ciclo da Condição 8. ... 173
Figura 144 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final
do ciclo da Condição 8. .......................................................................................................... 174
Figura 145 – Perfil de concentração de matéria orgânica da Condição 8. ............................. 174
Figura 146 – Perfil de concentração de carboidrato da Condição 8. ..................................... 175
Figura 147 – Perfil da variação de pH da Condição 8. .......................................................... 175
Figura 148 – Perfil da variação de ácidos voláteis totais da Condição 8. .............................. 176
Figura 149 – Perfil da variação de alcalinidade a bicarbonato da Condição 8. ..................... 176
Figura 150 – Perfil de concentração de ácidos voláteis totais da Condição 8. ...................... 177
Figura 151 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da
Condição 8. ............................................................................................................................ 178
Figura 152 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 8. ............................................................................................................................ 178
Figura 153 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 8. ............................................................................................................................ 178
Figura 154 – Monitoramento das concentrações de DQO das Condições 6, 7 e 8. ............... 179
Figura 155 – Monitoramento das eficiências de remoção de DQO das Condições 6, 7 e 8. . 180
Figura 156 – Monitoramento das concentrações de carboidratos das Condições 6, 7 e 8. .... 180
Figura 157 – Monitoramento das eficiências de remoção de carboidratos das Condições 6, 7 e
8. ............................................................................................................................................. 181
Figura 158 – Monitoramento da alcalinidade a bicarbonato das Condições 6, 7 e 8 ............. 182
Figura 159 – Monitoramento dos ácidos voláteis das Condições 6, 7 e 8. ............................ 182
Figura 160 – Concentrações dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6, 7 e 8.
................................................................................................................................................ 184
19
Figura 161 – Composições dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6, 7 e 8. 184
Figura 162 – Produção diária de biogás das Condições 6, 7 e 8. ........................................... 185
Figura 163 – Concentrações de metano e de dióxido de carbono das Condições 6, 7 e 8. .... 186
Figura 164 – Concentração de matéria orgânica da Condição 9. ........................................... 190
Figura 165 – Eficiência de remoção de matéria orgânica da Condição 9. ............................. 190
Figura 166 – Concentração de carboidratos da Condição 9. .................................................. 190
Figura 167 – Eficiência de remoção de carboidratos da Condição 9. .................................... 191
Figura 168 – Volume de biogás e de metano produzido no final do ciclo da Condição 9. .... 191
Figura 169 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final
do ciclo da Condição 9. .......................................................................................................... 191
Figura 170 – Perfil de concentração de matéria orgânica da Condição 9. ............................. 192
Figura 171 – Perfil de concentração de carboidratos da Condição 9. .................................... 192
Figura 172 – Perfil da variação de pH da Condição 9. ........................................................... 193
Figura 173 – Perfil da variação de ácidos voláteis totais da Condição 9 ............................... 193
Figura 174 – Perfil da variação de alcalinidade a bicarbonato da Condição 9. ...................... 194
Figura 175 – Perfil de concentração de ácidos voláteis totais da Condição 9. ....................... 194
Figura 176 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da
Condição 9. ............................................................................................................................. 195
Figura 177 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 9. ............................................................................................................................. 196
Figura 178 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da
Condição 9. ............................................................................................................................. 196
Figura 179 – Monitoramento das concentrações de DQO das Condições 6 e 9. ................... 197
Figura 180 – Monitoramento das eficiências de remoção de DQO das Condições 6 e 9. ..... 197
Figura 181 – Monitoramento das concentrações de carboidratos das Condições 6 e 9. ........ 198
Figura 182 – Monitoramento das eficiências de remoção de carboidratos das Condições 6 e 9.
................................................................................................................................................ 198
Figura 183 – Monitoramento da alcalinidade a bicarbonato das Condições 6 e 9. ................ 199
Figura 184 – Monitoramento dos ácidos voláteis das Condições 6 e 9. ................................. 199
Figura 185 – Concentrações dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6 e 9. . 200
Figura 186 – Composições dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6 e 9. ... 201
Figura 187 – Produção diária de biogás das Condições 6 e 9. ............................................... 202
Figura 188 – Concentrações de metano e de dióxido de carbono das Condições 6 e 9. ........ 202
20
Figura 189 – Perfis de concentração de substrato no afluente (○), ácido acético (●), ácido
propiônico ( ), ácido butírico ( ), ácido láctico ( ) e metano ( ) (valores experimentais:
marcadores e modelo cinético: linhas) para as Condições 1, 2, 3, 4 e 5. ............................... 207
Figura 190 – Perfis de concentração de substrato no afluente (○), ácido acético (●), ácido
propiônico ( ), ácido butírico ( ), ácido láctico ( ) e metano ( ) (valores experimentais:
marcadores e modelo cinético: linhas) para as Condições 6, 7, 8 e 9. ................................... 208
Figura 191– Valores de ΔG para cada uma das reações, ao longo do perfil da Condição 6. 211
Figura 192 – Fluxograma do sistema completo de dois estágios. .......................................... 216
Figura 193 – Fluxograma de comparação entre os sistemas de dois estágios e de estágio único.
................................................................................................................................................ 218
21
LISTA DE TABELAS
Tabela 1 – Comparação entre os trabalhos Albuquerque et al. (2019) e Sousa et al. (2019). .. 46
Tabela 2 – Resumo dos procedimentos analíticos e frequência do monitoramento. ................ 57
Tabela 3 – Energias livres e entalpias padrões de formação dos compostos. .......................... 67
Tabela 4 – Concentrações dos compostos. ............................................................................... 67
Tabela 5 – Fator de Lang (continua). ....................................................................................... 78
Tabela 6 – Condições experimentais. ....................................................................................... 81
Tabela 7 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 1 (continua). .................. 85
Tabela 8 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 1 (conclusão). ................ 86
Tabela 9 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 2 (continua). .................. 94
Tabela 10 – Variação de pH no afluente e no efluente das Condições 1 e 2. ......................... 104
Tabela 11 – Sólidos das Condições 1 e 2. .............................................................................. 107
Tabela 12 – Indicadores de desempenho das Condições 1 e 2. .............................................. 109
Tabela 13 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 3 (continua). .............. 110
Tabela 14 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 4 (continua). .............. 119
Tabela 15 – Variação de pH no afluente e no efluente das Condições 2, 3 e 4. ..................... 130
Tabela 16 – Sólidos das Condições 2, 3 e 4. .......................................................................... 133
Tabela 17 – Indicadores de desempenho das Condições 2, 3 e 4. .......................................... 135
Tabela 18 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 5 (continua). .............. 136
Tabela 19 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 6 (continua). .............. 145
Tabela 20 – Variação de pH no afluente e no efluente das Condições 3, 5 e 6. ..................... 155
Tabela 21– Sólidos das Condições 3, 5 e 6. ........................................................................... 158
Tabela 22 – Indicadores de desempenho das Condições 3, 5 e 6 (continua) ......................... 160
Tabela 23 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição7 (continua) ................ 161
Tabela 24 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 8 (continua) ............... 171
Tabela 25 – Variação de pH no afluente e no efluente das Condições 6, 7 e 8. ..................... 181
Tabela 26 – Sólidos das Condições 6, 7 e 8. .......................................................................... 185
Tabela 27– Indicadores de desempenho das Condições 6, 7 e 8 (continua). ......................... 186
Tabela 28 – Valores médios das variáveis monitoradas na Condição 9 (continua) ............... 188
Tabela 29 – Variação de pH no afluente e no efluente das Condições 6 e 9. ......................... 199
Tabela 30 – Sólidos das Condições 6 e 9. .............................................................................. 201
Tabela 31 – Indicadores de desempenho das Condições 6 e 9. .............................................. 204
22
AB Alcalinidade a bicarbonato
AI Alcalinidade intermediária
AnSBBR Reator anaeróbio operado em bateada sequencial com biomassa imobilizada em
suporte inerte
AP Alcalinidade parcial
ASBR Reator anaeróbio operado em bateada sequencial
AT Alcalinidade total
AVT Ácidos voláteis totais
CSAFL Concentração de afluente
CST Concentração de matéria orgânica total
CFT Concentração de matéria orgânica para amostras filtradas
CCT Concentração de carboidratos total no afluente
CCF Concentração de carboidratos filtrada no efluente
COVAST Carga orgânica volumétrica aplicada na forma de matéria orgânica
COVACT Carga orgânica volumétrica aplicada na forma de carboidratos
COVASF Carga orgânica volumétrica aplicada na forma de matéria orgânica para amostras
filtradas
COVACF Carga orgânica volumétrica aplicada na forma de carboidratos para amostras filtradas
CX Relação de biomassa por volume de meio líquido
CX' Relação de quantidade de biomassa por quantidade de suporte inerte
DBO Demanda bioquímica de oxigênio
DQO Demanda química de oxigênio
EtOH Concentração de etanol
HAc Concentração de ácido acético
HBut Concentração de ácido butírico
HPr Concentração de ácido propiônico
HLa Concentração de ácido lático
MSVT Massa de sólidos voláteis totais no interior do reator
nCH4 Número de mols de metano
pH Potencial hidrogenotrófico
PrM Produtividade molar
PrME Produtividade molar específica
24
SUMÁRIO
1. INTRODUÇÃO ................................................................................................................ 29
2. HIPÓTESES E OBJETIVOS ........................................................................................... 32
3. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ......................................................................................... 34
3.1 Aspectos gerais do soro ............................................................................................. 34
4. MATERIAIS E MÉTODOS............................................................................................. 54
4.1 AnSBBR com biomassa e agitação mecânica ........................................................... 54
5.3 Influência da carga orgânica volumétrica (7,0; 10,0; 15,0 Gdqo.L-1.d-1) ................ 135
1. INTRODUÇÃO
energia a partir do metano produzido dos sistemas de dois estágios e de estágio único, bem
como suas viabilidades econômicas com objetivo de analisar se o sistema de dois estágios é
vantajoso em referência ao sistema de estágio único.
32
2. HIPÓTESES E OBJETIVOS
A condução desse projeto está elencada em uma hipótese central, na qual se afirma que é
possível a produção de metano em AnSBBR com agitação mecânica, em condição termofílica
(55 °C), a partir do tratamento de efluente proveniente de AnSBBR termofílico aplicado à
produção de hidrogênio pela digestão de soro. Além disso, o processo de digestão anaeróbia de
dois estágios (um primeiro estágio com reator acidogênico termofílico tratando soro – projeto
Lovato et al. (2021) – e um segundo estágio com reator metanogênico termofílico alimentado
com o efluente do reator acidogênico – presente trabalho), se comparado ao de estágio
(SIQUEIRA et al., 2018) apresenta melhor desempenho em relação a produtividade de metano
e a recuperação de energia.
Nesse contexto, tem-se como objetivo principal estudar a produção de metano em reator
anaeróbio, em condição termofílica (55 °C), operado em batelada e/ou batelada alimentada
sequenciais, com biomassa imobilizada (AnSBBR) e agitação mecânica, a partir do tratamento
de efluente proveniente de AnSBBR termofílico aplicado à produção de hidrogênio pela
digestão de soro. Além disso, tem-se a comparação entre o (1) processo de digestão anaeróbia
realizado em um único estágio: reator metanogênico termofílico tratando soro (SIQUEIRA et
al., 2018); e o (2) processo de digestão anaeróbia realizado em dois estágios: um primeiro
estágio com reator acidogênico termofílico tratando soro (LOVATO et al., 2021) e um segundo
estágio com reator metanogênico termofílico alimentado com o efluente do reator acidogênico
(trabalho referente a esse projeto).
SUB – HIPÓTESES
3. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
As fábricas de queijos são uma das maiores fontes de poluição ambiental, pois mais de
40 milhões de toneladas de soro de queijo são geradas anualmente. É estimado uma produção
específica de soro de 0,8 – 0,9 litro por litro de leite processado ou 9 kg por kg de queijo
produzido (SISO, 1996; PRAZERES et al., 2012; CARVALHO et al., 2013 ).
Esse efluente é produzido a 50 – 60 ℃ e é caracterizado por apresentar 72 % de
carboidratos, 12 % de proteínas, 6,0 % de minerais, 3,0 % de umidade e 1,5 % de gordura. Além
disso, o soro apresenta alta carga orgânica (até 80 gDQO.L-1 ), alta biodegradabilidade e baixo
teor de alcalinidade (< 2500 mgCaCO3.L-1) (ALBUQUERQUE et al., 2019; LOVATO et al.,
2017).
Em todos os casos, é necessário o tratamento desse resíduo, segundo rígidos requisitos
legais, antes de ser descartado no meio ambiente. O tratamento ineficiente do soro de queijo
pode causar impermeabilização e eutrofização do solo nas águas receptoras, especialmente em
lagos e rios de movimento lento. Consequentemente, a eutrofização pode provocar mais
problemas relacionados à qualidade da água, como perda de biodiversidade e possíveis efeitos
tóxicos das toxinas de algas em humanos e animais, aumentando assim, os custos de purificação
de água (PRAZERES et al., 2012; CARVALHO et al., 2013).
Todavia, a indústria de laticínios investigou, nas últimas décadas, alternativas para
explorar os componentes do soro. Opções simples praticadas no passado, como aplicação na
terra ou uso direto como alimento para animais de fazenda, foram restringidas devido a
preocupações sobre os impactos ambientais associados e os possíveis efeitos negativos sobre
as condições nutricionais e de saúde dos animais. Em algumas áreas, o soro é usado para
produzir ricota ou queijo cottage, gerando um efluente secundário de diferentes
características. Alternativas visam explorar o conteúdo nutricional do soro, recuperando
proteínas e lactose. Os principais resultados incluem lactose, minerais, soro de leite em pó,
35
proteína de soro de leite concentrado e isolado de proteína de soro de leite que podem ser
reutilizados de várias formas como ingredientes de alimentos ou bebidas. No entanto, a
utilização de proteínas em alimentos é frequentemente limitada devido à deterioração de suas
propriedades funcionais por fatores físicos como pH durante a fabricação, armazenamento e
utilização. Mudanças nas estruturas das proteínas podem reduzir ou alterar suas atividades
biológicas, alterando suas propriedades nutricionais. Lovato (2016) afirmam que, em escala
global, apenas 50 % de todo o soro que é produzido é utilizado em indústrias (AKHLAGI et
al., 2017; BABA et al., 2021).
Atualmente, diferentes técnicas para o tratamento biológico de águas residuais de queijo
estão recebendo mais atenção. O processo de digestão anaeróbia do soro é a proposta de um
processo sustentável que tem capacidade de explorar a alta carga orgânica da indústria de
laticínio para gerar bioenergia (TREU et al., 2019).
aminoácidos e ácidos graxos, são metabolizados no interior das células das bactérias
fermentativas acidogênicas, sendo convertidos em moléculas simples com um pequeno peso
molecular, como ácidos graxos voláteis (propiônico, butírico, ácido acético), álcoois, ácido
lático, diferentes tipos de gases (gás carbônico e hidrogênio), além de novas células; (3)
Acetogênese, em que os produtos gerados na fase acidogênese são oxidados, pelas bactérias
acetogênicas, em substratos apropriados para a etapa de metanogênese. Os produtos formados
são hidrogênio, acetato e dióxido de carbono. Vale ressaltar que, desses produtos, apenas o
acetato e o hidrogênio podem ser utilizados como substrato pelas arqueias metanogênicas; e (4)
Metanogênese, que é a última etapa do processo de digestão anaeróbia e consiste na formação
de metano e gás carbônico realizadas pelas arqueias metanogênicas, podendo ser divididas em
dois grupos de microrganismos – metanogênicos acetoclásticos, que consomem o ácido acético
para produção de metano, e metanogênicos hidrogenotróficos, que consomem hidrogênio para
produção de metano. Muitos autores relatam a colaboração de 70 e 30 % na produção de metano
entre as arqueas metanogênicas acetoclásticas e hidrogenotróficas, respectivamente.
(CABEZAS et al., 2015; CHERNICHARO, 2016; DEUBLEIN; STEINHAUSER, 2011;
LEUNG; WANG, 2016; PRAMANIK et al., 2019; ZHANG et al., 2015).
A comunidade microbiana envolvida na digestão anaeróbia pode ser, amplamente,
classificados em acidógenos e metanógenos. O equilíbrio central no crescimento e metabolismo
desses grupos principais de organismos na digestão anaeróbia é o fator decisivo da estabilidade
do processo. Como as condições operacionais e ambientais desses grupos se diferem bastante,
o conceito de digestão anaeróbia em dois estágios pode ser aplicado, nos quais os processos de
acidogênese e metanogênese operam separadamente, o que pode aumentar a estabilidade de
todo o processo, controlando a acidificação na fase de produção de hidrogênio (acidogênese) e,
portanto, impedindo a inibição das arqueias metanogênicas durante o estágio de produção de
metano (metanogênese). Ademais, o processo de digestão anaeróbia de dois estágios para
produção de hidrogênio e metano é considerada superior em relação a produção de biogás, em
comparação à digestão anaeróbia de um estágio (ROY et al., 2016; DE GIOANNIS et al., 2017;
FU et al., 2017; KANCHANASUTA; NGHIEM et al., 2017; SILLAPARASSAMEE, 2017
CHATTERJEE; MAZUMDER, 2019; SI et al., 2020; SRISOWMEYA et al., 2020).
Em bactérias anaeróbias obrigatórias, Clostridium sp. Foi amplamente estudado para a
produção de hidrogênio. De fato, estudos microbiológicos da produção anaeróbia de hidrogênio
a partir de substratos ricos em carboidratos mostram que os microrganismos predominantes
pertencem aos gêneros Clostridium ou estão intimamente relacionados a eles. Como alternativa,
o hidrogênio pode ser produzido por uma ampla variedade de bactérias facultativas, como
38
A disponibilidade do substrato para a biomassa deve ser analisada por meio da carga
orgânica volumétrica aplicada, que é um parâmetro operacional significativo podendo afetar o
rendimento de metano. Dessa forma, quanto maior a carga orgânica, maior a disponibilidade de
substrato para a comunidade acidogênica, que por sua vez, aumenta a produção de ácidos e,
consequentemente, aumenta a disponibilidade de acetato e a produtividade de metano no reator.
Contudo, caso a operação seja realizada em valores superiores aos adequados de carga orgânica,
substratos inibitórios, como os ácidos graxos, podem ser acumulados e, assim, a produção de
metano pode ser reduzida. Isso ocorre porque as arqueias metanogênicas não conseguem
sobreviver em uma condição ácida no sistema de digestão anaeróbia. Além disso, baixas cargas
orgânicas podem representar baixa relação entre alimento e microrganismo, o que resulta em
baixa atividade biológica, prejudicando a produção de metano (BEZERRA et al., 2009;
KOTHARI et al., 2014; KUNZ; AMARAL; STEINMETZ, 2019).
Caso o valor da relação for alto, o nitrogênio pode ser rapidamente consumido para síntese
de material celular pelos microrganismos metanogênicos, de modo que ao atingirem seus
requerimentos nutricionais possam não reagir com o carbono restante, afetando assim a
eficiência do sistema e geração de biogás. Por outro lado, se o valor da relação for muito baixo
podem resultar em acúmulo de ácidos graxos voláteis e/ou em alta amônia liberada
no biorreator, ambos são inibidores no processo de digestão anaeróbia (CHANDRA;
TAKEUCHI; HASEGAWA, 2012; JAIN et al., 2015).
Geralmente, uma relação carbono e nitrogênio de 20 a 30 é considerada ideal para o
crescimento bacteriano anaeróbico em um sistema de digestão anaeróbia (HASSAN et al.,
2017; JAIN et al., 2015; XU et al., 2018).
que a produção de metano foi completamente inibida quando as concentrações de ácidos graxos
voláteis caíram na faixa de 5800 a 6900 mg.L-1. Em contrapartida, a acumulação de ácido
graxos voláteis afeta o desempenho da digestão anaeróbia. Portanto, esses ácidos são os
compostos metabólicos intermediários mais importantes e sua variação pode ser usada para
indicar o desempenho do processo (LAY et al., 1997; HUANG et al., 2019; PRAMANIK et al.,
2019; YUAN et al., 2019).
3.4.1 Contínuos
42
3.4.2 Descontínuos
massa e melhorar a solubilização da matéria orgânica particulada, o que pode aumentar as taxas
gerais de conversão e consumo de substrato. No entanto, agitação excessiva pode causar ruptura
dos grânulos, resultando em uma separação sólida ruim. Desse modo, é importante a existência
de uma taxa ótima de agitação (PINHO et al., 2005; KASAT et al., 2008).
O tipo impulsor é fundamental nos estudos que envolvem a otimização do processo de
agitação. O impulsor deve permitir certas rotas do líquido dentro do recipiente, de modo a
otimizar os custos de energia. Vários estudos sobre o efeito da taxa de agitação e do tipo
impulsor no desempenho de reatores anaeróbicos em batelada já foram realizados em escala
laboratorial (RODRIGUES et al., 2003; PINHO et al., 2005; OCHIENG e ONYANGO, 2008;
MICHELAN et al., 2009).
A principal diferença entre os dois reatores descontínuos mencionados é a imobilização
da biomassa: o ASBR apresenta biomassa granulada e o AnSBBR, biomassa imobilizada em
suporte inerte. O AnSBBR surgiu como uma alternativa ao ASBR, pois este último apresenta
um período de operação muito grande devido ao tempo que a biomassa demora para ficar
granulada. Além disso, a imobilização da biomassa em suporte inerte apresenta vantagens
como: maior atividade dos microrganismos, maior remoção de DQO em curtos tempos de
retenção hidráulica, melhor resistência a choques de carga orgânica e tóxica, melhor a retenção
de sólidos, não requer nem a formação de grânulos e nem a etapa de sedimentação, permitindo
assim, um menor tempo de ciclo e melhorando a superfície de contato entre a biomassa e o
meio (PANT; RATUSZNEI et al., 2000; ADHOLEYA, 2007).
Todavia, Sarti et al. (2006) observaram semelhança no desempenho dos dois reatores
(ASBR e AnSBBR) no tratamento de esgoto sanitário em relação à remoção de matéria
orgânica, havendo produção de biogás no ASBR anterior ao AnSBBR. Dessa forma, é
necessário analisar cada processo para escolher o tipo de reator.
processo (CHERNICHARO, 2007; DOBRE et al., 2014; GUO et al., 2014; ZHANG et al.,
2015; SHI et al., 2018).
Todavia, esse sistema exige energia para manter a temperatura elevada, podendo acarretar
custos elevados e, além disso, o sistema termofílico é relatado como menos estável às mudanças
ambientais em relação ao processo mesofílico, porque o sistema termofílico é mais propenso a
perturbações e inibições (GUO et al., 2014; JANG et al., 2016; YU et al., 2002).
Siqueira et al. (2018) realizaram o tratamento de soro de queijo, em um AnSBBR, em
condições termofílicas. Estudou-se a influência da carga orgânica pelo aumento da COVA (6,20
a 31,68 gDQO.L-1.d-1). A condição com COVA de 24,68 gDQO.L-1.d-1 apresentou os melhores
resultados, atingindo eficiência de remoção orgânica na forma de DQO de 85,7 % e na forma
de carboidratos de 99,6 %. Nessa condição, o rendimento entre metano gerado e matéria
orgânica consumida foi de 13,13 mmolCH4.gDQO-1, a produtividade molar de metano foi
324,0 molCH4.m-3.d-1 e o biogás produzido apresentava 73,68 % de CH4. As condições com
COVA mais altas levam a perda de eficiência e instabilidade do reator. A mudança de estratégia
de alimentação de batelada para batelada alimentada não melhorou a eficiência, a estabilidade
e a produção de metano no reator.
Zucoloto et al. (2018) estudaram a produção de metano foi avaliada em condições de
monodigestão e codigestão termofílicas (55 °C) em reator anaeróbio operado em batelada e
batelada alimentada sequenciais com biomassa imobilizada (AnSBBR) e agitação mecânica
(2,8 L, 50 rpm). Na monodigestão o AnSBBR foi operado em batelada (B) com afluente a base
de glicerina com carga orgânica volumétrica aplicada (COVA) de 2,3 a 6,5 gDQO.L-1.d-1 e
tempo de ciclo (tC) de 8 h. Na codigestão (86 % glicerina e 14 % melaço) a operação foi em
batelada (B – tC = 8 h) e em batelada alimentada (BA – tC 8 h) com COVA de 2,4 a
7,7 gDQO.L- 1.d-1 , e tempo de alimentação (tA) de 4 h. Os melhores resultados foram obtidos
na codigestão com 7,7 gDQO.L-1.d-1, na qual obteve-se 84,4 molCH4.m-3.d-1 e
18,9 mmolCH4·gDQO-1.
Albuquerque et al. (2019) investigaram a aplicação de um reator anaeróbio termofílico
(55 °C) com biomassa imobilizada, agitado mecanicamente e operado em batelada sequencial
e batelada alimentada (AnSBBR) para adequação ambiental e produção de metano pela co-
digestão de soro de queijo e vinhaça de cana-de-açúcar. Os ensaios foram realizados em quatro
etapas. Na primeira etapa, a composição de 75 % de soro e 25 % de vinhaça (com base na DQO)
foi determinada como a mais adequada para o processo anaeróbico. Na segunda etapa, a carga
orgânica volumétrica aplicada (COVA) foi aumentada e na terceira etapa, a estratégia de
alimentação foi modificada, obtendo melhores resultados com uma COVA de
46
Tabela 1 – Comparação entre os trabalhos Albuquerque et al. (2019) e Sousa et al. (2019).
Albuquerque et al. (2019) Souza et al. (2019)
Estratégia de alimentação BA BA
Composição (Soro/Vinhaça) 25 % : 75 % 25 % : 75 %
CAFL (gDQO.L-1) 15 15,2
Temperatura (ºC) 55 30
PrM (molCH4.m-3.d-1) 215 208
BA = Batelada alimentada; CAFL = Concentração de afluente; PrM = Produtividade de metano
Fonte: Autora 2021.
Yang et al. (2008) utilizaram um biorreator semi-contínuo de leito fixo (500 mL), com
espuma de poliuretano reticular, no tratamento de glicerol em condições anaeróbias mesofílicas
(35 °C) e termofílicas (55 °C). A carga orgânica volumétrica aplicada variou de 0,25 a
1,00 kgDQO.L-1.d-1. Em condições mesofílicas, houve diminuição da eficiência de remoção de
matéria orgânica com o aumento da carga orgânica volumétrica. Porém, em condições
termofílicas, o maior valor de eficiência de remoção (86,7 %) foi obtido para na condição com
0,7 kgDQO.L-1.d-1 obtendo-se 0,450 mmolCH4.kgDQO-1.
Silvestre et al. (2015) verificaram o efeito da adição de glicerina bruta na digestão
anaeróbia do lodo de esgoto em reator contínuo (25 rpm) em condições termofílicas (55 oC,
5,5 L de 2,2 a 3,6 kgDQO.m-3.d-1) e mesofílicas (35 oC e 5,0 L e 2,2 a 3,6 kgDQO.m-3.d-1), com
tempo de detenção hidráulico de 20 dias. A adição de glicerina na faixa de temperatura
termofílica mostrou um impacto negativo na estabilidade e no desempenho do processo, mesmo
em baixas doses. Os valores extremos de pH da glicerina, juntamente com a liberação rápida
de ácidos voláteis, diminuem a alcalinidade e o pH. Outras percentagens de glicerina não
mostraram qualquer melhoria adicional.
estágios também permitiu um tempo de retenção hidráulica muito menor de 12 dias, mantendo
a estabilidade do processo.
Schievano et al. (2014) estudaram a otimização em escala laboratorial dos processos de
geração de hidrogênio e metano permitiu e comparam o potencial máximo de recuperação de
energia do processo de digestão anaeróbia de dois estágios e um estágio. Rendimentos de
hidrogênio relativamente altos foram obtidos testando quatro substratos orgânicos diferentes
(Recuperação de energia de 1–1,6 MJ.kgVS adicionado-1). A geração de metano resultou em
uma recuperação de energia na faixa de 9 a 19 MJ.kgVS adicionado-1. A recuperação de energia
geral resultou em um aumento significativo (8 % a 43 %) para os dois estágios na grande
maioria das condições experimentais e nunca significativamente menor.
Gioannis et al. (2017) operaram reatores de tanque agitado em batelada para digestão
anaeróbia de um e dois estágios do desperdício de alimentos, visando a recuperação de metano
e hidrogênio e metano, respectivamente. Os resultados sugerem que um processo de duas etapas
em que o primeiro reator é operado adequadamente, a fim de obter uma produção líquida
significativa de hidrogênio, pode exibir um rendimento de recuperação de energia 20 %
comparativamente maior.
Fernández et al. (2015) avaliaram o processo de digestão anaeróbia de um e dois estágios
(H2 e CH4) utilizando reatores em batelada. No processo de dois estágios, primeiro reator foi
operado com temperatura de 35 °C e o segundo, com temperatura de 55 °C. O processo de um
estágio apresentou desempenho estável com uma produção específica de metano de 314,5 ±
6,6 LCH4.kg-1 de alimentação de DQO, em um tempo de retenção hidráulica de 8,3 dias. O
processo de dois estágios apresentou instabilidades em um tempo de retenção hidráulica de 12,5
dias, com acúmulo de ácido sendo observado na fase metanogênese. Esse comportamento foi
indicativo de inibição do processo por altas concentrações de íons de sódio e potássio como
consequência do controle do pH durante a fase de produção de H2. No entanto, apesar dessa
ocorrência, essa condição atingiu o maior valor de produção específica de metano de 340,4
± 40 LCH4.kg-1 de alimentação de DQO.
Os reatores anaeróbios operados em batelada sequencial vêm sendo estudados por grupo
de pesquisa da Escola de Engenharia Mauá do Instituto Mauá de Tecnologia (EEM/IMT), de
modo que os projetos têm enfoque no estudo da otimização do biorreator convencional e de
novas propostas de configurações para que a aplicação do sistema em escala plena se torne
viável.
Considerando que a literatura do presente trabalho já demonstrou adequação do AnSBBR
quanto ao processo de digestão anaeróbia de em sistemas de dois estágios e termofílicos, este
trabalho destina-se ao estudo do efeito de alguns aspectos operacionais sobre a estabilidade e
eficiência da digestão termofílica do efluente proveniente de um AnSBBR aplicado à produção
de hidrogênio pela digestão termofílica de soro, com enfoque na produção do metano. Os
aspectos analisados são os de estratégia de alimentação, tempo de ciclo, carga orgânica
volumétrica aplicada e temperatura. Além da verificação qual sistema (1 ou 2 estágios)
apresenta melhor desempenho.
É importante ressaltar que não foi encontrado na literatura trabalho referente ao processo
de digestão anaeróbia de soro em sistemas de 2 estágios, ambos termofílicos, utilizando reatores
operados de modo batelada alimentada. Encontrou-se, somente, trabalho referente ao processo
digestão anaeróbia de soro em sistemas de 2 estágios (sendo primeiro estágio mesofílico e o
segundo, termofílico) utilizando reatores operados de modo batelada.
54
4. MATERIAIS E MÉTODOS
Nesta seção são apresentados biorreator, inóculo e imobilização, água residuária, análises
físico-químicas e exames microbiológicos, fundamentos teóricos (indicadores de desempenho,
análise cinética, análise estequiométrica, análise termodinâmica, estimativa de ampliação de
escala, estimativa de produção de energia e análise econômica simplificada), e procedimento
experimental realizado no desenvolvimento desse trabalho para atingir os objetivos propostos.
Figura 1 – Esquema do AnSBBR (a) e detalhe dos impelidores tipo turbina com 6 pás planas (b).
[Notação: 1 – Reator modelo com volume total de 6 L (a = 29,5 cm; b = 18,0 cm; c =18,0 cm); 2 – Cesto
inox de retenção e material suporte da biomassa (b = 18,0 cm; d = 7,0 cm); 3 – Bomba de alimentação;
55
Uma unidade de controle foi utilizada para automatizar as operações de carga, descarga
e agitação. A alimentação e descarga foram realizadas por bombas tipo diafragma marca
Prominent®, modelos Beta/4 (para batelada alimentada com capacidade máxima de 2,1 L.h-1),
Beta/5 (para batelada com capacidade máxima de 32 L.h-1) e Concept (para descarga com
capacidade de até 23 L.h-1). Um sistema de automação composto por temporizadores da marca
Logica® e modelo Grasslin foi responsável pelo acionamento e desligamento das bombas e do
agitador, com objetivo de programar as etapas da operação em batelada sequencial:
alimentação, reação e descarga. A temperatura de 55 ºC foi controlada pela circulação de água
na dupla parede externa do reator e regulada por um banho ultratermostatizado.
A água residuária, que foi alimentada ao AnSBBR para a produção de metano, foi
proveniente de um AnSBBR termofílico, que visa a produção de hidrogênio tratando soro.
Desta forma, essa água residuária foi constituída, provavelmente, pelos principais compostos
intermediários do metabolismo anaeróbio (ácidos voláteis – áceitco, propriônico, butírico e
láctico – e etanol). Devido ao afluente ter sido inicialmente acidificado (pH em torno de 4,0),
foi feita uma suplementação da alcalinidade pela adição de hidróxido de sódio (NaOH) e
bicarbonato de sódio (NaHCO3). Incialmente, foi utilizada uma proporção de 1:1
(DQO/NaHCO3) com posterior modificação conforme requerido pelo processo para garantir
que o pH permanecesse na faixa ideal para reatores mesofílicos. O intuito foi utilizar a menor
quantidade necessária de bicarbonato para manter a estabilidade do sistema, uma vez que a
adição de alcalinizantes contribui para o aumento de custos operacionais. No entanto, é
importante ressaltar que não foi o objetivo do trabalho otimizar a quantidade de bicabornato.
Ni
VGi −BA = VM −i − VA (1)
N t −BA
(Pa − PV + PL ) TN
VN = Vi (3)
PN Ta
M A −B . M T −SI+ B
M SVT = (4)
M A −SI+ B
60
(ii) relação entre a quantidade total da biomassa e a quantidade total de suporte inerte
presente no biorreator (CX’), foi obtida pela relação entre os sólidos voláteis totais (MA-B) e a
massa de suporte da amostra (MA-SI), conforme Equação (5)
MA−B
C'X = (5)
M A −SI
(iii) relação entre a quantidade total de biomassa e o volume de meio líquido contido no
reator (CX), foi obtida pela relação entre os sólidos voláteis totais (MSVT) e o volume de meio
líquido contido no biorreator (VR), conforme Equação (6)
MSVT
CX = (6)
VR
Essas três formas de quantificar a biomassa aderida e/ou retida no biorreator possuem
importâncias distintas e complementares. A primeira maneira (item i) informa sobre a
quantidade total de biomassa que ficou aderida e/ou retida no biorreator ao longo da condição
experimental, sendo um indicativo da eficiência da configuração do biorreator em reter a
biomassa, a qual considera o modo de mistura (agitação ou recirculação da fase líquida), o tipo
e concentração da água residuária utilizada (qualidade e quantidade de substrato) e o modo de
operação (batelada, batelada alimentada ou contínuo).
Portanto, essa variável permite calcular as variáveis de projeto denominadas de
“específicas” (cargas orgânicas aplicadas e removidas), ou seja, aquelas que não dependem do
volume (denominadas de volumétricas) de meio, mas da biomassa presente no sistema. No
entanto, por ser uma grandeza extensiva, ou seja, depender do “tamanho do sistema”, existe a
necessidade do cálculo efetuado pelas duas maneiras seguintes. Assim, tem-se a segunda
maneira (item ii) que relaciona a variável extensiva anterior com a massa de suporte inerte,
sendo esta uma grandeza intensiva, ou seja, não depende do “tamanho do sistema”.
A aplicação desta variável contribui para a estimativa da massa de suporte inerte
necessária para um projeto de biorreator em diferente escala. De forma análoga, a terceira
maneira (item iii), que relaciona a variável extensiva (item i) com o volume de meio líquido
presente no sistema, é também uma grandeza intensiva. A aplicação desta variável pode
contribuir para a interpretação e/ou comparação de resultados obtidos em diferentes
61
biorreatores, pois está relacionada com a concentração de substrato (relação entre massa de
substrato e volume de meio líquido) que é a característica importante para relacionar as reações
do metabolismo celular com o crescimento dos microrganismos (formação daqueles que melhor
se adaptaram às condições ambientais impostas), o aproveitamento de nutrientes (substrato
alimentado ao biorreator), a formação/consumo de intermediários (ácidos e solventes) e a
liberação do produto final (metano).
Ao final de cada condição operacional foram retiradas do reator amostras de biomassa
para exame microbiológico. As amostras de biomassa foram examinadas em lâminas de vidro
cobertas com filme de Ágar a 2 %, por microscopia óptica comum e de contraste de fase por
fluorescência, utilizando microscópio Olympus® modelo BX41, com sistema de câmera digital
Optronics e aquisição de imagens feita pelo software Image Pro-Plus® versão 4.5.0. Os exames
microbiológicos são úteis para avaliação de possíveis mudanças na morfologia microbiana em
função das condições do estudo.
(10)
(11)
(12)
62
(13)
(x2) (14)
(15)
(16)
(17)
(x3) (18)
(x4) (19)
(x8) (20)
(21)
(22)
(23)
(24)
Etanol (HEtOH):
(25)
(x4) (26)
(27)
(28)
(29)
A partir das equações acima, é possível perceber que todas as reações globais formadas
para cada ácido mais para o etanol chegam na mesma reação global com a mesma proporção
estequiométrica.
O cálculo das velocidades das reações para a metanogênese foi realizado a partir da
modelagem desenvolvida por Lovato et al. (2018) que utilizou como base os modelos cinéticos
de degradação de matéria orgânica propostas por Rodrigues et al. (2004) e por Bagley e
Brodkorb (1999). No modelo cinético adotado, desenvolvido para reatores anaeróbios operados
em batelada sequencial, o processo de degradação da matéria orgânica é simplificado em 11
etapas (Equações de 33 a 43).
Nas primeiras 5 etapas paralelas (hidrólise e acidogênese) o substrato (S) soro é
convertido em ácido acético (HAc), ácido propiônico (HPr), ácido butírico (HBu), etanol
(EtOH) e ácido láctico (HLa), essas reações ocorrem paralelamente. Nas 4 etapas seguintes
(acetogênese), os ácidos secundários (ácido láctico (HLa), ácido propiônico (HPr) e ácido
butírico (HBu)) e etanol são consumidos formando ácido acético. Finalmente, nas 2 etapas
independentes (metanogênese), tem-se as rotas acetoclásticas e hidrogenotróficas de produção
de metano. Todas as etapas são consideradas de primeira ordem. Vale destacar que as reações
de hidrólise e acidogênese ocorrem, principalmente, no reator acidogênico termofílico (efluente
deste reator foi usado como afluente no presente trabalho).
As Equações (44) a (51) apresentam as equações de velocidade de reação para o consumo
de substrato (rS), formação e consumo de ácido acético (rHAc), ácido propiônico (rHPr), ácido
butírico (rHBu), etanol (rEtOH), ácido láctico (rHLa), hidrogênio (rH) e formação de metano (rM),
respectivamente. O parâmetro cinético “k” é relacionado com a velocidade de reação, indicando
uma relação com o tempo que é necessário para a concentração (S, Hac, HPr, Hbu, EtOH, Hla,
H e M) atingir um valor residual de acordo com a hipótese do modelo cinético. Os índices “1,
2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10 e 11” estão relacionados com as reações. Os índices “S, HAc, HPr, HBu,
EtOH, HLa, H e M” estão relacionados com os valores experimentais usados para calcular esses
parâmetros.
Nas Equações (52) a (59) tem-se o balanço de massa do reator no modo batelada (F = 0)
e batelada alimentada (F ≠ 0) com o modelo cinético. Essas equações são utilizadas para
determinar os parâmetros cinéticos do modelo. Os índices “A” estão relacionados com as
64
concentrações dos compostos no afluente. Por se tratar de equações diferenciais, foi utilizado o
método de integração de Euler implementado em planilha Excel®, com a determinação dos
parâmetros cinéticos por meio da ferramenta Solver®, utilizando como critério de otimização
a minimização da somatória dos erros entre valores experimentais e calculados pelo modelo
cinético ao quadrado.
Hidrólise e Acidogênese
k1
C12H22O11 + 5 H2O → 4 CH3COOH + 4 CO2 + 8 H2 (33)
k2
C12H22O11 + 4 H2 → 4 CH3CH2COOH + 3 H2O (34)
k3
C12H22O11 + 1 H2O → 2 CH3CH2CH2COOH + 4 CO2 + 4 H2 (35)
k4
C12H22O11 + 1 H2O → 4 CH3CH(OH)COOH (36)
k5
C12H22O11 + 1 H2O → 4 CH3CH2OH + 4 CO2 (37)
Acetogênese
k6
CH3CH2COOH + 2 H2O → CH3COOH + CO2 + 3 H2 (38)
k7
CH3CH2CH2COOH + 2 H2O → 2 CH3COOH + 2 H2 (39)
k8
3 CH3CH(OH)COOH → 2 CH3CH2COOH + CH3COOH + H2O + CO2 (40)
k9
CH3CH2OH + 1 H2O → CH3COOH + 2 H2 (41)
Metanogênese
k10
CH3COOH → CH4 + CO2 (42)
k11
4 H2 + CO2 → CH4 + 2 H2O (43)
Dv
=F (52)
dt
dCs F
= V ∙ (CSA − CS ) + rS (53)
dt
dCHac F
= V ∙ (CHacA − CHac ) + rHac (54)
dt
dCHPr F
= V ∙ (CHPrA − CHPr ) + rHPr (55)
dt
dCHbu F
= V ∙ (CHbuA − CHbu ) + rHbu (56)
dt
dCHla F
= V ∙ (CHlaA − CHla ) + rHla (57)
dt
dCEtOH F
= V ∙ (CEtOHA − CEtOH ) + rEtOH (58)
dt
dCM F
= − V ∙ (CM ) + rM (59)
dt
Para calcular energia livre de Gibbs nas condições de operação do reator (ΔG) foi
utilizado o fluxograma da Figura 4, que utilizou como base o procedimento feito por Dolfing,
(2015) e Lovato et al. (2021). Foi calculado o ΔG para as concentrações ao longo do perfil
referente a melhor condição do reator (Condição 6) com objetivo de analisar a variação do ΔG
ao longo do ciclo.
As reações bioquímicas, de consumo de lactose e ácidos e produção de metano (equações
60 a 70) foram elaboradas a partir dos estudos de Lovato et al. (2021), Pipyn e Verstraete (1981)
e Conrad e Wetter (1990). As energias livre padrão de Gibbs (ΔG°) das reações bioquímicas
foram calculadas a partir das energias livre de formação de Gibbs (G°f) dos reagentes e dos
produtos a temperatura (Tref) de 298,15 K (25 °C) e pH = 0. As entalpias de reação padrão
(ΔH°) foram calculadas a partir das entalpias padrão de formação (ΔH°f) dos reagentes e dos
produtos. A Tabela 3 apresenta os valores de G°f, H°f dos compostos segundo Alberty (1998) e
66
Hackmann et al., 2013. O termo “η” da equação de ΔG° e de ΔH° é relativo aos coeficientes
estequiométricos de cada composto para cada reação bioquímica. O metano (CH4) foi
considerado gás, a água (H2O) foi considerada como líquido e todos os outros compostos foram
considerados dissolvidos. Desse modo, usando o ΔG° e o ΔH°, foi possível calcular a variação
de entropia padrão de cada reação (ΔS°).
A energia livre de Gibbs (ΔG) foi calculada corrigindo, primeiramente, a temperatura (T)
do ΔG° de acordo com a equação de Gibbs – Helmholtz resultando em ΔGT° (T = 328,15 K).
É importante ressaltar que a capacidade térmica das reações e, consequentemente, o ΔH° foram
considerados independentes da temperatura dentro da faixa de 0 a 100 °C (CONRAD;
WETTER, 1990). Em seguida, o pH e as concentrações reais dos compostos no sistema (os
valores da melhor condição operacional do reator – Condição 6) foram corrigidos pela equação
de Nernst, na qual R é a constante de gás ideal (8,3145 J.K-1.mol-1) e Q é o quociente da reação.
A Tabela 4 mostra como as concentrações de cada composto para cálculo do Q foram
realizadas. A concentração do íon bicarbonato foi igual a concentração de alcalinidade total do
sistema referente a melhor condição do reator (Standard Methods for the Examination of Water
and Wastewater – 1995). A concentração de lactose foi obtida pelo perfil de carboidrato. As
concentrações de acetato, proprionato, butirato, lactato e etanol foram obtidas pelo perfil de
ácidos intermediários. A concentração do íon 𝐻 + foi calculada pelo pH do efluente. A
concentração de metano foi calculada pela Lei de Henry, uma vez que se considerou o metano
na fase gasosa, usando a pressão parcial desse gás e a constante de Henry para o metano
referente a temperatura de 55 °C (8,90.10-4 M.atm-1). A concentração de hidrogênio foi igual a
concentração estimada pelo modelo cinético pois se considerou o hidrogênio na fase aquosa.
Ressalta-se que os cálculos das concentrações são relativos a melhor condição operacional do
reator.
67
Concentrações
[C12 H22 O11 ] = [Carboidrato] [CH3 CH2 OH] = [𝐸𝑡𝑂𝐻 ]
[CH3 COO− ] = [Hac] [HCO3 − ] = [AT]
[CH3 CH2 COO− ] = [HPr] [H + ] = 10−Ph
[CH3 CH2 CH2 COO− ] = [Hbu] [H2 ] = [H2 ]modelo cinético
[CH3 CH(OH)COO− ] = [Hla] [CH4 ] = HCH4 ∙ PCH4
Fonte: Autora, 2021.
68
Figura 4 – Fluxograma para calcular energia livre de Gibbs nas condições de operação do reator (ΔG).
Gf° Calcular para cada reação: Calcular para cada reação: Hf°
a 298,15 K ∆G° = (∑ Gf°.η)produtos – (∑ Gf°.η)reagentes ∆H° = (∑ Hf°.η)produtos – (∑ Hf°.η)reagentes a 298,15 K e
e pH = 0 pH = 0
Hidrólise e Acidogênese
+
C12 H22 O11 (aq) + 9 H2 O(l) → 4 CH3 COO− −
(aq) + 4 HCO3 (aq) + 8 H(aq) + 8 H2 (aq) (60)
+
C12 H22 O11 (aq) + 4 H2 (aq) → 4 CH3 CH2 COO−
(aq) + 3 H2 O(l) + 4 H(aq) (61)
+
C12 H22 O11 (aq) + 5 H2 O(l) → 2 CH3 CH2 CH2 COO− −
(aq) + 4 HCO3 (aq) + 6 H(aq) + 4 H2 (aq) (62)
+
C12 H22 O11 (aq) + H2 O(l) → 4 CH3 CH(OH)COO−
(aq) + 4 H(aq) (63)
+
C12 H22 O11 (aq) + 5 H2 O(l) → 4 CH3 CH2 OH(aq) + 4 HCO−
3 (aq) + 4 H(aq) (64)
Acetogênese
CH3 CH2 COO− − − +
(aq) + 3 H2 O(l) → CH3 COO(aq) + HCO3 (aq) + H(aq) + 3 H2 (aq) (65)
3 CH3 CH(OH)COO− − − − +
(aq) → 2 CH3 CH2 COO(aq) + CH3 COO(aq) + HCO3 (aq) + H(aq) (67)
Metanogênese
CH3 COO− −
(aq) + H2 O(l) → CH4 (g) + HCO3 (aq) (69)
+
4 H2 (aq) + HCO−
3 (aq) + H(aq) → CH4 (g) + 3 H2 O(l) (70)
A eficiência de remoção de matéria orgânica total (ɛST) no sistema foi calculada pela
Equação (71), na qual CSAFL é a concentração de matéria orgânica total no afluente e CST é a
concentração de matéria orgânica total no efluente. A eficiência de remoção de matéria orgânica
filtrada (εSF) foi calculada pela Equação (72), na qual CSF é a concentração de matéria orgânica
filtrada no efluente.
CSAFL − CST
ST (%) = 100 (71)
CSAFL
CSAFL − CSF
SF (%) = 100 (72)
CSAFL
COVA =
(VA N ) CSAFL
(73)
VR
(VA N ) CSAFL
COAE = (74)
M SVT
70
A carga orgânica removida volumétrica (CORVSF) para amostras filtradas, definida como
sendo a quantidade de matéria orgânica removida pelo reator por unidade de tempo e por
volume de meio do reator (gDQO.L-1.d-1), foi calculada pela Equação (75). A carga orgânica
removida específica (CORESF) para amostras filtradas, definida como sendo a quantidade de
matéria orgânica removida pelo reator por unidade de tempo e por massa de sólidos totais
voláteis no reator (gDQO.gSVT-1.d-1), foi calculada pela Equação (76).
(VA N ) (C SAFL − C SF )
CORVSF = (75)
VR
(VA N ) (C SAFL − C SF )
CORE SF = (76)
M SVT
A produtividade molar específica (PrME), definida pela quantidade de metano (CH4) produzida
por unidade de tempo e por massa de sólidos voláteis totais no interior do reator
(molCH4.kgSVT-1.d-1), foi calculada pela Equação (78).
n CH 4
Pr M = (77)
VR
n CH 4
Pr ME = (78)
M SVT
n CH 4
RMCA = (79)
N VA C AFL
71
n CH 4
RMCR = (80)
N.VA .(C CAFL − C CF )
(VA)IND 6
Etapa III – Determinação do volume
de efluente do reator acidogênico e do
volume de diluição fornecido ao
reator metanogênico (FC)IND 6
Etapa I – Determinação do volume de água residuária a ser tratada por ciclo e por dia
no reator metanogênico.
O volume de água residuária (efluente do reator acidogênico) tratada por ciclo no reator
metanogênico ((VA)metanogênico) foi calculado pela Equação (81), na qual (VA)IND 3 é o
volume alimentado do reator acidogênico, em escala industrial. O volume de água residuária
tratada por dia ((VA‧N)metanogênico) foi calculado pela Equação (82), na qual N é o número
de ciclo por dia do reator metanogênico (parâmetro laboratorial referente a condição na qual o
reator apresentou melhor desempenho).
Para determinar a estimativa do volume alimentado por ciclo ((VA)IND 4), do volume
residual ((VR)IND 4), do volume total ((VT)IND 4) e do volume de biomassa e de suporte ((VB+S)IND
4), foi utilizado um fator de conversão ((FC)IND 4 – Equação 84) entre o volume total estimado
de meio líquido ((VR)IND 4) e o volume total de meio líquido do reator metanogênico em escala
laboratorial (VR).
73
(𝑉𝑅 )𝐼𝑁𝐷 4
(𝐹𝐶)𝐼𝑁𝐷 4 = (84)
(𝑉𝑅 )
A produção diária de hidrogênio (ProdH) foi calculada com base: no volume total de meio
líquido (parâmetro do reator acidogênico em escala industrial – (VR)IND 3), no rendimento molar
de hidrogênio por carga orgânica removida e na carga orgânica volumétrica removida
(parâmetros do reator acidogênico em escala laboratorial referente a condição na qual o reator
apresentou melhor desempenho – RMCR acidogênico e COVR acidogênico, respectivamente).
1𝑑
𝐸𝐻 = 𝑃𝑟𝑜𝑑𝐻 ∙ ∆𝐻𝐶−𝐻 ∙ (24∙3600 𝑠) (107)
Estimativa do volume
Cálculo do volume de Cálculo do custo de
do reator industrial
bombas e tanques reatores, bombas e
(LOVATO et al., tanques
(FUESS et al., 2017)
2020)
O cálculo do capital investido (CI) relacionou as variáveis mais relevantes do projeto para
a avaliação econômica. Este foi baseado no método de Yamamoto, Takeshita e Kaminski
(2012). O capital total investido é a soma do capital fixo (CF) e o capital de giro (CG). O capital
fixo corresponde ao investimento requerido para implementar o sistema de tratamento e o
capital de giro refere-se ao custo para manter a unidade em operação.
Inicialmente, para o cálculo do CF foram obtidos alguns parâmetros dos equipamentos
mais custosos, sendo estes os biorreatores, as bombas e os tanques de armazenamento. Os
valores de volume da bomba (VBomba) e do tanque (VTanque) foram determinados a partir das
Equações (108 e 109).
𝑉
𝑉𝐵𝑜𝑚𝑏𝑎 = ( 𝑉𝐵𝑜𝑚𝑏𝑎,𝐴𝑅𝑇 ) ∙ (𝑉𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 )𝐼𝑁𝐷 (108)
𝑟𝑒𝑎𝑡𝑜𝑟,𝐴𝑅𝑇
𝑉𝑇𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒,𝐴𝑅𝑇
𝑉𝑇𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒 = ( 𝑉 ) ∙ (𝑉𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 )𝐼𝑁𝐷 (109)
𝑟𝑒𝑎𝑡𝑜𝑟,𝐴𝑅𝑇
O trabalho de Fuess et al. (2017) foi utilizado para estimar os volumes dos tanques e
bombas usados em escala industrial, por meio da proporção entre o volume do reator calculado
nos projetos de estágio único e de dois estágios (VTotal)IND e o exposto no artigo (VReator,ART –
FUESS et al., 2017). Além disso foram utilizados os volumes da bomba (VBomba,ART) e do tanque
(VTanque,ART) também encontrados no trabalho de referência.
78
Os custos dos equipamentos foram obtidos através das Equações (110, 111 e 112).
Utilizaram-se os volumes determinados anteriormente ((VTotal)IND, VBomba e VTanque); os
parâmetros de valor de mercado em reais dos biorreatores (VMReator), das bombas (VMBombas) e
dos tanques (VMTanques); e o número de biorreatores (NReatores), bombas (NBombas) e tanques
(NTanques).
A partir disso, calculou-se o custo total com equipamentos (EC), somando os custos
apresentados anteriormente (Equação 113).
𝐸𝑐 = 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜 𝑑𝑜𝑠 𝑟𝑒𝑎𝑡𝑜𝑟𝑒𝑠 + 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜𝑠 𝑑𝑎𝑠 𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎𝑠 + 𝐶𝑢𝑠𝑡𝑜𝑠 𝑑𝑜𝑠 𝑡𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒𝑠 (113)
Para que fosse feita uma estimativa real do capital total investido do projeto, utilizou-se
o Método do Fator Global de Lang (FL). Esta metodologia foi desenvolvida por Lang (1948) e
sistematizado por Peters, Timmerhaus e West (2003) e resulta em fatores multiplicativos FL,
que multiplicados pelo custo total dos equipamentos de grande porte resulta no capital total
investido. No método não são considerados os tanques de armazenamento, carga inicial de
catalisador, royalties e o investimento para partida da unidade. Ademais, o método apresenta
erros de aproximadamente 35 %, sendo que a precisão aumenta à medida que os equipamentos
são melhores detalhados (YAMAMOTO, TAKESHITA e KAMINSKI, 2012). Após identificar
os principais equipamentos utilizados no projeto, seus custos e a soma dos custos (EC), foi
necessário 78pplied78on-los pelo percentual do fator de Lang exposto na Tabela 5.
Desta forma, o capital fixo foi obtido pela Equação (114) seguindo a metodologia do fator
de Lang. Por fim, o capital investido foi calculado pela Equação (115).
É importante ressaltar que os valores de mercado dos biorreatores com agitação mecânica
e camisa térmica foram determinados com base no valor de venda praticado por empresa
especializada. Os valores de mercado das bombas foram determinados de acordo com Fuess et
al., (2017).
Ademais, vale mencionar que para essa análise foi considerado que o capital de giro, as
taxas e as contingências estão distribuídos com os custos de toda a unidade industrial
(YAMAMOTO et al., 2012).
O retorno de capital foi calculado pela Equação 117, na qual EGLP é referende a economia
com a substituição do GLP (Equação 116) pelo biogás produzido e CMO é referente ao custo de
manutenção e operação.
CSAFL tC tF COVA T
Condições Operação
(mgDQO.L-1) (h) (h) (gDQO.L-1.d-1) (°C)
A B 1000-5000 8,0 4,0 3,0-7,0 30-55
1 B 5000 8,0 10 (min) 55
7,0
2 BA 5000 8,0 4,0 55
3 3740 6,0 3,0 55
BA 7,0
4 2493 4,0 2,0 55
5 5500 6,0 3,0 10,0 55
BA
6 8250 6,0 3,0 15,0 55
7 8250 6,0 3,0 15,0 50
BA
8 8250 6,0 3,0 15,0 45
A BA 1000-8250 6,0 3,0 3,0-15,0 30-35
9 BA 8250 6,0 3,0 15,0 35
B = Batelada; BA = Batelada alimentada; A = adaptação.
Fonte: Autora, 2020.
biomassa. A concentração de afluente foi aumentada gradualmente (1000, 2000, 3000, 4000,
5000, 6000, 7000 e 8250 mgDQO.L-1). O uso desse inóculo se justifica pelo fato do lodo já
apresentar um consórcio microbiano diverso e adaptado para o tratamento de águas residuárias,
em condições anaeróbias, com altas cargas de matéria orgânica (DQO, sólidos suspensos, óleos
e graxas), nitrogênio e fósforo, características essas de efluentes de abatedouro de aves (DEL
NERY et al., 2008).
83
5. RESULTADOS E DISCUSSÃO
( 13 ) ( 12 )
Ph (u) 8,34 ± 0,20 7,7 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 1473 ± 432 ( 13 )
155 ± 42 ( 12 )
6000
5000
CS (mgDQO.L-1)
4000
3000 Afluente
Filtrado
2000 Não filtrado
1000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
87
2500
CC (mgCarboidrato.L-1)
2000
1500
Filtrado
1000 Não filtrado
Afluente
500
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
Metano
VG e V CH4 (mL)
2500
Biogás
2000
1500
1000
500
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
88
Figura 12 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do ciclo
da Condição 1.
25
20
CG (mmol.L-1)
Metano
15
Dióxido de carbono
10
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
2500
CSF (mgDQO.L-1)
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
70
CCF (mgCarboidrato.L-1)
60
50
40
30
20
10
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
1000
AVT (mgHAc.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
600
Ácido Acético
500
Concentração (mg.L-1)
Ácido Propiônico
Ácido Butírico
400
Ácido Valérico
300 Etanol
200
100
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 19 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 1.
25
20
CG (mMol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
93
Figura 21 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 1.
100
80
60
YG (%)
Metano
40 Dióxido de carbono
20
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
( 14 ) ( 13 )
pH (u) 8,39 ± 0,33 7,8 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 1301 ± 217 ( 14 )
113 ± 36 ( 13 )
6000
5000
CS (mgDQO.L-1)
4000
3000 Filtrado
Não filtrado
2000 Afluente
1000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
96
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
CC (mgCarboidrato.L-1)
2500
2000
1500
1000 Filtrado
Não filtrado
500 Afluente
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
97
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
Metano
500
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 27 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do ciclo
da Condição 2.
25
20
CG (mmol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
1000
CSF (mgDQO.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
70
CCF (mgCarboidrato.L-1)
60
50
40
30
20
10
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
14
12
10
8
pH 6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
tempo em que o reator é alimentado, devido ao afluente apresentar uma elevada concentração
de ácido acético. Há também, nesse mesmo intervalo, o aumento de outros ácidos orgânicos
(propiônico e butírico) ao longo do ciclo em razão do efluente do reator acidogênico e da etapa
de acetogênese, contudo não na mesma proporção do ácido acético. Os picos de concentrações
dos ácidos acético, propiônico e butírico são de 297, 49 e 62 mg.L-1, com concentrações finais
de 122, 25 e 37 mg.L-1, respectivamente. Destaca-se que não foram encontradas concentrações
de ácido valérico e de etanol.
300
250
Concentração (mg.L-1)
Ácido Acético
200
Ácido Propiônico
150 Ácido Butírico
Ácido Valérico
100 Etanol
50
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 34 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 2.
3000
2500
VG (mL) 2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
25
20
CG (mMol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 36 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 2.
100
80
60
YG (%)
Metano
40 Dióxido de carbono
20
0
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
102
Pela Tabela 10, percebe-se que tanto para Condição 1, quanto para Condição 2, não houve
uma variação significativa de pH, em relação ao afluente e o efluente. Observa-se, na Figura
41, que os valores de alcalinidade a bicarbonato do efluente foram sempre superiores aos
valores do afluente, indicando que houve geração de alcalinidade no sistema para as condições
impostas ao AnSBBR. Com relação à concentração de ácidos voláteis totais, percebe-se, pela
Figura 42, que a concentração sempre foi inferior no efluente em relação aos valores no
afluente, em função do consumo dos mesmos na etapa de metanogênese, mostrando dessa
forma que a alteração da estratégia de alimentação proporcionou estabilidade ao sistema.
COVA tC pH
Condição
(gDQO.L-1.d-1) (h) Afluente Efluente
1 7,14 8 8,34 ± 0,2 7,7 ± 0,1
2 6,96 8 8,39 ± 0,3 7,8 ± 0,1
Fonte: Autora, 2020.
105
Nota-se, pela Figura 43, que o aumento do tempo de alimentação da Condição 2, resultou
no aumento os ácidos intermediários do efluente, em comparação a Condição 1, que não
apresentou concentração de nenhum ácido intermediário no efluente.
O efluente da Condição 2 apresentou maior concentração e composição de ácido acético,
em comparação aos demais ácidos intermediários (propiônico e butírico), atingindo valores de,
respectivamente, 122,1 mg.L-1 e 72,8 %.
Isso significa que houve maior produção de ácidos voláteis na Condição 2, justificando o
fato da Condição 2 apresentar maior concentração de ácido intermediários no efluente. Além
106
disso, é possível afirmar que houve maior produção de ácido acético, provinda da etapa de
acetogênese e do efluente do reator acidogênico. Isso se justifica pelo fato da Condição 2
apresentar maior concentração de ácido acético no efluente.
É possível afirmar que, na Condição 2, em relação a Condição 1, houve maior produção
de ácido acético, que por sua vez, uma parcela, foi consumida para a produção de metano, na
etapa de metanogênese, justificando o fato da Condição 2 apresentar maior produção de metano,
como será mostrado a diante. Logo, o sistema não está em desequilíbrio. A parcela excedente
de ácido acético, que saiu no efluente, não foi suficiente para acidificar o ambiente e
comprometer o sistema. Hill, Cobb e Bolte (1987), propuseram concentrações de ácido acético
acima de 800 mg.L-1 como indicativos de falha no processo. Xu et al. (2014) e Shi et
al. (2018) relataram que a produção de metano foi inibida completamente quando as
concentrações de ácidos graxos voláteis ficara na faixa de 5800 a 6900 mg.L-1. Stallamn et al.
(2012) mencionou que a inibição metanogênica pode ocorrer quando a concentração de acetado
excede 3000 mg.L-1. Esse excesso de ácido acético explica a eficiência de remoção de matéria
orgânica levemente menor, em relação a eficiência de remoção da Condição 1, uma vez que o
ácido acético contribui para a medida da DQO.
140
Concentração (mg‧L-1)
120 HAc
100 HPr
80 HBut
60
40
20
0
Condição 2
80
HAc
Composição (%)
60
HPr
40 HBut
20
0
Condição 2
Fonte: Autora, 2020.
107
A Tabela 11 apresenta as médias das análises de sólidos das duas condições, observa-se
que a quantidade média efluente de sólidos suspensos voláteis do reator foi menor que a afluente
indicando, portanto, que não houve condições agravantes para a biomassa, tal que resultasse no
desprendimento e carreamento da mesma. Deste modo a alteração da estratégia não demonstrou
instabilidade por este parâmetro.
Pela Tabela 12, percebe-se que, de modo geral, nas condições operadas, a estratégia de
alimentação apresentou influência sobre os parâmetros analisados.
Comparando as duas condições, a Condição 2 (batelada alimentada), apresentou maior
de produtividade molar volumétrica de metano (PrM), alcançando o valor de
60,28 molCH4.m- 3.d-1, maior rendimento entre metano produzido e matéria orgânica aplicada
(RMCA) e matéria orgânica removida (RMCR), alcançando os valores de, respectivamente, 8,7
e 9,4 molCH4.kgDQO-1. Dessa forma, os resultados indicam que a alimentação gradual de
substrato possuiu um efeito positivo no metabolismo microbiano para estimular a produção de
metano. Além disso, outra explicação é que a operação batelada alimentada amortece os efeitos
negativos que podem ocorrer na operação batelada, como o acúmulo de ácidos voláteis.
A estratégia de alimentação adotada para o restante das condições foi a operação em
batelada alimentada. A escolha da operação foi fundamentada em função dos índices de
desempenho referentes à produtividade molar e rendimento de metano, uma vez que, as duas
operações apresentaram estabilidade do sistema e eficiência de remoção de matéria orgânica
próximas. Além disso, levando em conta que o presente trabalho tem, também, como objetivo
o aumento de escala do processo e esse tende a se aproximar da operação de uma batelada
alimentada, foi apropriado operar as condições subsequentes em batelada alimentada.
109
Dessa maneira, é possível verificar que houve geração de alcalinidade no sistema e consumo
de ácidos voláteis.
A composição média de metano do biogás foi de 74,1 %, com produtividade molar de
metano de 75,77 molCH4.m-3.d-1 e rendimento de metano por matéria orgânica removida de
11,35 molCH4.DQO-1. A produção de biogás e de metano no final do ciclo apresentou valor
médio de 1351 ± 227 mL e 1001 ± 150 mL, respectivamente. A concentração de média de
metano e de dióxido de carbono no biogás foi de 19,34 ± 0,54 mmol.L-1 e 6,75 ± 0,44 mmol.L- 1,
respectivamente, indicando assim, que os ciclos atingiram as mesmas condições no que diz
respeito às características qualitativas da fermentação anaeróbia.
Os valores médios das variáveis monitoradas no afluente e efluente são apresentados na
Tabela 13. As Figuras 46 e 47 apresentam, respectivamente, a variação da concentração (CS) e
da eficiência de remoção de matéria orgânica (εS) em termos de DQO para o afluente e para o
efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao longo do período de operação do AnSBBR.
As Figuras 48 e 49 apresentam a variação da concentração (CC) e da eficiência de remoção de
carboidratos (εC) para o afluente e para o efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao
longo do período de operação do AnSBBR. A produção de biogás e de metano no final do ciclo
é apresentada na Figura 50 e a distribuição dos gases no biogás no final do ciclo é apresentada
pela Figura 51.
( 12 ) ( 11 )
pH (u) 8,37 ± 0,45 7,8 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 966 ± 193 ( 12 )
146 ± 155 ( 11 )
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3500
CC (mgCarboidrato.L-1)
3000
2500
2000
1500
Filtrado
1000
Não filtrado
500 Afluente
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
113
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
2500
VG e VCH4 (mL)
2000
1500
1000
500 Metano
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 51 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do ciclo
da Condição 3.
25
20
CG (mmol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
114
800
CSF (mgDQO.L-1)
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
35
CCF (mgCarboidrato.L-1)
30
25
20
15
10
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
115
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
1000
AVT (mgHAc.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
116
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
350
300
Concentração (mg.L-1)
250
Ácido Acético
200 Ácido Propiônico
150 Ácido Butírico
100 Etanol
50
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
117
Figura 58 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 3.
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
118
25
CG (mMol.L-1) 20
15
Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 60 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 3.
100
80
60
YG (%)
Metano
40 Dióxido de carbono
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
O pH afluente foi de 8,37 ± 0,40 diminuindo durante o processo para 7,82 ± 0,10, no
efluente, se mantendo na adequado para a produção de metano. Em relação à alcalinidade a
bicarbonato, houve um aumento de 1835 ± 212 para 2321 ± 150 mgCaCO3.L-1. A concentração
de ácidos voláteis totais apresentou uma redução de 733 ± 93 para 113 ± 103 mgHAc.L-1. Dessa
maneira, verifica-se que houve geração de alcalinidade no sistema e consumo de ácidos
voláteis.
A composição média de metano do biogás foi de 70,7 %, com produtividade molar de
metano de 65,11 molCH4.m-3.d-1 e rendimento de metano por matéria orgânica removida de
9,88 molCH4.DQO-1. A produção de biogás e de metano no final do ciclo apresentou valor
médio de 796 ± 149 mL e 563 ± 101 mL, respectivamente. A concentração de média de metano
e de dióxido de carbono no biogás foi de 13,60 ± 1,71 mmol.L-1 e 5,57 ± 0,58 mmol.L-1,
respectivamente, indicando assim, que os ciclos atingiram as mesmas condições no que diz
respeito às características qualitativas da fermentação anaeróbia.
Os valores médios das variáveis monitoradas no afluente e efluente são apresentados na
Tabela 14. As Figuras 61 e 62 apresentam, respectivamente, a variação da concentração (CS) e
da eficiência de remoção de matéria orgânica (εS) em termos de DQO para o afluente e para o
efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao longo do período de operação do AnSBBR.
As Figuras 63 e 64 apresentam a variação da concentração (CC) e da eficiência de remoção de
carboidratos (εC) para o afluente e para o efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao
longo do período de operação do AnSBBR. A produção de biogás e de metano no final do ciclo
é apresentada na Figura 65 e a distribuição dos gases no biogás no final do ciclo é apresentada
pela Figura 66.
AI (mgCaCO3.L-1) 700 ± 97 ( 11 )
534 ± 85 ( 10 )
6000
5000
Filtrado
CS (mgDQO.L-1) Não filtrado
4000
Afluente
3000
2000
1000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
CC (mgCarboidrato.L-1)
2500
Filtrado
2000 Não filtrado
Afluente
1500
1000
500
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
122
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
2500
VG e VCH4 (mL)
2000
Metano
1500 Biogás
1000
500
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 66 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do ciclo
da Condição 4.
25
20 Metano
CG (mmol.L-1)
Dióxido de carbono
15
10
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
123
800
CSF (mgDQO.L-1)
600
400
200
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
35
CCF (mgCarboidrato.L-1)
30
25
20
15
10
5
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
124
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
1000
AVT (mgHAc.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
125
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
250
Ácido Acético
Ácido Propiônico
Concentração (mg.L-1)
200
Ácido Butírico
Etanol
150
100
50
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
126
Figura 73 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 4.
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
127
25
20 Metano
Dióxido de carbono
CG (mMol.L-1) 15
10
5
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 75 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 4.
100
80
60
YG (%)
40
20 Metano
Dióxido de carbono
0
0 1 2 3 4
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
As três condições (2, 3 e 4) foram operadas com a mesma carga orgânica volumétrica
aplicada de 7,0 gDQO.L-1.d-1, a mesma temperatura de 55 °C e a mesma estratégia de
alimentação (batelada alimentada), visto que essa operação apresentou um melhor desempenho
referentes à produtividade molar e rendimento de metano, além de apresentar estabilidade do
sistema e alta eficiência de remoção de matéria orgânica. Desse modo, alterou-se, somente, o
tempo de ciclo (8 h para Condição 2, 6 h para Condição 3 e 4 h para Condição 4), e,
consequentemente, o tempo de alimentação do reator (4 h para Condição 2, 3 h para Condição
3 e 2 h para Condição 4). Para manter o mesmo valor de carga orgânica volumétrica aplicada e
alterar o tempo de ciclo, foi necessário modificar a concentração de afluente em termos de DQO
das três condições (5000 mgDQO.L-1 para Condição 2, 3740 mgDQO.L-1 para Condição 3 e
128
2 3
Pela Tabela 15, possível notar que não há variações significativas de pH nas condições,
em relação ao afluente e o efluente. Observa-se, na Figura 80, que os valores de alcalinidade a
bicarbonato do efluente foram sempre superiores aos valores do afluente, indicando que houve
geração de alcalinidade no sistema para as condições impostas ao AnSBBR. Com relação à
concentração de ácidos voláteis totais, percebe-se, pela Figura 81, que a concentração sempre
foi inferior no efluente em relação aos valores no afluente, em função do consumo dos mesmos
na etapa de metanogênese, mostrando dessa forma que a alteração do tempo de ciclo não
ocasionou instabilidade ao sistema.
COVA tC pH
Condição
(gDQO.L-1.d-1) (h) Afluente Efluente
2 6,96 8 8,39 ± 0,33 7,8 ± 0,1
3 7,19 6 8,32 ± 0,46 7,8 ± 0,1
4 7,28 4 8,37 ± 0,40 7,8 ± 0,1
Fonte: Autora, 2020.
(2012) mencionou que a inibição metanogênica pode ocorrer quando a concentração de acetado
excede 3000 mg.L-1.
A Tabela 16 apresenta as médias das análises de sólidos das três condições, observa-se
que a quantidade média efluente de sólidos suspensos voláteis do reator foi menor que a afluente
indicando, portanto, que não houve condições agravantes para a biomassa, tal que resultasse no
desprendimento e carreamento da mesma. Deste modo a alteração do tempo de ciclo não
demonstrou instabilidade por este parâmetro.
133
2000
2 3 4
1500
VG (mL)
1000
500 Metano
Biogás
0
0 10 20 30 40 50 60
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
Pela Tabela 17, percebe-se que, de modo geral, nas condições operadas, a estratégia do
tempo de ciclo apresentou influência sobre os parâmetros analisados.
Comparando as três condições, a Condição 3 (tempo de ciclo de 6 h), apresentou maior
valor de produtividade molar volumétrica de metano (PrM) alcançando o valor de
75,77 molCH4.m-3.d-1, maior valor de rendimento entre metano produzido e matéria orgânica
aplicada (RMCA) e matéria orgânica removida (RMCR) alcançando o valor de,
respectivamente, 10,5 e 11,4 molCH4.kgDQO-1. A condição 2, comparando as três condições,
apresentou menor valor de produtividade molar volumétrica de metano alcançando o valor de
60,28 molCH4.m-3.d-1, menor valor de rendimento entre metano produzido e matéria orgânica
aplicada e matéria orgânica removida alcançando o valor de, respectivamente, 8,7 e
9,4 molCH4.kgDQO-1. A Condição 4, comparando as três condições, apresentou valores
intermediários de produtividade molar volumétrica de metano (65,11 molCH4.m-3.d-1), de
rendimento entre metano produzido e matéria orgânica aplicada (8,9 molCH4.kgDQO-1) e
matéria orgânica removida (9,9 molCH4.kgDQO-1). Dessa forma, os resultados indicam que um
tempo de ciclo intermediário de 6 h possuiu um efeito positivo no metabolismo microbiano
para estimular a produção de metano. Uma possível explicação é que o tempo de ciclo de 8 h
implicou na escassez de substrato e tempo de ciclo de 4 h não promoveu a degradação completa
do substrato, prejudicando a etapa de metanogênese do processo de digestão anaeróbia.
135
O tempo de ciclo adotado para o restante das condições foi de 6 h. A escolha foi
fundamentada em função dos índices de desempenho referentes à produtividade molar e
rendimento de metano, uma vez que, as três operações apresentaram estabilidade do sistema e
a eficiência de remoção de matéria orgânica próximas, com exceção da Condição 4, que
apresentou menor eficiência de remoção.
( 13 ) ( 12 )
pH (u) 8,48 ± 0,46 8,0 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 1660 ± 343 ( 13 )
151 ± 121 ( 12 )
6000
5000
Filtrado
CS (mgDQO.L-1)
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3500
CC (mgCarboidrato.L-1)
3000
2500
2000
1500 Filtrado
1000 Não filtrado
Afluente
500
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
139
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
3000
2500
VG e VCH4 (mL)
2000
1500
1000
500 Metano
0 Biogás
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 91 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do ciclo
da Condição 5.
25
20
CG (mmol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2020.
140
800
CSF (mgDQO.L-1)
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
35
CCF (mgCarboidrato.L-1)
30
25
20
15
10
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
141
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
1000
AVT (mgHAc.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
142
3500
AB (mgCaCO3.L-1) 3000
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
600
Ácido Acético
500 Ácido Propiônico
Concentração (mg.L-1)
Ácido Butírico
400 Etanol
300
200
100
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
143
Figura 98 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 5.
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
144
25
CG (mMol.L-1) 20
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
Figura 100 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 5.
100
80
60
YG (%)
Metano
40 Dióxido de carbono
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2020.
O pH afluente foi de 8,70 ± 0,62 diminuindo durante o processo para 7,8 ± 0,2 no efluente,
se mantendo na adequado para a produção de metano. Em relação à alcalinidade a bicarbonato,
houve um aumento de 485 ± 276 para 1988 ± 278 mgCaCO3.L-1. A concentração de ácidos
voláteis totais apresentou uma redução de 1441 ± 394 para 89 ± 31 mgHAc.L-1. Dessa maneira,
é possível verificar que houve geração de alcalinidade no sistema e consumo de ácidos voláteis.
A composição de metano do biogás foi de 73 %, com produtividade molar de metano de
142,90 molCH4.m-3.d-1 e rendimento de metano por matéria orgânica removida de
10,3 molCH4.DQO-1. A produção de biogás e de metano no final do ciclo apresentou valor
médio de 2420 ± 419 Ml e 1742 ± 220 mL, respectivamente. A concentração de média de
metano e de dióxido de carbono no biogás foi de 21,45 ± 2,15 mmol.L-1 e 8,05 ± 1,29 mmol.L- 1,
respectivamente, indicando assim, que os ciclos atingiram as mesmas condições no que diz
respeito às características qualitativas da fermentação anaeróbia.
Os valores médios das variáveis monitoradas no afluente e efluente são apresentados na
Tabela 19. As Figuras 101 e 102 apresentam, respectivamente, a variação da concentração (CS)
e da eficiência de remoção de matéria orgânica (εS) em termos de DQO para o afluente e para
o efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao longo do período de operação do AnSBBR.
As Figuras 103 e 104 apresentam a variação da concentração (CC) e da eficiência de remoção
de carboidratos (εC) para o afluente e para o efluente (para amostras não filtradas e filtradas) ao
longo do período de operação do AnSBBR. A produção de biogás e de metano no final do ciclo
é apresentada na Figura 105 e a distribuição dos gases no biogás no final do ciclo é apresentada
pela Figura 106.
( 14 ) ( 13 )
pH (u) 8,70 ± 0,62 7,8 ± 0,2
AVT (mgHAc.L-1) 1441 ± 394 ( 14 )
89 ± 31 ( 13 )
146
10000
8000
CS (mgDQO‧L-1)
6000 Filtrado
Não filtrado
Afluente
4000
2000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021
5000
CC (mgCarboidrato.L-1)
4000
Filtrado
3000 Não filtrado
Afluente
2000
1000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
148
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3500
3000
VG e VCH4 (mL)
2500
2000
1500
1000
Metano
500
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 106 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do
ciclo da Condição 6.
25
20
CG (mmol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
149
1200
1000
CSF (mgDQO.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
35
CCF (mgCarboidrato.L-1)
30
25
20
15
10
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
150
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
1000
AVT (mgHAc.L-1)
800
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
151
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
1000
Ácido Acético
Ácido Propiônico
Concentração (mg.L-1)
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
152
As Figuras 113, 114 e 115 apresentam, respectivamente, o perfil dos volumes médios
acumulados de biogás (VG), o perfil das concentrações médias (CG) de metano e de dióxido de
carbono e o perfil das frações molares (YG) de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo.
Analisando-se os resultados apresentados, observa-se que a produção volumétrica média
acumulada de biogás ocorreu principalmente na primeira metade do ciclo, atingindo um valor
médio de 2420 mL. Vale ressaltar que os desvios padrões observados no volume de biogás são
referentes aos valores coletados ao longo do ensaio, uma vez que o volume foi sempre coletado
em forma de perfil. As concentrações, no final do ciclo, foram de 23,50 mmol.L-1 de metano e
de 7,05 mmol.L-1 de dióxido de carbono. Observa-se que, ao final do ciclo, a composição do
biogás gerado era de 77 % de metano e 23 % de gás carbônico. A produção de metano pelo
sistema indica que as condições impostas foram favoráveis à conversão da matéria orgânica por
vias anaeróbias.
Figura 113 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 6.
3500
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
153
Figura 114 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 6.
25
20
CG (mMol.L-1)
15 Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 115 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 6.
100
80
60
YG (%)
Metano
40 Dióxido de carbono
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
10000
8000
CS (mgDQO‧L-1)
Filtrado
6000 Não filtrado
Afluente
4000
2000
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 20, percebe-se que, nas três condições não houve variação significativa de
pH, em relação ao afluente e o efluente. Observa-se, na Figura 118, que os valores de
alcalinidade a bicarbonato do efluente foram sempre superiores aos valores do afluente,
indicando que houve geração de alcalinidade no sistema para as condições impostas ao
AnSBBR. Com relação à concentração de ácidos voláteis totais, percebe-se, pela Figura 119,
que a concentração sempre foi inferior no efluente em relação aos valores no afluente, em
155
função do consumo dos mesmos na etapa de metanogênese, mostrando dessa forma que o
aumento da carga orgânica proporcionou estabilidade ao sistema.
COVA tC pH
Condição
(gDQO.L-1.d-1) (h) Afluente Efluente
3 7,19 6 8,37 ± 0,45 7,8 ± 0,1
5 10,38 6 8,48 ± 0,45 8,0 ± 0,1
6 14,55 6 8,70 ± 0,62 7,8 ± 0,2
Fonte: Autora, 2021.
6000
5000
AB (mgCaCO3.L-1)
3 5 6
4000
3000
2000
1000 AB - Afluente
AB - Efluente
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
156
2500
2000
AVT (mgHAc.L-1)
AVT - Afluente
1500 AVT - Efluente
1000
500
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
al. (2018) relataram que a produção de metano foi inibida completamente quando as
concentrações de ácidos graxos voláteis ficara na faixa de 5800 a 6900 mg.L-1. Stallamn et al.
(2012) mencionou que a inibição metanogênica pode ocorrer quando a concentração de acetado
excede 3000 mg.L-1.
Figura 120 – Concentrações dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 3, 5 e 6.
350
300
HAc HPr HBu
Concentração (mg‧L-1)
250
200
150
100
50
0
C3 C5 C6
Fonte: Autora, 2021.
Figura 121 – Composições dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 3, 5 e 6.
100
90 HAc HPr HBu
80
Composição (%)
70
60
50
40
30
20
10
0
C3 C5 C6
Fonte: Autora, 2021.
A Tabela 21 apresenta as médias das análises de sólidos das três condições, observa-se
que a quantidade média efluente de sólidos suspensos voláteis do reator foi menor que a afluente
indicando, portanto, que não houve condições agravantes para a biomassa, tal que resultasse no
desprendimento e carreamento da mesma. Deste modo, o aumento da carga não demonstrou
instabilidade por este parâmetro.
158
3500
3 5 6
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500 Metano
Biogás
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Além disso, verificou-se também, através da Figura 123, que o aumento da carga orgânica
resultou aumento na concentração média de metano (19,34, 21,77 e 21,45 mmol.L-1 para as
Condições 3, 5 e 6 ). Percebe-se que, em relação a Condição 5 e 6, a concentração média de
metano foi muito próxima, tendo uma diferença de 1,4 %. Em relação a concentração média de
dióxido de carbono, observou-se o mesmo comportamento (6,75, 6,50 e 8,05 mmol.L- 1 para as
Condições 3, 5 e 6). Percebe-se que, em relação a Condição 3 e 5, a concentração média de
metano foi próxima, tendo uma diferença de 3,6 %. Sobre a fração molar média de metano do
biogás, as três condições obtiveram valores altos (acima de 70 %) e próximos (74 %, 77 % e
73 % para Condições 3, 5 e 6).
159
25
20
CG (mmol‧L-1)
15
Metano
10 Dióxido de carbono
5
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 22, percebe-se que, de modo geral, nas condições operadas, o aumento da
carga orgânica volumétrica aplicada apresentou influência sobre os parâmetros analisados.
Comparando as três condições, a Condição 6 (COVA = 15 gDQO.L-1.d-1), apresentou
maior valor de produtividade molar volumétrica de metano (PrM) alcançando o valor de
142,90 molCH4.m-3.d-1, maior eficiência de remoção de matéria orgânica alcançando valor de
96 % e valores apreciáveis de rendimento entre metano produzido e matéria orgânica aplicada
(RMCA) e matéria orgânica removida (RMCR) alcançando o valor de, respectivamente, 11,0 e
10,3 molCH4.kgDQO-1. Dessa forma, é possível notar, que o aumento da carga tende a
aumentar a produção de biogás, e de metano no caso, uma vez que há o aumento do substrato.
Para as condições subsequentes, foi mantida a carga orgânica volumétrica aplicada de 15,0
gDQO.L-1.d-1.
É importante ressaltar que para alcançar a maior COVA foi aumentando gradativamente
a concentração de afluente e consequentemente a COVA ao longo das condições anteriores,
fazendo com que houvesse, provavelmente, uma adaptação implícita dos microrganismos,
resultando em um enriquecimento do consórcio de microrganismo presente no reator. Não é
possível afirmar que iniciando com a COVA de 15 gDQO.L- 1.d-1, ou seja, sem esse aumento
gradual ao longo das condições anteriores, o resultado seria o mesmo.
160
( 13 ) ( 12 )
pH (u) 10,04 ± 3,11 7,8 ± 0,2
AVT (mgHAc.L-1) 1412 ± 183 ( 13 )
502 ± 312 ( 12 )
10000
8000
CS (mgDQO.L-1)
6000 Filtrado
Não filtrado
Afluente
4000
2000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
164
5000
CC (mgCarboidrato.L-1)
4000
3000
2000 Filtrado
Não filtrado
1000 Afluente
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 127 – Eficiência de remoção de carboidratos da Condição 7.
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3000
2500
VG e VCH4(mL)
2000
1500
1000
500 Metano
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
165
Figura 129 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do
ciclo da Condição 7.
25
20
CG (mmol.L-1) 15
10
Metano
5
Dióxido de carbono
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3000
2500
(mgDQO.L-1)
2000
1500
1000
CSF
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
166
50
CCF (mgCarboidrato.L-1)
40
30
20
10
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
167
1500
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
1000
Ácido Acético Ácido Propiônico
Concentração (mg.L-1)
800 Ácido Butírico Ácido Valérico
Etanol
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
As Figuras 136, 137 e 138 apresentam, respectivamente, o perfil dos volumes médios
acumulados de biogás (VG), o perfil das concentrações médias (CG) de metano e de dióxido de
carbono e o perfil das frações molares (YG) de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo.
Analisando-se os resultados apresentados, observa-se que a produção volumétrica média
acumulada de biogás ocorreu principalmente na primeira metade do ciclo, atingindo um valor
médio de 2018 mL. Vale ressaltar que os desvios padrões observados no volume de biogás são
referentes aos valores coletados ao longo do ensaio, uma vez que o volume foi sempre coletado
em forma de perfil. As concentrações, no final do ciclo, foram de 20,18 mmol.L-1 de metano e
de 9,68 mmol.L-1 de dióxido de carbono. Observa-se que, ao final do ciclo, a composição do
biogás gerado era de 68 % de metano e 32 % de gás carbônico. A produção de metano pelo
sistema indica que as condições impostas foram favoráveis à conversão da matéria orgânica por
vias anaeróbias.
169
Figura 136 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 7.
3000
2500
VG (mL) 2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 137 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 7.
25
20
CG (mMol.L-1)
15
10
5 Metano
Dióxido de carbono
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 138 – Perfil da fração molar de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 7.
100
80
60
YG (%)
40
20 Metano
Dióxido de carbono
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
170
é apresentada na Figura 143 e a distribuição dos gases no biogás no final do ciclo é apresentada
pela Figura 144.
( 13 ) ( 12 )
pH (u) 9,48 ± 0,41 7,8 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 1686 ± 250 ( 13 )
429 ± 318 ( 12 )
AI (mgCaCO3.L-1) 820 ± 93 ( 13 )
775 ± 336 ( 12 )
10000
8000
CS (mgDQO.L-1)
6000 Filtrado
Não filtrado
4000 Afluente
2000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
173
6000
Filtrado
CC (mg Carboidrato.L-1) Não filtrado
4000 Afluente
2000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3000
2500
VG e VCH4 (mL)
2000
1500
1000
Metano
500
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
174
Figura 144 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do
ciclo da Condição 8.
25
20
CG (mmol.L-1)
15 Metano
Dióxido de carbono
10
5
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3000
2500
CSF (mgDQO.L-1)
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
175
100
CCF (mgCarboidrato.L-1)
80
60
40
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
176
1500
AVT (mgHAc.L-1)
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autor, 2021.
3000
AB (mgCaCO3.L-1)
2500
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
1000
Ácido Acético Ácido Propiônico
Ácido Butírico Ácido Valérico
Concentração (mg.L-1)
800 Etanol
600
400
200
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
As Figuras 151, 152 e 153 apresentam, respectivamente, o perfil dos volumes médios
acumulados de biogás (VG), o perfil das concentrações médias (CG) de metano e de dióxido de
carbono e o perfil das frações molares (YG) de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo.
Analisando-se os resultados apresentados, observa-se que a produção volumétrica média
acumulada de biogás ocorreu principalmente na primeira metade do ciclo, atingindo um valor
médio de 2018 mL. Vale ressaltar que os desvios padrões observados no volume de biogás são
referentes aos valores coletados ao longo do ensaio, uma vez que o volume foi sempre coletado
em forma de perfil. As concentrações, no final do ciclo, foram de 20,18 mmol.L-1 de metano e
de 9,68 mmol.L-1 de dióxido de carbono. Observa-se que, ao final do ciclo, a composição do
biogás gerado era de 68 % de metano e 32 % de gás carbônico. A produção de metano pelo
sistema indica que as condições impostas foram favoráveis à conversão da matéria orgânica por
vias anaeróbias.
178
Figura 151 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 8.
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 152 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 8.
25
Metano
20 Dióxido de carbono
CG (mMol.L-1)
15
10
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 153 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 8.
100
80
60
YG (%)
Metano
Dióxido de carbono
40
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
179
10000
8000
CS (mgDQO‧L-1)
6000
Filtrado
4000 Não filtrado
Afluente
2000
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
180
100
80
60
S (%)
6 7 8
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
5000
CC (mgCarboidrato‧L-1)
4000
3000
2000
1000 Filtrado
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
181
100
80
C (%) 60 6 7 8
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 25, percebe-se que, nas três condições, o pH variou levemente, em relação
ao afluente. No entanto, não houve variação significativa de pH, em relação ao efluente.
Mostrando dessa forma, que mesmo com a variação no afluente, o pH sempre saiu com o
mesmo valor. Observa-se, na Figura 158, que os valores de alcalinidade a bicarbonato do
efluente foram sempre superiores aos valores do afluente, indicando que houve geração de
alcalinidade no sistema para as condições impostas ao AnSBBR. Com relação à concentração
de ácidos voláteis totais, percebe-se, pela Figura 159, que a concentração sempre foi inferior no
efluente em relação aos valores no afluente, em função do consumo dos mesmos na etapa de
metanogênese, mostrando dessa forma que a diminuição da temperatura proporcionou
estabilidade ao sistema.
COVA tC pH
Condição
(gDQO.L-1.d-1) (h) Afluente Efluente
6 14,55 6 8,70 ± 0,62 7,8 ± 0,2
7 14,70 6 10,04 ± 3,11 7,8 ± 0,2
8 14,55 6 9,48 ± 0,41 7,8 ± 0,1
Fonte: Autora, 2021.
182
5000
AB (mgCaCO3.L-1) 4000
AB - Afluente
3000 AB - Efluente
2000
1000
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
5000
AVT (mgHAc.L-1)
4000
AVT - Afluente
3000 AVT - Efluente
2000
1000
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (d)
Isso significa que houve uma grande produção de ácido acético na Condição 6 provinda
da etapa de acetogênese e do efluente do reator acidogênico, no entanto, uma parcela é
consumida na etapa de metanogênese para a produção de metano, logo, o sistema não está em
desequilíbrio. A parcela que corresponde a produção excedente de ácido acético, não foi
suficiente para acidificar o ambiente e comprometer o sistema. Hill, Cobb e Bolte (1987),
propuseram concentrações de ácido acético acima de 800 mg.L-1 como indicativos de falha no
processo. Xu et al. (2014) e Shi et al. (2018) relataram que a produção de metano foi inibida
completamente quando as concentrações de ácidos graxos voláteis ficara na faixa de 5800 a
6900 mg.L-1. Stallamn et al. (2012) mencionou que a inibição metanogênica pode ocorrer
quando a concentração de acetado excede 3000 mg.L-1.
A Condição 7 (operação com 50 °C) apresentou menor concentração de ácido acético no
efluente (240,2 mg.L-1 – Figura 160). No entanto, não é possível afirmar que esse ácido acético
foi consumido na etapa da metanogênese, pois a produtividade de metano, em relação a
Condição 6, é menor, como será mostrado adiante. Além disso, nem todos os ácidos
intermediários (propiônico, butírico e láctico) foram totalmente convertidos em ácido acético,
caso contrário, sairia mais ácido acético no efluente, como ocorreu com a Condição 6 (80 % e
62 % para Condições 6 e 7, respectivamente – Figura 161).
A Condição 8 (operação com 45 °C) apresentou maior concentração de ácido acético no
efluente (357,2 mg.L-1 – Figura 160). Isso ocorre, pois, o ácido acético não foi totalmente
consumido na etapa de metanogênese, uma vez que a produtividade de metano, em relação a
Condição 6, é menor, como será mostrado adiante. Além disso, nem todos os ácidos
intermediários (propiônico, butírico e láctico) foram totalmente convertidos em ácido acético,
caso contrário, sairia mais ácido acético no efluente, como ocorreu com a Condição 6 (80 % e
63 % para Condições 6 e 8, respectivamente – Figura 161).
184
Figura 160 – Concentrações dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6, 7 e 8.
400
350 HAc HPr HBu
Figura 161 – Composições dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6, 7 e 8.
100
HAc HPr HBu
Composição (%)
80
60
40
20
0
C6 C7 C8
Fonte: Autora, 2021.
A Tabela 26 apresenta as médias das análises de sólidos das três condições, observa-se
que a quantidade média efluente de sólidos suspensos voláteis do reator foi menor que a afluente
indicando, portanto, que não houve condições agravantes para a biomassa, tal que resultasse no
desprendimento e carreamento da mesma. Deste modo, a diminuição da temperatura não
demonstrou instabilidade por este parâmetro.
185
3500
6 7 8
3000
2500
VG (mL)
2000
1500
1000
Metano
500 Biogás
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
25
20
CG (mmol‧L-1) 15
10
5
Metano Dióxido de carbono
0
0 5 10 15 20 25 30 35 40
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 27, percebe-se que, de modo geral, nas condições operadas, a diminuição
da temperatura apresentou influência sobre os parâmetros analisados.
Comparando as três condições, a Condição 6 (temperatura de 55 °C), apresentou maior
valor de produtividade molar volumétrica de metano (PrM) alcançando o valor de
142,90 molCH4.m-3.d-1, maior eficiência de remoção de matéria orgânica alcançando valor de
96 % e maior valor de rendimento entre metano produzido e matéria orgânica aplicada (RMCA)
e matéria orgânica removida (RMCR) alcançando o valor de, respectivamente, 11,0 e
10,3 molCH4.kgDQO-1. Dessa forma, é possível notar, que a temperatura de 55 °C é a
temperatura ótima da faixa termofílica. Para a condição subsequente, foi mantida a temperatura
de 55 °C.
YCH4 (%) 73 68 72
PrM (molCH4.m-3.d-1) 142,90 109,98 102,46
PrME (molCH4.kgSVT-1.d1) 6,39 4,26 2,99
RMCAS,M (molCH4.kgDQO-1) 11,0 6,4 8,2
RMCRS,M (molCH4.kgDQO-1) 10,3 8,53 7,78
Fonte: Autora, 2021.
( 13 ) ( 13 )
pH (u) 8,98 ± 0,31 7,7 ± 0,1
AVT (mgHAc.L-1) 990 ± 170 ( 13 )
568 ± 51 ( 13 )
10000
8000
CS (mgDQO.L-1)
6000 Filtrado
Não filtrado
Afluente
4000
2000
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60
S (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
6000
CC (mgCarboidrato.L-1)
4000
Filtrado
2000 Não filtrado
Afluente
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
191
100
80
60
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3000
2500
VG e VCH4 (mL)
2000
1500
1000
Metano
500
Biogás
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 169 – Concentração dos componentes do biogás (metano e dióxido de carbono) ao final do
ciclo da Condição 9.
25
20
CG (mmol.L-1)
15
10
5 Metano
Dióxido de carbono
0
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
192
3000
2500
CSF (mgDQO.L-1)
2000
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
100
CCF (mgCarboidrato.L-1)
80
60
40
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
193
14
12
10
8
pH
6
4
2
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
2000
AVT (mgHAc.L-1)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
194
4000
AB (mgCaCO3.L-1) 3000
2000
1000
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
1000
Concentração (mg.L-1)
800
600
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
195
As Figuras 176, 177 e 178 apresentam, respectivamente, o perfil dos volumes médios
acumulados de biogás (VG), o perfil das concentrações médias (CG) de metano e de dióxido de
carbono e o perfil das frações molares (YG) de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo.
Analisando-se os resultados apresentados, observa-se que a produção volumétrica média
acumulada de biogás ocorreu principalmente na primeira metade do ciclo, atingindo um valor
médio de 1817 mL. Vale ressaltar que os desvios padrões observados no volume de biogás são
referentes aos valores coletados ao longo do ensaio, uma vez que o volume foi sempre coletado
em forma de perfil. As concentrações, no final do ciclo, foram de 19,07 mmol.L-1 de metano e
de 8,85 mmol.L-1 de dióxido de carbono. Observa-se que, ao final do ciclo, a composição do
biogás gerado era de 68 % de metano e 32 % de gás carbônico. A produção de metano pelo
sistema indica que as condições impostas foram favoráveis à conversão da matéria orgânica por
vias anaeróbias.
Figura 176 – Perfil dos volumes acumulados de biogás produzidos ao longo do ciclo da Condição 9.
3000
2500
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
196
Figura 177 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 9.
25
Metano
20 Dióxido de carbono
CG (mMol.L-1)
15
10
5
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
Figura 178 – Perfil da concentração de metano e dióxido de carbono ao longo do ciclo da Condição 9.
100
80
60
YG (%)
Metano
Dióxido de carbono
40
20
0
0 1 2 3 4 5 6
Tempo (h)
Fonte: Autora, 2021.
10000
8000
CS (mgDQO‧L-1)
6000
4000 Filtrado
Não filtrado
2000 Afluente
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60 6 9
S (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte:Autora, 2021.
6000
CC (mgCarboidrato‧L-1) 6 9
5000
4000
3000
2000
Filtrado
1000 Não filtrado
Afluente
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
100
80
60 6 9
C (%)
40
Filtrado
20
Não filtrado
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 29, percebe-se que, nas duas condições, o pH variou levemente, em relação
ao afluente. No entanto, não houve variação significativa de pH, em relação ao efluente.
Mostrando dessa forma, que mesmo com a variação no afluente, o pH sempre saiu com o
mesmo valor. Observa-se, na Figura 183, que os valores de alcalinidade a bicarbonato do
efluente foram sempre superiores aos valores do afluente, indicando que houve geração de
alcalinidade no sistema para as condições impostas ao AnSBBR. Com relação à concentração
de ácidos voláteis totais, percebe-se, pela Figura 184, que a concentração sempre foi inferior no
efluente em relação aos valores no afluente, em função do consumo dos mesmos na etapa de
metanogênese, mostrando dessa forma que a diminuição da temperatura proporcionou
estabilidade ao sistema.
199
COVA tC pH
Condição -1 -1
(gDQO.L .d ) (h) Afluente Efluente
6 14,55 6 8,70 ± 0,62 7,8 ± 0,2
9 14,74 6 8,98 ± 0,31 7,7 ± 0,1
Fonte: Autora, 2021.
6000
6 9
5000
AB (mgCaCO3.L-1)
4000 AB - Afluente
3000 AB - Efluente
2000
1000
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
2500
6 9
AB (mgCaCO3.L-1)
2000
1500
1000
AVT - Afluente
500
AVT - Efluente
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Figura 185 – Concentrações dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6 e 9.
250
HAc HPr HBu
200
Concentração (mg‧L-1)
150
100
50
0
C3 C5
Fonte: Autora, 2021.
201
Figura 186 – Composições dos ácidos intermediários nos efluentes das Condições 6 e 9.
100
90 HAc HPr HBu
80
70
Composição (%)
60
50
40
30
20
10
0
C3 C5
Fonte: Autora, 2021.
A Tabela 30 apresenta as médias das análises de sólidos das duas condições, observa-se
que a quantidade média efluente de sólidos suspensos voláteis do reator foi menor que a afluente
indicando, portanto, que não houve condições agravantes para a biomassa, tal que resultasse no
desprendimento e carreamento da mesma. Deste modo, o sistema mesofílico não demonstrou
instabilidade por este parâmetro.
Verifica-se, através da Figura 187, que o sistema mesofílico, resultou uma redução no
volume médio de biogás (2420 e 1817 mL.dia-1 na Condição 6 e 9, respectivamente) e no
volume médio de metano (1742 e 1209 mL.dia-1 na Condição 6 e 9, respectivamente).
202
3500
6 9
3000
VG (mL) 2500
2000
1500
1000
Biogás
500
Metano
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Além disso, verificou-se também, através da Figura 188, que o sistema mesofílico
resultou na redução na concentração média de metano (21,45 e 19,21 mmol.L-1 para as
Condições 6 e 9) . Em relação a concentração média de dióxido de carbono, observou-se o
comportamento contrário, ou seja, o sistema termofílico (Condição 6), em relação ao sistema
mesofílico (Condição 9), apresentou menor concentração de dióxido de carbono (8,05 e
9,58 mmol.L-1 para as Condições 6 e 9). Sobre a fração molar média de metano do biogás, o
sistema termofílico (Condição 6) apresentou maior fração (73 % e 67 % para Condições 6 e 9).
25
20
CG (mmol‧L-1)
15
6 9
10
5 Metano
Dióxido de carbono
0
0 5 10 15 20 25 30
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Pela Tabela 31, percebe-se que, de modo geral, nas condições operadas, o sistema
mesofílico apresentou influência sobre os parâmetros analisados.
Comparando as duas condições, a Condição 6 (sistema termofílico – 55 °C), apresentou
maior valor de produtividade molar volumétrica de metano (PrM) alcançando o valor de
142,90 molCH4.m-3.d-1, maior eficiência de remoção de matéria orgânica alcançando valor de
203
96 % e maior valor de rendimento entre metano produzido e matéria orgânica aplicada (RMCA)
e matéria orgânica removida (RMCR) alcançando o valor de, respectivamente, 11,0 e
10,3 molCH4.kgDQO-1. Dessa forma, é possível notar, que o sistema termofílico apresentou
melhor produção de metano e o rendimento de metano gerado por substrato consumido,
apresentando, dessa forma, uma digestibilidade aprimorada.
É possível explicar esse resultado pois, o aumento da temperatura seleciona e reorganiza
a comunidade microbiana, favorecendo uma comunidade altamente específica em condições
termofílicas e o enriquecimento de certos microrganismos funcionais em temperaturas
específicas pode ser uma das maneiras pelas quais a temperatura afeta o processo de produção
de metano. Se as atividades celulares da comunidade microbiana termofílica forem adaptadas
às condições operacionais, as funções específicas serão fortalecidas, melhorando a conversão
do substrato em metano, como ocorreu nessa análise (LIN et al., 2016; RAMOS et al., 2021).
Além disso, é possível perceber que o sistema termofílico apresenta uma sensibilidade
maior à variação de temperatura do reator, em relação ao sistema mesofílico. Isso pode ser
confirmado pois, analisando os resultados de produtividade de metano dentro da faixa
termofílica (102,46; 142,90 e 109,98 molCH4.m-3.d-1 para temperaturas de 45, 50 e 55 °C,
respectivamente), é possível perceber que a mudança de temperatura de 55 para 50 °C resultou
em uma diferença de 23 % na produtividade de metano e a mudança de 55 para 45 °C resultou
em uma diferença de 28 %. No entanto, se analisar a produtividade de metano na temperatura
de 45 °C (102,46 molCH4.m-3.d-1) e na temperatura de 35 °C (98,38 molCH4.m-3.d-1), é possível
averiguar que a produtividade de metano apresenta uma diferença de 4 %, ou seja, o aumento
de 15 °C na temperatura não houve diferença significativa na produtividade, mostrando que o
sistema mesofílico seja menos sensível à variação da temperatura.
204
(14) (13)
pH AFLU ____ 8,70 ± 0,62 8,98 ± 0,31
(13) (13)
pH EFLU ____ 7,8 ± 0,2 7,7 ± 0,1
AVT AFLU (mgHAc.L-1) 1441 ± 394 (14)
990 ± 170 (13)
YCH4 (%) 73 67
PrM (molCH4.m-3.d-1) 142,90 98,38
PrME (molCH4.kgSVT-1.d1) 6,39 4,30
RMCAS,M (molCH4.kgDQO-1) 11,0 4,4
RMCRS,M (molCH4.kgDQO-1) 10,3 7,6
Fonte: Autora, 2021.
A análise estequiométrica apresentada no item 4.5 indica que todas as reações globais de
formação de ácidos e etanol possuem a mesma proporção estequiométrica. Dessa forma, a partir
das reações globais obtidas, foi possível determinar o quanto de metano (teórico) é formado
pelo consumo de ácido acético (rota acetoclástica) e pelo consumo de hidrogênio (rota
hidrogenotrófica).
Considerando uma base de cálculo de 100 mols de substrato (lactose), tem-se um total de
400 mols formados de metano pela via acetoclástica e 200 mols de metano formados pela via
hidrogenotrófica, totalizando, portanto, 600 mols de metano formados. Assim, para determinar
a fração de metano formado por ambas as rotas, basta dividir o número de mols de metano
formado em cada via pelo número de mols de metano total formado, como mostrado a seguir.
205
Condições
Parâmetros 1 2 3 4 5 6 7 8 9
k’1S (h-1) 6,45 5,25 5,42 2,87 8,00 9,11 8,27 3,89 9,25
k1HAC (h-1) 0,00 27,12 45,66 0,00 3,15 4,51 67,54 2,21 8,56
k6HAC (h-1) 0,00 5,57 1,00 0,10 0,86 8,85 0,00 0,00 0,00
k7HAC (h-1) 0,00 0,30 3,23 0,44 3,90 0,00 2,51 0,00 0,00
k8Hac (h-1) 21,04 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01
k9Hac (h-1) 0,01 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,14
k10Hac (h-1) 2,70 2,32 1,37 0,27 0,23 0,49 3,42 0,17 0,14
k2HPr (h-1) 66,24 16,49 0,00 0,00 0,00 0,00 4,27 7,64 12,58
k6HPr (h-1) 0,03 3,83 0,00 0,00 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00
k7HPr (h-1) 9,19 10,87 1,39 4,66 1,99 2,24 0,15 0,30 0,18
k3Hbu (h-1) 0,00 0,00 0,00 0,00 14,75 0,07 0,00 0,00 0,42
k8Hbu (h-1) 2,31 0,69 4,80 5,18 5,86 2,25 0,85 0,36 1,93
k5Hla (h-1) 123,06 5,56 0,00 14,80 0,58 1,75 17,72 7,79 50,25
k6Hla (h-1) 6,41 0,35 0,76 1,69 0,00 0,42 1,00 0,40 3,26
k4EtOH (h-1) 0,00 0,01 0,01 0,02 0,01 0,00 0,99 0,99 0,48
k9EtOH (h-1) 1,66 2,39 1,42 3,20 0,00 0,00 0,01 0,47 2,40
k’1H (h-1) 0,00 0,06 0,31 0,59 0,00 0,00 0,00 0,64 11,60
k7H (h-1) 0,00 0,00 1,31 16,07 7,89 15,90 0,02 0,77 0,00
k8H (h-1) 0,00 1,04 11,26 13,22 0,00 0,00 0,00 0,00 0,77
k9H (h-1) 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
k11H (h-1) 27,02 3,15 4,67 5,71 2,54 2,77 2,18 0,36 11,23
k10M (h-1) 3,06 0,00 0,00 0,01 0,03 0,15 1,46 0,45 0,36
k11M (h-1) 0,00 23,11 24,62 17,92 27,00 14,20 0,00 0,51 10,11
Fonte: Autora, 2021.
207
Figura 189 – Perfis de concentração de substrato no afluente (○), ácido acético (●), ácido propiônico
( ), ácido butírico ( ), ácido láctico ( ) e metano ( ) (valores experimentais: marcadores e modelo
cinético: linhas) para as Condições 1, 2, 3, 4 e 5.
Figura 190 – Perfis de concentração de substrato no afluente (○), ácido acético (●), ácido propiônico
( ), ácido butírico ( ), ácido láctico ( ) e metano ( ) (valores experimentais: marcadores e modelo
cinético: linhas) para as Condições 6, 7, 8 e 9.
A Tabela 33 apresenta os valores das concentrações dos compostos para cada ponto do
perfil e que foram utilizados para a análise termodinâmica das reações bioquímicas. É
importante lembrar de que as concentrações foram calculadas para a melhor condição do reator
(Condição 6 – 8250 mgDQO.L-1, 6h, Batelada Alimentada, 55 °C).
Valores de hidrogênio gasoso não foram detectados na análise cromatográfica,
provavelmente, pelo fato de que a reação de consumo de hidrogênio (rota hidrogenotrófica)
possui velocidade significativa maior do que as reações de produção de hidrogênio
(acidogênese e acetogênese), como apresentado no item 5.6. Portanto, foram utilizados os
valores de hidrogênio dissolvido estimados pelo modelo cinético.
A Tabela 34 apresenta os valores de ΔG°, ΔH°, ΔS°, ΔGT°, para cada reação e a Figura
191 e a Tabela 35 apresentam os valores de ΔG para cada uma das reações, ao longo do perfil
da Condição 6, as quais são termodinamicamente favoráveis (ΔG < 0), mostrando que a
formação dos produtos foi favorável ao longo do ciclo para todas as reações.
Vale ressaltar que as reações 1 (rota hidrólise/acidogênese – produção de acetato), 6, 7
e 9 (rota acetogênese – consumo de propionato, butirato e etanol, respectivamente) só se tornam
espontâneas nas condições encontradas no perfil da Condição 6 (ΔGT° > 0 e ΔG < 0). A
justificativa se deve ao valor de pH (7,8) que diminui a concentração do íon H+ e a baixa
concentração de H2, deslocando o equilíbrio para formação dos produtos (acetato e H2),
resultando em ΔG negativo. As rotas metanogênicas (reações 10 e 11), em condição padrão, já
são espontâneas (ΔG° < 0) e assim permaneceram nas condições encontradas no perfil.
A temperatura do processo favoreceu a espontaneidade da maioria das reações (ΔG <
ΔG˚T), com exceção das rotas de consumo de lactato e etanol (reações 6 e 9, respectivamente),
que possuem ΔS° negativo e, portanto, são favorecidas por temperaturas mais baixas.
Analisando os valores de ΔG°, ΔGT° e ΔG, é possível perceber que a combinação de
temperatura elevada, baixas concentrações de ácidos (que resultaram em baixa concentração de
H+ e elevado pH) e baixa concentração de H2 favoreceram a espontaneidade de todas as reações.
Tabela 34 – Valores das concentrações dos compostos ao longo do perfil.
Concentrações (mmol.L-1)
Reagente 0,0 0,5 1,0 1,5 2,0 3,0 4,0 6,0
Perfil
Lactose 6,43.10-5 6,72.10-5 8,76.10-5 7,60.10-5 8,18.10-5 7,30.10-5 7,60.10-5 6,43.10-5
Água 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00
Hidrogênio 0,00 3,73.10-8 7,26.10-8 1,01.10-7 1,25.10-7 1,61.10-7 1,67.10-7 1,67.10-7
Bicabornato 2,33.10-2 2,71.10-2 2,57.10-2 2,52.10-2 2,49.10-2 2,44.10-2 2,53.10-2 2,33.10-2
Próton 1,58.10-8 5,89.10-9 7,59.10-9 6,76.10-9 4,79.10-9 7,94.10-9 4,37.10-9 1,58.10-8
Acetato 4,93.10-3 5,44.10-3 6,44.10-3 7,75.10-3 9,03.10-3 1,05.10-2 7,00.10-3 4,93.10-3
Proprionato 5,47.10-4 6,51.10-4 7,71.10-4 8,81.10-4 9,96.10-4 1,07.10-3 7,98.10-4 5,47.10-4
Butirato 6,54.10-4 7,47.10-4 8,52.10-4 9,72.10-4 1,06.10-3 1,10.10-3 8,41.10-4 6,74.10-4
Etanol 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Lactato 0,00 0,00 0,00 1,69.10-4 0,00 0,00 0,00 0,00
Metano 0,00 7,14.10-8 1,82.10-7 2,88.10-7 3,82.10-7 5,35.10-7 6,58.10-7 7,06.10-7
Fonte: Autora, 2021.
Tabela 35 – Valores de ΔG°, ΔH°, ΔS°, ΔGT°, para cada reação bioquímica.
Figura 191– Valores de ΔG para cada uma das reações, ao longo do perfil da Condição 6.
ΔG (kJ/mol)
Reações bioquímicas 0,5 1,0 1,5 2,0 3,0 4,0 6,0
C12H22O11 + 9 H2O → 4 CH3COO- + 4 HCO3- + 8 H+ + 8 H2 (1) -843 -822 -815 -817 -798 -815 -791
C12H22O11 + 4 H2 → 4 CH3CH2COO- + 3 H2O + 4 H+ (2) -742 -745 -748 -753 -749 -759 -749
C12H22O11 + 5 H2O → 2 CH3CH2CH2COO- + 4 HCO3- + 6 H+ + 4 H2 (3) -784 -774 -771 -774 -763 -773 -754
CH3CH2COO- + 3 H2O → CH3COO- + HCO3- + H+ + 3 H2 (7) -25 -19 -17 -16 -12 -14 -10
CH3CH2CH2COO- + 2 H2O → 2 CH3COO- + H+ + 2 H2 (8) -29 -24 -22 -21 -18 -21 -19
CH3COO- + 1 H2O → 1 CH4 + 1 HCO3- (10) -75 -73 -72 -72 -72 -70 -69
4 H2 + HCO3- + H+ → CH4 + 3 H2O (11) -45 -50 -52 -53 -56 -54 -57
Fonte: Autora, 2021.
Além disso, é possível verificar que o ΔG da produção de metano é menor pela rota
acetoclástica do que pela rota hidrogenotrófica (-69 e -57 – reações 10 e 11, respectivamente).
Ou seja, o equilíbrio bioquímico associado a rota acetoclástica é mais deslocado para o lado da
produção de produto (metano), em comparação com a rota hidrogenotrófica.
Dessa forma, embora haja o favorecimento cinético da rota hidrogenotrófica, ocorre o
favorecimento estequiométrico e termodinâmico da rota acetoclástica, de tal forma que é
possível verificar a conformidade com a literatura (SAHM, 1984; SPEECE, 1985;
PARAWIRA, 2004; CHERNICHARO, 2007; ČATER; FANEDL; LOGAR, 2013), indicando
que aproximadamente 70 % do metano é proveniente da rota acetoclástica e 30 % é proveniente
rota hidrogenotrófica.
Essa seção teve como objetivo verificar se o sistema de dois estágios é vantajoso em
relação ao sistema de estágio único, ou seja, se o sistema de dois estágios apresenta um
rendimento energético maior. Para isso foi realizada a comparação entre: (1) processo de
digestão anaeróbia realizado em dois estágios – primeiro estágio formado pelo reator
acidogênico termofílico tratando soro (LOVATO et al., 2021) e segundo estágio formado pelo
reator metanogênico termofílico tratando o efluente do reator acidogênico (presente trabalho);
e (2) processo de digestão anaeróbia realizado em um único estágio – reator metanogênico
termofílico tratando soro (SIQUEIRA et al., 2018) com concentração semelhante a de Lovato
et al., (2021) para possibilitar a comparação.
Para o aumento de escala do presente trabalho, foi considerado que o comportamento
do reator metanogênico industrial seria o mesmo do reator metanogênico em escala laboratorial
na melhor condição (Condição 6 – BA; 6 h, 15 gDQO.L-1.d-1; 55 oC). Nesta condição, o reator
metanogênico tratou água residuária proveniente do efluente de AnSBBR aplicado à produção
de hidrogênio pela digestão de soro, o que foi mantido para o reator metanogênico industrial.
É importante ressaltar que os dados referentes ao reator acidogênico, em escala
laboratorial, foram obtidos de Lovato et al., (2021) referente a melhor condição, ou seja,
referente a condição que obteve maior produção de hidrogênio. Os valores de volume industrial,
rendimento energético e produção energética do reator acidogênico foram calculados pela
metodologia proposta por Lovato et al., (2020).
A Tabela 36 apresenta todos os parâmetros dos reatores acidogênico e metanogênico de
dois estágios e metanogênico de estágio único, em escala laboratorial, usados para as
214
Uma das razões para essa alta demanda de energia necessária de GLP
(8,27×108 kJ.mês- 1) é o processo UHT (Ultra – high Temperature), que consiste no
aquecimento a temperaturas acima de 130 °C por um tempo de 1 a 10 s, a fim de produzir um
215
O primeiro estágio, formado pelo reator acidogênico, consistia em tratar todo o soro de
leite produzido por uma indústria de laticínios com volume total de 9,44 × 10³ L de soro por
dia com concentração de 70,0 gDQO.L-1 (LOVATO et al., 2021 – Tabela 37). Para evitar a
adição de um tanque com a finalidade de diluir a concentração de soro bruto de 70,0 gDQO.L- 1
para 12,4 gDQO.L-1 (concentração obtida do reator acidogênico em escala laboratorial), foi
adicionado um volume de diluição (volume residual) no reator acidogênico industrial, de modo
que a concentração de soro no interior do reator seguisse um perfil de concentração semelhante
ao obtido em escala laboratorial. A vazão e a concentração de saída de soro do reator
acidogênico, em escala industrial, foram de 9,44 × 10³ L.dia-1 e 9,51 gDQO.L-1,
respectivamente.
A estimativa de ampliação de escala para o reator acidogênico resultou em um AnSBBR
produtor de hidrogênio com volume total de 123 m3, que foi dividido em 3 reatores de 40,9 m3
cada operando em paralelo para adaptar a operação descontínua em um sistema de operação
contínuo. Dessa forma, um reator estaria sempre sendo alimentado, outro sendo descarregado
e o último promovendo a biotransformação, completando três etapas: alimentação, reação e
descarga.
A estimativa de produção de hidrogênio de 11,1 kmolH2.dia-1 e a produção de energia
resultou em rendimento energético e produção energética de 4,68 MJ.kgDQO-1 e 30,9 kW,
respectivamente, considerando entalpia de combustão do hidrogênio (241,8 kJ.mol-1 – PERRY;
GREEN; MALONEY, 1997).
O segundo estágio, reator metanogênico (presente trabalho – Condição 6), trataria todo
o efluente do reator acidogênico industrial. A vazão e a concentração de saída do reator, em
escala industrial, foram de 9,44 × 10³ L.dia-1 e 0,363 gDQO.L-1, respectivamente.
A estimativa de ampliação de escala resultou em um AnSBBR com volume total de
11,9 m3. Sugeriu-se uma configuração com três AnSBBRs em paralelo, cada um com volume
de 3,96 m3. Considerando o tempo de ciclo de 6 horas, foi proposta uma estratégia de 3 horas
para alimentação, 2 horas para reação e 1 hora para descarga. Deste modo, apesar dos reatores
serem descontínuos, a produção de metano passa a ser contínua, uma vez que o sistema é
216
VA = 1,2 VA = 2,80
SORO m3.ciclo-1 m3.ciclo-1
70 gDQO.L-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1
3 V = 3,41 m3
12,4 gDQO.L-1 VRES = 72,6 m 9,51 gDQO.L-1 8,11 gDQO.L -1 RES 0,363 gDQO.L-1
661 kgDQO.d-1 V = 48,8 m3 89,8 kgDQO.d-1 89,8 kgDQO.d-1 VB+S = 5,68 m3 3,43 kgDQOd-1
B+S
VA VRES VR VB+S VT
Escala
(m3) (m3) (m3) (m3) (m3)
Industrial 2,79 3,41 6,20 5,68 11,9
Fonte: Autora, 2021.
Esse cenário comparou: (1) Sistema de dois estágios (primeiro estágio: reator
acidogênico – Condição SIII – 12375 de LOVATO et al., 2021 e segundo estágio: reator
metanogênico – Condição 6 – presente trabalho); e (2) Sistema de estágio único (Condição VI
de SIQUEIRA et al., 2018). Foi proposto que os reatores acidogênico e metanogênico do
sistema de dois estágios operassem nas suas melhores condições experimentais (SIII – 12375 e
Condição 6, respectivamente).
O sistema de dois estágios é o mesmo descrito na seção anterior. O sistema de estágio
único para produção industrial de metano (SIQUEIRA et al., 2018) consistia em tratar todo o
soro produzido por uma indústria de laticínios (volume total de 9,44×10³ L.dia-1 e concentração
de 70,0 gDQO.L-1 – LOVATO et al., 2021). A vazão e a concentração de saída de soro do reator
foram de 9,44 × 10³ L.dia-1 e 0,532 gDQO.L-1, respectivamente.
A estimativa de ampliação de escala resultou em um AnSBBR com volume total de
80,0 m3 (ou 4 AnSBBR de 20,0 m³ cada). A estimativa de produção de metano foi de
8,09 kmolCH4.dia-1 e a produção de energia resultou em rendimento e produção energética de
9,89 MJ.kgDQO-1 e 75,1 kW, respectivamente.
O sistema de estágio único trataria então 7,65 gDQO.s-1 que é a entrada de soro, geraria
um efluente com 5,82 × 10-2 gDQO.s-1, e teria um rendimento energético global de
9,89 MJ.kgDQO-1.
A Figura 193 apresenta o fluxograma do sistema completo de dois estágios, (reator
acidogênico – em azul – e reator metanogênico – em verde) e do sistema de estágio único (em
vermelho).
218
Figura 193 – Fluxograma de comparação entre os sistemas de dois estágios e de estágio único.
8,09 kmolCH4.d-1
VA = 3,2
SORO m3.ciclo-1
70 gDQO.L-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1
12,4 gDQO.L-1 VRES = 40,1 m3 0,532 gDQO.L-1
661 kgDQO.d-1 V = 36,7 m3 5,02 kgDQO.d-1
B+S
VT (IND) = 80,0 m³
ɤM = 9,89 MJ.kgDQO-1
VA = 1,2 VA = 2,80
SORO m3.ciclo-1 m3.ciclo-1
70 gDQO.L-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1 9444 L.d-1
3 V = 3,41 m3
12,4 gDQO.L -1 VRES = 72,6 m 9,51 gDQO.L -1
8,11 gDQO.L -1 RES 0,363 gDQO.L-1
-1 -1 3,43 kgDQOd -1
661 kgDQO.d -1
VB+S = 48,8 m3 89,8 kgDQO.d 89,8 kgDQO.d VB+S = 5,68 m 3
Tabela 40 – Parâmetros de comparação entre o sistema de dois estágios e o sistema de estágio único
(continua).
Tabela 39– Parâmetros de comparação entre o sistema de dois estágios e o sistema de estágio único
(conclusão).
Estágio único Dois estágios
Metanogênico Acidogênico Metanogênico
-3 -1
PrM (MJ.m .d ) 81,2 - 59,8
PrH (MJ.m-3.d-1) - 21,8 -
-3 -1
PrM(EU) (MJ.m .d ) 81,2 - -
PrM(A+M) (MJ.m-3.d-1) - 25,2
-1
ProduçãoM (MJ.d ) 6490 - 710
ProduçãoH (MJ.d-1) - 2673 -
-1
ProduçãoM(EU) (MJ.d ) 6490 - -
ProduçãoM(EU) (kJ.mês-1) 1,95.108 - -
ProduçãoM(A+M) (MJ.d-1) - 3384
-1
ProduçãoM(A+M) (kJ.mês ) - 1,02.108
Eficiência de remoção de DQO (%) 95 96
VR (IND) (m³) 43,3 73,4 6,20
VT (IND) (m³) 80,0 123 11,9
Referências SIQUEIRA et al., LOVATO et al., Presente
2018 2021 trabalho
Legenda: ɤA – Rendimento energético por carga orgânica removida do reator acidogênico em escala
industrial; ɤM – Rendimento energético por carga orgânica removida do reator metanogêncico
em escala industrial; ɤEU – Rendimento energético do sistema de estágio único, ɤA+M –
Rendimento energético do sistema completo de dois estágios; PrM – Produtividade de metano;
PrH – Produtividade de hidrogênio; PrM(EU)– Produtividade de metano no sistema de estágio
único; PrM(A+M)S– Produtividade de metano no sistema de dois estágios; ProduçãoM – Produção
de metano; ProduçãoH – Produção de hidrogênio; ProduçãoM(EU)– Produção de metano no
sistema de estágio único; ProduçãoM(A+M)– Produção de metano no sistema de dois estágios;
VR (IND) – Volume total de meio líquido do reator; VT (IND) – Volume total do reator em escala
industrial.
Fonte: Autora, 2021.
Analisando a Figura 193 e a Tabela 39, é possível observar que o sistema de estágio
único alcançou rendimento energético (ɤEU) de 9,89 MJ.kgDQO-1 e o sistema de dois estágios
alcançou rendimento energético global (ɤA+M) de 5,14 MJ.kgDQO-1, sendo 4,68 e
8,23 MJ.kgDQO-1 no reator acidogênico (ɤA) e no reator metanogênico (ɤM), respectivamente.
É possível notar que o rendimento energético do sistema de estágio único é maior em relação
ao rendimento do sistema de dois estágios em 48 %.
Sobre a produtividade metano, é possível notar que o reator metanogênico de estágio
único apresenta um valor de produtividade maior (81,2 MJ.m-3.d-1) em comparação ao reator
metanogênico de dois estágios (59,8 MJ.m-3.d-1) em 26 %. Além disso, o sistema de estágio
único apresentou maior produtividade de metano (81,2 MJ.m-3.d-1), em relação ao sistema de
dois estágios (25,2 MJ.m-3.d-1), tendo uma diferença de 69 %.
No que se diz a respeito à produção de metano, o reator metanogênico de estágio único
apresenta um valor de produção 89 % maior (6490 MJ.d-1) em comparação ao reator
220
metanogênico de dois estágios (710 MJ.d-1). Esse mesmo comportamento foi observado quando
se comparou a produção do sistema de estágio único com a produção do sistema de dois
estágios, ou seja, o sistema de estágio único apresentou maior produção (6490 MJ.d-1), em
relação ao sistema de dois estágios (3384 MJ.d-1).
Em relação a qualidade do efluente, o sistema de dois estágios apresentou maior
remoção de matéria orgânica, alcançando valor de 96 %. Além disso, comparando o volume do
reator metanogênico do sistema estágio único (80,0 m³) com o volume do reator metanogênico
do sistema de dois estágios (11,9 m³), percebe-se que o reator metanogênico do sistema de dois
estágios é bem menor (85 %). No entanto, analisando os volumes totais dos reatores, o sistema
de dois estágios apresenta a soma dos volumes totais maior (134,9 m³) em comparação ao
sistema de estágio único (80,0 m³), o que levaria a maiores custos de instalação.
Analisando os resultados, pode-se afirmar que o sistema de dois estágios não foi
vantajoso em comparação ao sistema de estágio único, por apresentar valores menores de
rendimento energético, produtividade e produção de metano, tendo uma diferença de 48, 69 e
48 %, respectivamente. Isso pode ser explicado considerando que grande parte da matéria
orgânica é direcionada para a produção de hidrogênio na fase acidogênica do sistema de dois
estágios. Primeiramente, há uma grande parcela de matéria orgânica retida no reator
acidogênico devido ao seu alto volume de diluição. Em segundo lugar, o reator acidogênico
apresenta um volume elevado, dessa forma, a produção de biogás é maior (1,11 × 104 molH2.d- 1
para o reator acidogênico e 8,85 ×102 molCH4.d-1 para o retor metanogênico do sistema de dois
estágios; e 8,09 × 103 molCH4.d-1 para o reator metanogênico do sistema de estágio único). No
entanto, o hidrogênio apresenta um poder calorífico menor em comparação ao poder calorífico
do metano, fazendo com que o sistema de dois estágios apresente menor produção e rendimento
energético em comparação ao sistema de estágio único (LOVATO et al., 2020).
Dessa maneira, é possível afirmar que o sistema de dois estágios só apresentará melhor
rendimento energético geral se o sistema de estágio único demonstrar um desempenho ruim.
Conforme apresentado em Siqueira et al., (2018) é possível perceber que o sistema de estágio
único, na Condição VI, apresentou um bom desempenho, pois foi relatado estabilidade do
sistema e uma elevada eficiência de remoção de matéria orgânica.
Desse modo, pode-se concluir que no presente estudo o sistema de dois estágios para o
tratamento de soro não é viável em comparação ao sistema de estágio único, pois considerando
o melhor cenário do sistema de dois estágios (melhores condições experimentais dos reatores
acidogênico e metanogênico), esse apresentou valores menores de rendimento energético,
produtividade e produção de metano, não compensando o uso desse sistema.
221
A despeito dos resultados obtidos nesse estudo, pode-se encontrar estudos em literatura
nos quais o sistema de dois estágios é vantajoso em relação ao sistema de estágio único, como
por exemplo: Luo et al., 2011; Schievano et al., 2014; Junior et al., 2014; Fuess et al., 2017 e
Ramos; Silva, 2020 que relataram rendimento energético de 11 %, 43 %, 26 %, 23,4 % e 52,8 %
maior, respectivamente.
Nesse cenário de comparação, é interessante estimar quando o sistema de dois estágios
seria vantajoso em relação ao sistema de estágio único. Assim, foi realizada uma simulação no
software Excel® utilizando-se a ferramenta Atingir Meta®, considerando que os valores de
rendimentos energéticos de dois estágios e de estágio único fossem iguais, alterando o valor de
produtividade de metano do reator metanogênico de estágio único em escala laboratorial.
Dessa forma, obteve-se como resultado um valor de produtividade de metano
97,2 molCH4.m-3.d-1, cujo rendimento de metano em escala laboratorial apresentaria um valor
de 6,41 molCH4.kgDQO-1removida. Tal resultado indica que o sistema de dois estágios seria
vantajoso em relação ao sistema de estágio único, caso esse último apresentasse em escala
laboratorial valores de rendimento e produtividade de metano menores do que
6,41 molCH4.kgDQO-1removida e 97,2 molCH4.m-3.d-1, respectivamente. Esses valores são 48 %
menores em relação aos valores utilizados nesse estudo, ou seja, conforme apresentado em
Siqueira et al., (2018) todas as condições experimentais obtiveram valores acima de
6,41 molCH4.kgDQO-1removida e 97,2 molCH4.m-3.d-1 para rendimento e produtividade de
metano, tornando, dessa forma, o sistema de dois estágios desvantajoso.
Analisando a Tabela 39 e conhecendo que a indústria laticínios de pequeno porte
necessitaria de uma demanda energética de 8,27 × 108 kJ.mês-1 de GLP (Tabela 37) , pode-se
afirmar que a produção energética dos sistemas de dois estágios (1,02 × 108 kJ.mês-1) e de
estágio único (1,95 × 108kJj.mês-1) supririam 12,3 % e 23,5 % dessa demanda,
respectivamente, considerando que o metano e o hidrogênio produzidos (no caso do sistema de
dois estágios) poderiam ser queimados em caldeiras industriais (LOVATO et al., 2021).
metano ao invés do gás liquefeito de petróleo (GLP – gás utilizado como combustível pela
indústria de laticínios analisada) em caldeiras para produção de vapor.
Para os resultados da análise financeira referente aos projetos de estágio único e de dois
estágios, considerou-se o cenário de comparação apresentado nos resultados da ampliação de
escala e geração de energia (item 5.8).
Para o projeto de dois estágios, foi considerado para o primeiro estágio: (i) três reatores
acidogênicos com agitação mecânica e camisa térmica; (ii) três bombas (uma de alimentação,
uma de descarga e uma reserva, todas de uso comum dos reatores); (iii) um tanque de
armazenamento com agitação mecânica (na eventual necessidade de manutenção). Para o
segundo estágio foi considerado: (i) três reatores metanogênicos com agitação mecânica e
camisa térmica; (ii) três bombas (uma de alimentação, uma de descarga e uma reserva, todas de
uso comum dos reatores); (iii) um tanque de armazenamento com agitação mecânica (na
eventual necessidade de manutenção).
Para o projeto de estágio único, foi considerado: (i) quatro reatores metanogênicos com
agitação mecânica e camisa térmica; (ii) três bombas (uma de alimentação, uma de descarga e
uma reserva, todas de uso comum dos reatores); (iii) um tanque de armazenamento com
agitação mecânica (na eventual necessidade de manutenção).
Os resultados referentes aos valores dos parâmetros e dos custos dos equipamentos dos
projetos de dois estágios e de estágio único estão apresentados na Tabela 40. A Tabela 41
apresenta os valores de custos de operação do projeto de estágio único e de dois estágios. A
Tabela 42 apresenta os valores de faturamento e retorno de capital para os projetos de dois
estágios e estágio único, considerando a economia com GLP e os custos com operação e
manutenção.
Analisando os resultados da tabela 40, nota-se que o sistema de dois estágios apresenta
um custo total de equipamentos maior em relação ao sistema de estágio único: R$ 891.810,00
e R$ 473.318,00 para os sistemas de dois e único estágio, respectivamente. Desse modo, o custo
de implementação do sistema completo de dois estágios é maior, sendo R$ 1.396.288,00 e R$
2.630.839,00 para os sistemas de estágio único e dois estágios, respectivamente. O sistema de
dois estágios conta com três reatores acidogênicos, que por sua vez, apresentam um alto volume
(40,9 m3 cada) devido ao alto volume necessário para diluição. Além disso, é necessário um
número maior de bombas (3 bombas a mais, em relação ao sistema de estágio único) e de
tanques (4 tanques a mais, em relação ao sistema de estágio único), aumentando o custo total
do projeto.
223
Tabela 41 – Custos dos equipamentos dos projetos de dois estágios e estágio único.
Dois estágios Estágio único
Reator Reator
Acidogênico Metanogênico Metanogênico
(VTotal)IND (m³) 40,9 3,96 20,0
VMReator (R$.unidade-1) 163.500,00 28.500,00 87.000,00
NReatores (unidade) 3 3 4
Custo dos reatores (R$) 490.500,00 85.500,00 348.000,00
Bombas de Alimentação/Descarga
VBomba (m³) 1,7 0,2 0,8
VMBomba (R$.unidade-1) 15.150,00 15.150,00 15.150,00
NBombas (unidade) 3 3 3
Custo das bombas (R$) 78.360,00 45.450,00 38.318,00
Tanques
VTanque (m³) 40,9 3,96 20,0
-1
VMTanque (R$.unidade ) 163.500,00 28.500,00 87.000,00
NTanques (unidade) 1 1 1
Custo dos tanques (R$) 163.500,00 28.500,00 87.000,00
Custo total dos equipamentos (Ec)
Ec (R$) 891.810,00 473.318,00
Fonte: Autora, 2021.
Tabela 43 – Valores de economia com GLP e de retorno de capital para os projetos de dois estágios e
estágio único.
Estágio único Dois estágios
-1
Economia com GLP (R$.ano ) 106.670,00 55.616,00
Produção de metano (kJ.mês-1) 1,95.108 1,02.108
Custos manutenção e operação (CMO) (R$.ano-1) 1.067,00 556,00
Retorno de capital (R$.ano-1) 105.604,00 55.060,00
Fonte: Autora, 2021.
6. CONCLUSÕES
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10000
9000 1 2 3 4 5 6 7 8 9
8000
CS (mgDQO‧L-1)
7000
6000
5000
4000
Afluente
3000 Filtrado
2000 Não Filtrado
1000
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
100
80
60
S (%)
1 2 3 4 5 6 7 8 9
40
Filtrado
20 Não Filtrado
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
6000
1 2 3 4 5 6 7 8 9
CC (mgCarboidrato‧L-1)
5000
4000 Filtrado
Não Filtrado
3000 Afluente
2000
1000
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
245
100
80
60 1 2 3 4 5 6 7 8 9
C (%)
40
Filtrado
20 Não filtrado
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
12
10
8
pH
6 1 2 3 4 5 6 7 8 9
4
pH - Efluente
2 pH - Afluente
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
7000
AB (mgCaCO3.L-1)
AB - Efluente
6000
AB - Afluente
5000
4000 1 2 3 4 5 6 7 8 9
3000
2000
1000
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
246
3000
1 2 3 4 5 6 7 8 9
AVT (mgHAc.L-1)
2000
AVT - Efluente
AVT - Afluente
1000
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
3500
1 2 3 4 5 6 7 8 9
3000
2500 Metano
Biogás
2000
VG (mL)
1500
1000
500
0
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110
Tempo (d)
Fonte: Autora, 2021.
Tabela 47 – Valores médios de concentração de sólidos totais e sólidos voláteis totais para as
Condições 1 a 9 no afluente e no efluente.
Tabela 50 – Valores de carga orgânica volumétrica: aplicada e específica, carga orgânica removida:
volumétrica e específica, rendimento entre metano produzido e matéria orgânica: aplicada e removida,
produtividade: molar volumétrica e específica e a massa de sólidos de todas as condições.
Parâmetro Unidades 1 2 3 4 5 6 7 8 9
COVA (gDQO.L-1.d-1) 7,13 6,96 7,19 7,28 10,38 14,55 14,70 15,1 14,74
-1 -1
COVR (gDQO.L .d ) 6,66 6,44 6,67 6,59 9,77 13,90 12,90 13,17 12,96
COEA (gDQO.gSVT-1.d-1) 0,46 0,42 0,27 0,29 0,41 0,65 0,57 0,44 0,64
-1 -1
CORE (gDQO.gSVT .d ) 0,43 0,39 0,25 0,27 0,39 0,62 0,50 0,38 0,57
-1
RMCA (molCH4.kgDQO ) 8,00 8,66 10,5 8,94 11,29 9,82 7,48 6,79 6,67
-1
RMCR (molCH4‧.kgDQO ) 8,57 9,35 11,35 9,88 11,99 10,28 8,53 7,78 7,59
-3 -1
PrM (molCH4.m .d ) 57,06 60,28 75,77 65,11 117,1 142,90 109,9 102,5 98,38
-1 -1
PrME (molCH4.kgSVT .d ) 3,72 3,61 2,81 2,63 4,64 6,39 4,26 2,99 4,30
-1
nCH4 (molCH4.d ) 0,13 0,14 0,18 0,15 0,27 0,31 0,24 0,23 0,22
MSVT (g) 34,9 37,8 63,5 57,3 57,8 48,7 57,0 76,4 50,2
Fonte: Autora, 2021.