Análise de ciclos de refrigeração para liquefação de CO...

Análise de ciclos de refrigeração para

liquefação de CO2 oriundo de fermentação

para produção de etanol

Jorge Luiz Garioli Corrêa Júnior

Projeto de graduação apresentado ao curso de

Engenharia Mecânica da Escola Politécnica,

Universidade Federal do Rio de Janeiro, como

parte dos requisitos necessários à obtenção do

título de Engenheiro.

Orientador: Alexandre Salem Szklo

Rio de Janeiro

Agosto de 2018

Corrêa, Jorge Luiz Garioli

Análise de ciclos de refrigeração para liquefação de

CO2 oriundo de fermentação para produção de etanol/

Jorge Luiz Garioli Corrêa Júnior. – Rio de Janeiro: UFRJ/

Escola Politécnica, 2018.

VI, 52 p.: il.; 29,7 cm.

Projeto de Graduação – UFRJ/ Escola Politécnica/

Curso de Engenharia Mecânica, 2018.

Referências Bibliográficas: p. 49-52.

1. Introdução. 2. Descrição tecnológica. 3.

Metodologia. 4. Resultados. 5. Conclusão. 6. Referências.

I. Szklo, Alexandre Salem. II. Universidade Federal do

Rio de Janeiro, Escola Politécnica, Curso de Engenharia

Mecânica. III. Análise de ciclos de refrigeração para

liquefação de CO2 em projetos CCS.

Agradecimentos

Agradeço a Deus pela força e perseverança durante a graduação e ao logo desse

trabalho.

Agradeço à minha família. Em especial à minha mãe Giane, ao meu pai Jorge e a minha

irmã Maria Clara por todo apoio, carinho, amor e educação ao longo de minha vida.

Aos meus avós Conceição, Jorge, José e Maria por todo amor e carinho.

Agradeço aos amigos que fiz durante a graduação. Em especial ao Alexandre, Enzo,

Erick, Lenz, Mazzini e Raphael por terem tornados esses anos tão especiais.

Ao meu orientador Alexandre Szklo por ter me mostrado um ramo da engenharia pelo

qual eu me apaixonei, por todos os ensinamentos, oportunidades e por todas as indicações.

Ao meu grande ajudante Fábio da Silva por toda ajuda, paciência, reuniões, experiência

e conhecimento passados que foram essenciais para conclusão desse trabalho.

Agradeço também a todos os professores do Departamento de Engenharia Mecânica por

todos os conhecimentos e experiências transmitidos durante a graduação.

Resumo do Projeto de Graduação apresentado à Escola Politécnica/UFRJ como parte dos

requisitos necessários para a obtenção do grau de Engenheiro Mecânico.

Análise de ciclos de refrigeração para liquefação de CO2 oriundo de fermentação para

produção de etanol

Agosto/2018

Curso: Engenharia Mecânica

A captura e o armazenamento de carbono (Bio-CCS) na cadeia de conversão da biomassa tem

sido tratada na literatura científica como uma opção-chave para lidar com os desafios de

controlar o aumento da temperatura do planeta. Neste caso, o Brasil tem um grande potencial

para esta opção na produção de etanol no Centro-Sul. Isso se deve ao fato da fácil captura do

CO2 oriundo da fermentação e da possibilidade de se utilizar o gás para realizar Recuperação

Avançada de Petróleo (EOR). O desafio, porém, é o desenvolvimento de um sistema de

transporte para este CO2 diante da produção dispersa e sazonal de etanol. Este estudo

desenvolve a análise de cinco alternativas de ciclos de liquefação do gás carbônico para

posterior transporte pelo modal rodoviário. Para tanto, modela os ciclos no software HYSYS.

O estudo mostra que um ciclo de refrigeração com cascateamento utilizando propano e amônia

como fluidos refrigerantes é uma opção eficiente para liquefazer o CO2.

Palavras-chave: CCS, BECCS, Liquefação, Gás Carbônico

Abstract of Undergraduate Project presented to POLI/ UFRJ as a partial fulfillment of the

requirements for the degree of Mechanical Engineer.

Analysis of refrigeration cycles for CO2 liquefaction from fermentation to produce ethanol

August/2018

Advisor: Alexandre Salem Szklo

Course: Mechanical Engineering

Carbon capture and storage (Bio-CCS) in the biomass conversion chain has been addressed in

the scientific literature as a key option to deal with the challenges of controlling the rising

temperature of the planet. In this case, Brazil has great potential for this option in the production

of ethanol in the Center-South. This is due to the easy capture of CO2 from the fermentation

and the possibility of using the gas to perform Advanced Oil Recovery (EOR). The challenge,

however, is the development of a transport system for this CO2 in the face of the dispersed and

seasonal production of ethanol. This study develops the analysis of five alternatives of carbonic

gas liquefaction cycles for subsequent transportation by road modal. To do so, it models the

cycles in the HYSYS software. The study shows that a cascade refrigeration cycle using

propane and ammonia as refrigerant fluids is an efficient option to liquefy CO2.

Keywords: CCS, BECCS, Liquefaction, Carbon Dioxide

Sumário

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

2. Descrição tecnológica ......................................................................................................... 4

2.1. CCS/Bio-CCS .............................................................................................................. 4

2.2. Liquefação ................................................................................................................... 8

2.2.1. Compressão .......................................................................................................... 8

2.2.2. Refrigeração........................................................................................................ 11

2.2.3. Bombeamento ..................................................................................................... 12

2.3. Transporte .................................................................................................................. 13

2.3.1. Características gerais e exigências para o transporte rodoviário do CO2 no Brasil

2.3.2. Operações envolvidas ......................................................................................... 16

2.4. Recuperação Avançada de Petróleo (EOR) ............................................................... 18

3. Metodologia ...................................................................................................................... 22

3.1. Procedimento Metodológico ...................................................................................... 22

3.2. Cenários Alternativos ................................................................................................ 30

3.2.1. Caso alternativo I (Dois ciclos NH3) .................................................................. 30

3.2.2. Caso alternativo II (Pré-resfriamento) ................................................................ 31

3.2.3. Caso alternativo III (Cascateamento NH3 + NH3) .............................................. 33

3.2.4. Caso Alternativo IV (Propano) ........................................................................... 35

3.2.5. Caso Alternativo V (Cascateamento Propano + NH3) ....................................... 37

4. Resultados ......................................................................................................................... 41

4.1. Compressão ................................................................................................................ 42

4.2. Ciclos de Refrigeração ............................................................................................... 43

5. Conclusão .......................................................................................................................... 47

6. Referências ........................................................................................................................ 49

Lista de Figuras

Figura 1: Fluxograma de um projeto Bio-CCS .......................................................................... 2

Figura 2: Fluxograma da opção pré-combustão ......................................................................... 6

Figura 3: Fluxograma da opção pós-combustão ......................................................................... 7

Figura 4: Fluxograma da opção de oxi-combustão .................................................................... 8

Figura 5: Diagrama de Fases do CO2 ......................................................................................... 9

Figura 6: Abastecimento dos caminhões tanque ...................................................................... 13

Figura 7: Frota de caminhões para transporte de CO2 na China .............................................. 17

Figura 8: Fluxograma da compressão e liquefação do CO2 na planta YULIN COAL

CHEMICAL ............................................................................................................................. 18

Figura 9: Fluxograma CO2-EOR .............................................................................................. 20

Figura 10: Impacto da utilização de EOR-CO2 no campo de Weyburn ................................... 21

Figura 11: Distribuição das destilarias no Centro-Sul brasileiro .............................................. 22

Figura 12: Trem de compressão do CO2 .................................................................................. 25

Figura 13: Fluxograma de liquefação do Caso Base ................................................................ 28

Figura 14: Fluxograma do Caso Alternativo I .......................................................................... 31

Figura 15: Fluxograma do Caso Alternativo II ........................................................................ 32

Figura 16: Fluxograma do Caso Alternativo III ....................................................................... 34

Figura 17: Fluxograma do Caso Alternativo IV ....................................................................... 36

Figura 18: Fluxograma do Caso Alternativo V ........................................................................ 38

Figura 19: Potência dos compressores para cada caso simulado ............................................. 44

Figura 20: Consumo de água para cada caso simulado ............................................................ 45

Figura 21: Comparação entre os custos de investimento optando por Aço Inoxidável ........... 46

Figura 22: Comparação entre os custos de investimento optando por Aço Carbono ............... 47

1. Introdução

Adrian E. Raftery et al. (2017) apontam que existe uma probabilidade de 95% de que até

o fim do século XXI a temperatura média global aumente mais de 2 ºC. Tal mudança climática

traz consigo diversos problemas graves. Assim, é de extrema importância o desenvolvimento

de ações para reduzir a emissão de gases de efeito estufa, prevenindo altas concentrações de

principalmente CO2. Com o objetivo de fortalecer a resposta global à ameaça das mudanças

climáticas, o Acordo de Paris foi adotado durante a vigésima primeira Conferência das Partes

(COP21), reforçando o compromisso internacional de se minimizar as consequências do

aquecimento global (Minx et al., 2018). Portanto, a utilização de tecnologias com baixa, nula

ou negativa emissão de carbono, é de grande importância para conquistar o objetivo descrito

como por exemplo, utilizar fontes de energia renováveis, Carbon Capture and Storage (CCS)

ou Bio-energy with Carbon Capture and Storage (Bio-CCS ou BECCS) (Gough et al., 2018).

Para que seja provável evitar que ocorra um aumento da temperatura média global por

conta de emissões antropogênicas de Gases de Efeito Estufa (GEE) maior que 2 ºC em relação

aos níveis pré-industriais até 2100, é de extrema importância que se sigam cenários de

mitigação que limitem as concentrações atmosféricas de CO2eq em até 450 ppm (IPPC, 2014).

Em relação ao objetivo descrito, IPCC (2014) aponta que caso a disponibilidade de tecnologias-

chave tais como bioenergia, CCS e sua combinação (Bio-CCS) fosse limitada, muitos modelos

não conseguiriam alcançar os níveis de concentração atmosférica de CO2 desejados. A

tecnologia Captura e Armazenamento de Carbono fornece 14% das reduções de emissões

cumulativas necessárias no período até 2060 para o cenário 2DS (2 ºC) da IEA (International

Energy Agency). As modelagens feitas pela IEA há muito ressaltam o papel do CCS no apoio

a uma transformação segura, econômica e sustentável dos sistemas globais de energia (IEA,

2017).

A utilização de biomassa dentro de uma cadeia produtiva seja para produção de energia

com a queima da mesma ou para algum processo industrial, como, por exemplo, a produção de

etanol, dá a oportunidade de se alcançar uma resultante negativa de emissões de carbono na

atmosfera por meio da aplicação de tecnologias como Bio-CCS (IEA, 2017). Uma opção

interessante no Brasil para a aplicação da técnica citada é a indústria sucroalcooleira do Centro-

Sul. Isso ocorre principalmente por dois fatores: baixo custo de captura do CO2 produzido

durante o processo de fermentação e o potencial de utilizar o gás para realizar recuperação

avançada de petróleo (Enhanced Oil Recovery – EOR) (Silva et al., 2018). A existência da

opção de se utilizar CO2 para realizar EOR facilita o desenvolvimento de um projeto CCS,

antecipando investimentos na tecnologia sem que se estabeleçam restrições mais severas às

emissões de gás carbônico. A demanda de CO2 requerida pelos poços é um ótimo fundamento

para a construção de um projeto CCS por conta do valor que o gás possui dentro de um escopo

de recuperação avançada de petróleo. O Bio-CCS é uma opção chave porque existe a

necessidade de se reduzir drasticamente as emissões de CO2 para garantir que o aumento médio

da temperatura global esteja abaixo de 2oC em 2100. Para tanto, diante do fato de que na

primeira metade deste século, o sistema energético se baseará ainda fortemente em

combustíveis fósseis, torna-se necessário introduzir alternativas que resultem em emissões

negativas de CO2. Isto é, alternativas que em seu ciclo de vida gerem emissões negativas (Minx

et al., 2018). A Figura 1 apresenta o fluxograma simplificado de um projeto genérico de Bio-

Figura 1: Fluxograma de um projeto Bio-CCS

Fonte: Global CCS Institute1 De acordo com o relatório Global Status (2013) do Global CCS Institute, o modal

dutoviário é o principal método escolhido para o transporte de altas quantidades de CO2

associadas ao CCS. Existem exemplos de utilização do transporte rodoviário de dióxido de

carbono, porém em escalas bastante menores. Isso se deve ao fato de que essas experiências

são, em geral, para suprir a demanda por gás carbônico de indústrias no setor alimentício ou de

bebidas (Wong, 2005).

1 Disponível em: <http://www.globalccsinstitute.com>. Acesso em: 5 ago. 2018.

Grandes quantidades de gás são transportadas em um projeto que envolve captura de

dióxido de carbono em destilarias para realização de EOR em poços de petróleo offshore. Por

conta disso, é natural que se pense em aplicar um sistema de transporte de CO2 baseado,

sobretudo, em carbodutos. Todavia, conforme Merschmann et al. (2016), destilarias que

operam com baixa vazão e se encontram distantes dos Hubs2 elevam muito o custo de

transporte. A produção de etanol ocorre de maneira sazonal, e a associação desse problema com

a baixa produção de certas destilarias resulta que os altos investimentos na construção dos dutos

não são justificados. Os mesmos teriam grandes períodos de ociosidade além de operar em

baixa vazão reduzindo o ganho de escala. Portanto, a implementação do modal dutoviário em

instalações de pequeno porte com produção sazonal de CO2 pode ser não muito vantajosa. Logo,

o transporte rodoviário do gás, que conta com maior flexibilidade operacional e demanda

menores custos iniciais, torna-se uma boa alternativa de acesso à rede para destilarias de etanol

menores. De fato, estudo de que participei, que levou à publicação do artigo cientifico Silva et

al. (2018), a respeito do método ótimo de transporte de carbono através da integração de Hubs,

dutos e caminhões nas destilarias de etanol do Centro-Sul brasileiro, concluiu que 72 das 236

destilarias de etanol brasileiras do Centro-sul obtiveram um menor custo de transporte a partir

do modal rodoviário.

Devido aos altos custos que a estrutura de transporte envolvida num projeto de bioCCS-

EOR pode gerar, é de extrema importância que o processo seja o mais eficiente possível. Por

conta disso, é vital a realização de uma análise a respeito da seleção da metodologia mais

adequada para se liquefazer o CO2, buscando o procedimento que possibilite a melhor

viabilidade econômica para utilização do gás em EOR.

Visto que, em geral, não há um consenso na literatura científica a respeito do método

ótimo para se liquefazer o gás carbônico, esse trabalho tem como objetivo simular diferentes

ciclos de refrigeração com a finalidade de se encontrar a opção mais eficiente para realizar a

liquefação do CO2, que participa do escopo de um projeto CO2-EOR proveniente de destilarias

de etanol do Centro-Sul brasileiro, para posterior transporte pelo modal rodoviário,

aprimorando o estudo realizado por Silva et al. (2018).

2 Hubs – São pontos de conexão entre dutos existentes numa malha dutoviária.

2. Descrição tecnológica

Um projeto conceitual do tipo CCS-EOR, que opta pelo modal rodoviário para realizar o

transporte de gás carbônico, pode ser dividido nas seguintes etapas associadas ao CO2: captura

do gás carbônico dentro de uma corrente gasosa, liquefação, transporte e uso do gás. As

tecnologias e os estágios envolvidos em toda cadeia produtiva serão detalhadas a seguir.

2.1. CCS/Bio-CCS

Captura e Armazenamento de Carbono (CCS) é uma alternativa para mitigação das

emissões de dióxido de carbono (CO2) produzidas em processos de combustão e em reações

químicas associadas a processos industriais, com o objetivo de evitar que o dióxido de carbono

seja liberado na atmosfera. A alternativa consiste em capturar CO2, comprimir o mesmo para

transporte e, em seguida, injetá-lo profundamente em uma formação rochosa em um local

cuidadosamente selecionado e seguro, podendo também se utilizar o gás para recuperação

avançada de petróleo (Merschmann et al., 2016).

Além da utilização mais usual que está associada à captura de CO2 na combustão ou

processamento de combustíveis fósseis, o CCS pode ser aplicado em conjunto com biomassa

sendo uma das poucas opções que pode ser usada em um modo de emissão negativa de dióxido

de carbono, removendo CO2 da atmosfera (Silva et al., 2018). Emissões negativas ocorrem

quando há remoção líquida do gás. Bioenergia e Armazenamento de Carbono (Bio-CCS ou

BECCS) é uma das principais maneiras de se alcançar uma produção de energia atrelado ao

conceito de “carbono-negativo”, consistindo em um tipo de projeto de captura e armazenamento

de carbono onde há a combinação de CCS com uma instalação industrial que realiza a

combustão da biomassa para ou usa a mesma como parte de um processo industrial, como por

exemplo, no processo de produção do etanol.

O que torna o Bio-CCS tão importante para reduzir as emissões de CO2 na atmosfera é o

fato de o mesmo se aproveitar do processo natural que as plantas realizam chamado bio-

sequestro (parte da fotossíntese) com a captura e o armazenamento de CO2, resultando na

remoção líquida do gás da atmosfera. Apenas contabilizando a parcela de captura proveniente

do bio-sequestro, o chamado “carbono neutro” pode ser alcançado, pelo fato de que, dentro da

cadeia biotecnológica, o dióxido de carbono liberado no processamento da biomassa é

capturado pela realização da fotossíntese. Quando adicionamos a captura do carbono liberado

por meio do CCS, alcança-se uma remoção líquida negativa e, portanto, carbono-negativa – isto

é, o balanço de CO2 no ciclo de vida da cadeia de conversão da biomassa se torna “negativo”,

em termos da contabilização do saldo entre o CO2 na atmosfera e o CO2 estocado no subsolo.

É importante ressaltar que 101 dos 116 cenários do IPCC 2014 que eram capazes de atingir a

meta de 2 °C utilizam tecnologias de emissões líquidas negativas de CO2 como bio-CCS e

florestamento (Minx et al., 2018).

Quanto maior o atraso na ação da mudança climática, maior a necessidade de tecnologias

com emissões líquidas negativas. “BECCS features prominently in long-run mitigation

scenarios for two reasons: (1) The potential for negative emissions may allow shifting emissions

in time; and (2) in scenarios, negative emissions from BECCS compensate for residual

emissions in other sectors (most importantly transport) in the second half of the 21st century”

(IPCC, 2014).

Existem três principais configurações de tecnologias que possibilitam a separação do

dióxido de carbono dos outros gases produzidos no processo de conversão da biomassa

(combustão e reações químicas para processos industriais): pré-combustão, pós-combustão e

oxi-combustão.

A pré-combustão captura o CO2 antes que o combustível seja submetido à combustão.

Durante esse processo, o combustível é parcialmente oxidado, por exemplo, num gaseificador,

resultando em gás de síntese que contém CO e H2. O primeiro reage com vapor d’água para

produzir CO2 e mais H2, podendo ser posteriormente capturado, através de um processo de

absorção física, usualmente com o solvente selexol (Rubin et al., 2007), enquanto o H2 é tanto

um vetor energético quanto um gás com aplicações em reações químicas (produção de NH3,

reações de hidrotratamento, etc). Para maiores detalhes, vide Rochedo (2011).

Figura 2: Fluxograma da opção pré-combustão3

Fonte: Global CCS Institute4

Na configuração de pós-combustão, com o auxílio de um solvente químico, o gás

carbônico é absorvido e separado de outros gases após a reação de combustão. Para isso, o gás

é borbulhado através de uma coluna absorvente que contém solventes líquido (como a amônia)

que, preferencialmente, removem o dióxido de carbono. Finalmente, quando as substâncias

químicas na coluna absorvente ficam saturadas, uma corrente de vapor superaquecido é passada

através dela liberando o CO2 dissolvido para então ser transportado (Wang et al., 2011).

3 Tradução: Air – Ar; Nitrogen – Nitrogênio; Air separation unit – Unidade de separação de ar; Oxygen –

Oxigênio; Fuel – Combustível; Gasifier – Gaseificador; Syngas – Gás de síntese; Shift reaction –Reator; Capture

– Captura; Storage – Armazenamento; Hydrogen – Hidrogênio; Turbine – Turbina; Eletricity – Eletricidade;

Exhasut gas – Gás de exaustão.

Figura 3: Fluxograma da opção pós-combustão5

Por fim, a opção de captura via oxi-combustão implica em que o combustível reage com

oxigênio puro, ao invés de ar, resultando, principalmente, em vapor d’água e CO2. Por conta

dessa corrente com dióxido de carbono mais concentrado, a captura do carbono é facilitada.

Nesse processo, os volumes consideráveis de oxigênio necessários à combustão são

previamente obtidos no processo de separação do oxigênio do ar, que é altamente intensivo em

energia elétrica (Rochedo, 2011). Além disso, o estudo feito por Rochedo (2011) mostra que

para cada tonelada de CO2 capturado utilizando o método de oxi-combustão, 48,3 kWh de

energia elétrica são consumidos para realizar apenas a separação do ar.

No caso da separação do CO2 de uma corrente de fermentação, o processo é análogo ao

da oxi-combustão, na medida em que o CO2 se encontra altamente concentrado no exausto.

Merschmann (2014) afirma que neste caso, o exausto do processo é geralmente composto por

CO2 (85%), O2 e N2. Além disso, o ajuste das condições para alcançar 95% de concentração de

CO2 não é complexo. Ainda sobre o caso referente à fermentação, não houve necessidade de se

separar o oxigênio do ar, na medida em que se trata de uma reação bioquímica de produção de

etanol, e não um processo de combustão. O custo de captura e compressão do CO2 proveniente

do processo de fermentação varia entre 6 e 12 US$ por tonelada de dióxido de carbono,

5 Tradução: Boiler – Caldeira; Steam – Vapor. 6 Disponível em: <http://www.globalccsinstitute.com>. Acesso em: 5 ago. 2018.

enquanto que, quando advindo de gases de exaustão de termelétricas, o mesmo custo pode

chegar a 100 US$ por tonelada de CO2 (Merschmann, 2014).

Figura 4: Fluxograma da opção de oxi-combustão7

2.2. Liquefação

2.2.1. Compressão

Para realizar o transporte de CO2 por meio do modal dutoviário, Hendriks et al. (2004)

recomendam que o gás seja comprimido até 120 bar, por meio de um processo divido em quatro

etapas, utilizando compressores do tipo centrífugo. Ademais, é importante que se controle o

teor de água para evitar a necessidade de utilizar materiais caros, com resistência à corrosão, no

decorrer cadeia produtiva. Não obstante, segundo os autores, a maior parte do teor de água é

removida ao longo dos primeiros estágios através da instalação de vasos de flash na saída do

compressor. Diferente do transporte através do modal rodoviário, não há a necessidade de

liquefazer o CO2, visto que o mesmo pode ser comprimido até sua fase supercrítica à

temperatura próxima da ambiente. É importante garantir o escoamento de CO2 em condições

supercríticas, visto que é mais fácil transportar um líquido na fase densa do que um gás (Santos,

2012). Isso ocorre pela rápida dispersão das substâncias quando estão na fase densa por conta

dos altos coeficientes de difusão (Moshfeghian, 2012).

7 Tradução: Recycled gas – Gás reciclado. 8 Disponível em: <http://www.globalccsinstitute.com>. Acesso em: 5 ago. 2018.

No caso do transporte através do modal rodoviário, por sua vez, para facilitar a liquefação

do CO2 é importante que o gás seja comprimido. Quanto maior for o valor da pressão atingida

nesse estágio, maior será a temperatura de saturação, ou seja, maior poderá ser a temperatura

para liquefazer o gás. Pode-se perceber isso analisando o diagrama de fases do CO2 na Figura

5. Portanto, os esforços demandados pelo ciclo de refrigeração serão menores. Deve-se atentar

ainda para o fato de existir um limite máximo de pressão admissível, que é imposto pelos

equipamentos que armazenarão a carga pressurizada. Assim, para projetar a cadeia de

liquefação é importante considerar cuidadosamente os parâmetros que limitarão o processo.

Figura 5: Diagrama de Fases do CO2

Fonte: Wong, 2005

Além disso, diversas informações importantes podem ser obtidas através do diagrama de

fases. O ponto triplo (Triple Point), que representa o estado no qual as fases sólida, líquida e

gasosa coexistem em equilíbrio, ocorre a uma pressão de 0,52 MPa e a uma temperatura de -56

°C. Como pode-se observar no diagrama de fases, abaixo do ponto triplo o CO2 só pode existir

na fase gasosa ou na fase sólida. Já o ponto crítico (Critical Point) ocorre a uma pressão de 7,38

MPa e a uma temperatura de 31,4 °C. Estados onde as temperaturas e pressões são maiores que

a crítica são definidos pela fase supercrítica ou densa.

Diferente do transporte dutoviário, a pressão demandada para se liquefazer o CO2 não

precisa ser tão elevada, pois, posteriormente, é possível a utilização de bombas para pressurizar

o dióxido de carbono já liquefeito. Para a liquefação, a pressão deve ser superior a 0,52 MPa,

que é o ponto triplo do CO2 e inferior a 7,38 MPa que é a pressão crítica da substância, acima

da qual existe apenas as fases supercrítica e “densa” (Wong, 2005).

Do ponto de visa operacional, é importante o controle de certas variáveis para evitar danos

aos compressores e demais equipamentos. Visto que o dióxido de carbono se dissolve na água

formando ácido carbônico - que é corrosivo - é crucial o controle rigoroso do teor de água na

corrente de CO2. Para evitar esse problema, é comum a utilização de um desidratador de glicol

à frente do fluxo de gás carbônico (Wong, 2005). Deve-se atentar também para o controle de

demais impurezas como H2S, que reage com aço carbono formando uma película de sulfeto de

ferro na superfície do material. Além disso, para o CO2, é muito importante um sistema de

vedações e juntas com o objetivo de evitar a redução de pressão. Tal redução teria como

consequência uma queda brusca de temperatura resultando na formação de gelo seco em pontos

de vazamento.

Para elevar a pressão de um gás, é necessário dividir o processo de compressão em

estágios. Isso ocorre porque, durante a compressão, a temperatura do gás também aumenta.

Para evitar grandes aumentos de temperatura, que são prejudiciais aos equipamentos, divide-se

o processo de compressão em etapas com resfriamento intermediário entre elas. Além disso, a

compressão interresfriada reduz o trabalho resultante necessário do processo de compressão

pois aproxima o mesmo de uma isoterma. A fim de determinar o número de estágios de

compressão, primeiro é necessário selecionar a taxa de compressão aceitável por estágio. A

Tabela 2.1 mostra as pressões e temperaturas de sucção e descarga de um compressor de quatro

estágios com uma taxa de compressão igual a 3.

Tabela 2.1: Pressões e temperaturas num processo de compressão de CO2 de quatro estágios

Estágio Pressão de

sucção (kPa)

Temperatura de

sucção (ºC)

Pressão de

descarga (kPa)

Temperatura de

descarga (ºC)

1 150 40 455 156

2 385 35 1160 149

3 1090 35 3270 150

4 3200 35 9600 152

Fonte: Wong, 2005

Como pode ser observado na Tabela 2.2, há um aumento considerável na temperatura do

gás durante cada estágio. Como dito anteriormente, trocadores de calor são usados para resfriar

o CO2 na saída de cada compressor. Isso aumenta a perda de carga durante o processo. Então,

a razão de compressão deve ser modelada, considerando-se a queda de pressão. Pode-se

observar por meio da Tabela 2.2 as condições típicas do CO2, após realizado o processo de

liquefação. Para fins de comparação, dados a respeito de GNL também são apresentados.

Tabela 2.2: Condições típicas de CO2 liquefeito em comparação com o GNL

Propriedades Unidades GNL CO2 Transporte

por navio

CO2 Transporte

por caminhão

CO2 Transporte

por dutos

CO2 injetado

Estado fluido -

Líquido Líquido semi

refrigerado

Líquido semi

refrigerado

Fluido

supercrítico

(fase densa)

Fluido

supercrítico

(fase densa)

Densidade kg/m3 450 1163 1078 838 702

Razão de

densidades

líquido/gás

- 600 588 545 424 355

Pressão kPag 5 650 2000 7300 – 15000 10000

Temperatura ºC -160 -52 -30 20 35

2.2.2. Refrigeração

Classicamente, a liquefação de fluidos compressíveis utiliza ciclos de refrigeração

externos fechados, nos quais um ou mais fluidos auxiliares (fluidos refrigerantes) são

comprimidos, resfriados e expandidos, para reduzirem sua temperatura mediante o chamado

efeito Joule-Thompson, trocando calor em seguida com a corrente do fluido a ser liquefeito

(Dinçer; Kanoglu, 2010).

Como o CO2 possui características termodinâmicas de um fluido refrigerante, tendo a

denominação alternativa de refrigerante R-744 (Dinçer; Kanoglu, 2010), também é possível

liquefazê-lo sem o uso de um fluido auxiliar, comprimindo, resfriando e expandindo o gás

sucessivamente até que suas condições de temperatura e pressão correspondam à fase líquida

da substância. Essa modalidade é conhecida como processo Linde-Hampson ou ciclo aberto de

liquefação (Dinçer; Kanoglu, 2010).

Alabdulkarem, Hwang & Radermacher (2012) simularam diferentes configurações de

ciclos para liquefação de CO2, implementando modificações estruturais e nas variáveis de

processo. Esses autores obtiveram os melhores resultados relativamente ao gasto energético

total para um ciclo de liquefação externo, fechado e simples, utilizando amônia como fluido

refrigerante. ØI et al. (2016) também simularam ciclos de liquefação de CO2, fazendo uma

comparação de custos entre as opções. Semelhantemente, obtiveram um ciclo fechado simples

de refrigeração com amônia como fluido de trabalho, como a rota tecnológica ótima em termos

de custo. Por outro lado, as simulações de Aspelund et al. (2006) indicaram que a liquefação

do CO2 é melhor alcançada em um ciclo aberto usando a corrente de CO2 como refrigerante.

Dessa forma pode-se notar que não existe um consenso a respeito do método ótimo para se

liquefazer o dióxido de carbono, depende de cada caso. Não há concordância na literatura, em

geral, se um processo de liquefação baseado em refrigeração externa ou um processo baseado

em refrigeração interna possui o melhor custo-benefício (ØI et al., 2016).

2.2.3. Bombeamento

Um dos principais motivos por se optar em liquefazer o dióxido de carbono para

transporta-lo é poder fazer o uso de bombas com o objetivo de elevar a pressão do CO2, ao

invés de compressores, caso o mesmo estivesse no estado gasoso. Bombas requerem

significativamente menos energia para elevar a pressão de um fluido em relação aos

compressores e, além disso, são significativamente mais baratas, demandando menores custos

de investimento e operação (MCCOLLUM; OGDEN, 2006). A Figura 6 mostra o processo de

bombeamento do CO2 liquefeito para dentro dos caminhões.

Figura 6: Abastecimento dos caminhões tanque

Fonte: Wong, 2005

2.3. Transporte

2.3.1. Características gerais e exigências para o transporte rodoviário do CO2 no

Brasil

O dióxido de carbono é um gás não inflamável e não tóxico ao ser humano, porém

asfixiante quando a exposição ocorre sob altas concentrações (WHITE MARTINS, 2014).

Possui aspecto inodoro e incolor e é levemente ácido. Quando comprimido, em caso de alívio

súbito de pressão, o gás resfria-se rapidamente e sublima à forma sólida, formando o chamado

“gelo seco” a -73,5°C (MIXANDI, 2016). Pode-se observar esse efeito a partir da análise do

diagrama de fases apresentado na Figura 5.

As principais aplicações industriais/comerciais do gás carbônico são (AIR PRODUCTS,

2018):

● Alimentos: carbonatação de bebidas, embalagens, congelamento e resfriamento

● Medicinal: misturas metabólicas

● Fabricação de metais: soldagem10

10 Soldagem - O Dióxido de Carbono (CO2) serve como gás de proteção para diversos tipos de soldagem

(ESAB, 2005).

● Plástico expandido: extração supercrítica11

● Rebarbação e moagem12

● Catering13

Apesar do baixo perigo potencial à saúde humana, as atividades de estocagem, manuseio

e transporte devem ser feitas em local arejado, para mitigar o risco de asfixia. Ademais,

estocando-se o gás na forma comprimida, devem-se observar as condutas de segurança padrão

para gases sob pressão, como não aquecer e evitar impactos no recipiente. Para o caso de

transporte em cilindros, este deve ser feito em caminhão equipado com carroceria metálica

aberta, que permita o posicionamento vertical dos cilindros, e conduzido por motorista com

treinamento especial de transporte de produtos perigosos. Além disso, o caminhão deve estar

devidamente sinalizado e equipado com kit de emergência apropriado, constituído de cones de

sinalização, placas sinalizadoras de “Perigo, Afaste-se”, fita zebrada e suportes de sustentação,

calços de madeira, jogo de ferramentas, lanterna, óculos de segurança, luvas de raspas de couro

e capacete (SAG OXIGÊNIO, 2016). O transporte do gás liquefeito, efetuado em tanques

portáteis refrigerados acoplados a caminhões, segue exigências próprias para o modal presentes

na Resolução ANTT n°420/04.

Essa Resolução aprovou instruções complementares ao regulamento do transporte

terrestre de produtos perigosos, classificando o CO2 como um produto perigoso para transporte,

conferindo ao gás as especificações dispostas na Tabela 2.3.

11 Gás Carbônico (CO2) no estado supercrítico é utilizado como solvente de extração no processamento

de produtos naturais por ser atóxico e de custo relativamente baixo (COSTA, T. S. et al., 2006).

12 O sistema de Jateamento Gelo Seco, ou Limpeza Criogênica é um processo eficiente e viável

economicamente, sendo utilizado por diversos segmentos industriais como forma de maximizar a qualidade e

capacidade produtiva. Ele é utilizado para a remoção de resíduos de produção (rebarbação) (KARCHER, 2013).

13 O Dióxido de Carbono no estado sólido (gelo seco) é utilizado para transportar produtos como comida

congelada porque o mesmo, mantém a temperatura ideal durante o percurso, é mais higiênico, mais eficiente e

ocupa menos espaço no recipiente de transporte (EJS, 2017).

Tabela 2.3: Classificação do CO2 pela Resolução ANTT 420/04

Número ONU 1013

Classe de Risco 2.2

Número de Risco 20

Quantidade Limitada por Veículo 1000 kg

Quantidade Limitada por Embalagem Interna 120 mL

Instrução para Embalagem P200

Fonte: adaptado de ANTT (2004)

O número ONU representa o número de série dado à substância de acordo com o Sistema

Globalmente Harmonizado de classificação de substâncias químicas da ONU. A Classe de

Risco 2.2 representa os gases não inflamáveis e não tóxicos. O Número de Risco, que diz

respeito à natureza e intensidade do risco da substância, para o CO2 denota que o gás é um

asfixiante simples e sem riscos subsidiários. As quantidades limitadas por veículo ou

embalagem interna são os valores de carga até os quais o transporte é isento de uma série de

restrições, tais como limitações de itinerário, estacionamento e locais de carga e descarga ou

necessidade de treinamento especial para o motorista. A Instrução para Embalagem P200

orienta o envase do gás em recipientes ou cilindros que apresentem conformidade às exigências

de construção, ensaio e enchimento aprovadas pela autoridade competente.

O transporte de gases liquefeitos refrigerados, contudo, apresenta perigos que vão além

daqueles intrínsecos à substância transportada. A ONU apresenta uma classe de risco específica

para o transporte de substâncias não tóxicas em condição liquefeita e sob refrigeração, a qual

dá o número 3158. A Resolução ANTT n°420/04, por sua vez, apresenta normas próprias para

tanques portáteis acoplados a caminhões dedicados a essa modalidade de transporte, que

incluem exigências de projeto, fabricação, inspeção e ensaio para aqueles, tal como disposições

gerais para seu uso. Nestas incluem-se instruções pertinentes à proteção e identificação da

carga, ao enchimento do tanque e ao tempo de espera real que deve ser adotado, definido como

o intervalo decorrido entre o estabelecimento da condição inicial de carregamento até a pressão

ter subido, em consequência da troca de calor, e à menor pressão fixada do dispositivo de

limitação de pressão.

O transporte do CO2 por meio de cilindros apresenta maior flexibilidade para a

distribuição do gás, comparado ao carregamento do gás liquefeito em caminhões e tanques,

porém o peso dos cilindros limita a capacidade de carga do veículo por viagem. Dessa forma,

o uso de cilindros é vantajoso do ponto de vista operacional para casos em que há múltiplos

pontos de entrega do gás. Entretanto, nesta seção do trabalho objetiva-se a análise do transporte

rodoviário do CO2 de fontes emissoras até um Hub, que é um ponto único de entrega e, por

conseguinte, é beneficiado com o carregamento da maior massa possível por viagem realizada.

Assim, apenas a modalidade de transporte do CO2 liquefeito em caminhões e tanques fará parte

do escopo da análise deste estudo.

2.3.2. Operações envolvidas

Como citado anteriormente, destilarias de etanol com baixa produção de CO2 e distantes

de um Hub de transporte por duto de CO2 apresentam um alto custo de transporte quando se

opta pelo modal dutoviário, desde o ponto de emissão e captura até o ponto de Hub (Silva et

al., 2018). Por conta disso, esse trabalho foca na utilização do modal rodoviário para realizar a

etapa de transporte do gás. O transporte rodoviário oferece certas vantagens em comparação a

outros modais como por exemplo flexibilidade, confiabilidade e adaptabilidade.

O transporte rodoviário por caminhão exige que o CO2 seja comprimido e liquefeito.

Tipicamente a pressão do dióxido de carbono é elevada até 20 kPa e sua temperatura resfriada

a aproximadamente -20 °C em um processo comum de liquefação (os parâmetros variam

conforme os equipamentos de armazenagem utilizados). Após a liquefação, o dióxido de

carbono é previamente armazenado em tanques criogênicos para depois ser transportado em

caminhões-tanque com revestimentos especiais até o local de armazenamento (Hub). No local

de armazenamento, o CO2 será bombeado até a pressão necessária e aquecido até a temperatura

desejada antes da injeção. As embarcações que manuseiam líquidos criogênicos, como o CO2

liquefeito, são projetadas para armazenamento e transporte de substâncias a temperaturas

abaixo de zero. Tanques que manipulam líquidos criogênicos possuem vasos de pressão de

paredes duplas. O espaço anular entre o vaso interno e o externo é preenchido com um material

que fornece isolamento e evacuado para o vácuo que mantém as perdas de evaporação mínimas.

Figura 7: Frota de caminhões para transporte de CO2 na China

Fonte: Wong, 2005

Um exemplo de projeto que optou pelo modal rodoviário para realizar o transporte de

CO2 é o caso das empresas chinesas Yanchang Petroleum e China National Coal Group

Corporation. O objetivo do mesmo era a produção de petroquímicos a partir do carvão

realizando a captura do CO2 residual e utilizando o mesmo em recuperação avançada de

petróleo (SHAANXI YANCHANG PETROLEUM GROUP, 2015). A Figura 8 exibe o

fluxograma do processo de compressão e liquefação do CO2 do projeto chinês, desde o fim da

etapa de captura até o carregamento do veículo de transporte.

Figura 8: Fluxograma da compressão e liquefação do CO2 na planta YULIN COAL

CHEMICAL

Fonte: adaptado de SHAANXI YANCHANG PETROLEUM GROUP (2015)

No processo apresentado pela figura anterior, o solvente que contém em grande parte o

CO2 advindo da etapa de captura é levado a uma unidade de separação. A fase líquida (solvente

pobre) retorna ao processo de captura enquanto que o CO2 gasoso segue para um trocador de

calor, onde é resfriado. Em seguida, o gás é comprimido, resfriado e liquefeito criogenicamente,

passando posteriormente por uma unidade de separação líquido-gás. O CO2 gasoso retorna à

captura e a fase líquida é bombeada a um tanque criogênico de armazenamento intermediário,

que finalmente abastece o veículo transportador.

Como antes destacado, para o caso do CO2 proveniente da fermentação etílica (caso que

esse trabalho analisa), devido ao fato de que a corrente gasosa possui elevada concentração de

dióxido de carbono (85% em base molar), a captura é mais simples, não demandando a

utilização de solvente como no processo chinês descrito. Etapas de compressão e separação são

feitas para eliminar água, que pode reagir com o CO2 formando ácido carbono, cujo caráter

corrosivo é prejudicial aos equipamentos de transporte e armazenamento (Merschmannn,

2014).

2.4. Recuperação Avançada de Petróleo (EOR)

A extração e recuperação de petróleo podem ser divididas em três fases: primária,

secundário e terciária. Durante a fase de recuperação primária, mecanismos naturais como, por

exemplo, a pressão natural do óleo e a expansão do gás natural, levam os hidrocarbonetos para

os poços de produção onde serão bombeados para a superfície. Com o passar do tempo, a

pressão do reservatório vai diminuindo até se tornar insuficiente para realizar a recuperação de

óleo apenas com os mecanismos naturais. Neste momento, inicia-se a fase secundária que pode

ser vista como um aprimoramento da primária, a partir da injeção de água ou gás natural (fluidos

imiscíveis), com o objetivo de aumentar a pressão e dar continuidade à extração de óleo. O

mecanismo chamado Recuperação Avançada de Petróleo (EOR) é um método terciário de

recuperação de petróleo. Seu objetivo é aumentar ainda mais a capacidade de extrair óleo com

a aplicação de diversas técnicas. Os mecanismos de recuperação secundária de injeção de água

e gás natural são usados para empurrar o óleo através do poço, enquanto que EOR aplica vapor

ou gás para alterar a composição do reservatório. Além disso, a recuperação avançada de

petróleo altera as propriedades dos hidrocarbonetos presentes no poço, tornando-se uma técnica

bem diferenciada em comparação às anteriores. O método terciário citado é empregado em

campos que possuem falhas, óleo pesado e baixa permeabilidade (Matte, 2011).

A utilização de gás carbônico para a Recuperação Avançada de Petróleo (CO₂-EOR) é

amplamente aplicada na América do Norte (Basile, 2015). O mecanismo consiste na injeção de

CO2 em campos de petróleo parcialmente esgotados para auxiliar na saída de óleo de dentro do

poço (Basile, 2015). Com isso, é possível armazenar cerca de 75 milhões de toneladas de

dióxido de carbono provenientes de projetos de captura e armazenamento de carbono. A partir

desse processo, o CO2 é residualmente preso e permanentemente armazenado, o que contribui

para mitigar as emissões do gás. Existem dois métodos principais para EOR usando CO2: o

primeiro utiliza apenas CO2, enquanto o outro processo conta com a injeção de CO2 e água,

tendo assim, um tempo mais rápido de retorno de óleo em comparação ao primeiro (Afzali et

al., 2018).

Devido ao fato de que, em razão dessa técnica, uma quantidade maior de óleo é extraída,

um valor econômico é atrelado ao CO2, o que compensa alguns dos custos de sequestro e

transporte do gás (Merschmann et al., 2016). Um relatório publicado, em 2010, pelo

Departamento de Energia e Mudança Climática do Reino Unido constatou que “A combinação

de recuperação avançada de petróleo (CO2-EOR) e armazenamento permanente de CO2 em

reservatórios de petróleo tem o potencial de fornecer uma solução crítica a curto prazo para

reduzir emissões de gases de efeito estufa (GHG)”. Além disso, um estudo da Universidade de

Durham estimou que o CO2 capturado através de CCS e usado para EOR poderia levar a uma

extração de uma quantidade de petróleo do Mar do Norte equivalente a £ 150 bilhões de euros,

que não seriam extraídos sem a técnica (Gluyas, 2010).

Figura 9: Fluxograma CO2-EOR

Fonte: Global CCS Institue14

De acordo com o Departamento de Energia dos EUA, existem três técnicas principais

para EOR: recuperação térmica, injeção de gás e injeção de produtos químicos (DOE, 2010). A

recuperação térmica envolve a diminuição da viscosidade do óleo pesado por meio da

introdução de calor, geralmente como vapor, melhorando sua capacidade de fluir através do

reservatório. A injeção química pode envolver o uso de moléculas de cadeia longa chamadas

polímeros, para aumentar a eficácia das inundações de água, ou o uso de surfactantes

semelhantes a detergentes, para ajudar a diminuir a tensão superficial que frequentemente

impede que as gotículas de óleo se movam através de um reservatório. Por último, a injeção de

gás, que utiliza gases como gás natural, nitrogênio ou CO2 se aproveita da expansão dos

mesmos dentro de um reservatório para levar o óleo adicional a um poço de produção, ou de

outros gases, que se dissolvem no óleo, para diminuir sua viscosidade e melhorar sua taxa de

fluxo.

Como pode-se observar na Figura 9, o fluxo de CO2 é representado pela cor amarela. O

gás passa pelo processo de captura (CO2 capture) e é transportado até o poço para então ser

injetado. Como dito anteriormente, o CO2 expande dentro do reservatório levando uma

quantidade de óleo adicional para a superfície. Na Figura 9 pode-se perceber que o dióxido de

carbono penetra na zona miscível (Miscible zone) para então contribuir na retirada de óleo.

Como parte do CO2 retorna a superfície junto do óleo, existe uma etapa de separação (CO2

separation) para reinjetar o dióxido de carbono residual que retornou à superfície. O fluxo de

óleo é representado pela cor alaranjada.

Um exemplo de projeto CO2-EOR é a Weyburn-Midale no Canadá. Em 2000, o campo

petrolífero, em Saskatchewan, que anteriormente produzia em média 8.000 barris de petróleo

por dia, começou a utilizar EOR como mecanismo de extração de petróleo (Gao et al., 2016).

Estima-se que o projeto irá armazenar cerca de 20 milhões de toneladas de CO2 e prolongar a

vida útil do campo em mais de duas décadas (Whittaker, 2010). Pode-se perceber, a partir da

Figura 10, como a utilização do mecanismo discutido pode aumentar a produção de óleo que

estava em queda assim como a vida útil do campo.

Figura 10: Impacto da utilização de EOR-CO2 no campo de Weyburn

Fonte: PTRC WeyBurn-Midale15

Após a descrição dos principais componentes da cadeia tecnológica associado ao estudo de

caso aqui desenvolvido (CCS-EOR), o próximo capítulo apresenta a metodologia do trabalho,

que se concentra na etapa de liquefação do CO2, para transporte no modal rodoviário.

15 Disponível em: <www.ptrc.ca>. Acesso em: 5 ago. 2018.

3. Metodologia

3.1. Procedimento Metodológico

Como a opção pelo modal rodoviário neste estudo tem como foco as destilarias de menor

porte, onde o investimento em carbodutos não é economicamente viável, o procedimento

metodológico foi desenvolvido almejando atender as mesmas. No espectro das destilarias de

etanol do centro-sul do Brasil, a massa anual de CO2 produzida varia de aproximadamente 3.000

a 270.000 toneladas do gás advindas apenas do processo de fermentação (Silva et al., 2018).

A partir disso, convencionou-se uma escala base de até 50.000 toneladas anuais de CO2

de fermentação como valor representativo das pequenas destilarias resultando num total de 110,

dentre as 236 destilarias dentro da condição imposta.

Figura 11: Distribuição das destilarias no Centro-Sul brasileiro

Fonte: Silva et al., 2018

Devido ao fato de que a vazão de CO2 varia ao longo do ano por conta da sazonalidade

atrelada à lavoura de cana-de-açúcar (produção de etanol sazonal), todos os equipamentos do

projeto em questão foram dimensionados de maneira a atender o pico anual de produção. Dessa

forma, a vazão mássica horária de CO2 da planta, expressa em kg/h, foi calculada com base no

mês do ano em que há o pico da produção de etanol nas destilarias do centro-sul brasileiro

(UNICA, 2018), a partir da Equação 3.1. Isto é, o sistema será dimensionado para este pico de

produção.

𝑄 =𝑃. 𝑃𝑀𝑃. 103

31.24 Equação 3.1

Onde: Q = Vazão horária de CO2 na planta (kg/h)

P = Produção anual de CO2 fermentativo na destilaria (t/ano)

PMP = Parcela do mês de pico na produção anual de CO2 (%)

A partir do Relatório final da safra (UNICA, 2018), pode-se calcular a vazão de CO2 e

quando ocorreu o pico de produção de etanol da última safra analisada (2017/2018).

A respeito da liquefação, Alabdulkarem, Hwang & Radermacher (2012) e ØI et al. (2016)

indicaram que um ciclo fechado simples utilizando amônia como refrigerante seria a opção

mais eficiente para liquefazer CO2. Assim, o caso base escolhido para este trabalho foi a

simulação de um ciclo baseado em refrigeração externa usando também amônia como

refrigerante. No entanto, além do Caso Base, outros cinco casos foram simulados. No Caso

Alternativo I um ciclo de refrigeração a mais é adicionado em série; o Caso Alternativo II

representa a tentativa de realizar um pré-resfriamento, dividindo o processo de compressão em

duas etapas; já no Caso Alternativo III desenvolve-se um clico de refrigeração com

cascateamento. O Caso Alternativo IV, em comparação com o Caso Base, modifica apenas a

escolha do refrigerante; e, por fim, o Caso Alternativo V testa a utilização de dois refrigerantes

diferentes em um ciclo com cascateamento.

A análise técnico-econômica dos processos de compressão e liquefação do CO2 foi

realizada por meio de simulações no software Aspen HYSYS (ASPENTECH, 2006). O trem

de compressão do CO2 para todos os casos foi dimensionado utilizando o pacote termodinâmico

Peng-Robinson. A escolha da equação de estado se deve ao fato de a mesma ser comumente

encontrada na literatura (Alabdulkarem, Hwang & Radermacher, 2012 e ØI et al. ,2016).

A corrente de entrada de CO2 foi considerada pura, assumindo que o gás já fora

previamente desidratado, antes de entrar no ciclo de liquefação aqui dimensionado. A pressão

na entrada é a atmosférica, e a pressão na saída corresponde a 23 MPa, que está um pouco

abaixo da pressão máxima de operação dos tanques de estocagem e transporte do CO2 liquefeito

(Nitrotec, 2018). A compressão foi feita em quatro estágios com resfriamento intermediário

para evitar o superaquecimento do gás, que pode danificar o compressor, além de aproximar o

processo de uma isoterma o que reduz o trabalho resultante. O fluxograma do processo de

compressão está ilustrado na Figura 11. Os parâmetros de entrada para a simulação da

compressão do CO2 e as variáveis de processo em cada estágio encontram-se na Tabela 3.1 e

na Tabela 3.2, respectivamente. A equação de estado escolhida é descrita pelas seguintes

equações:

𝑝 = 𝑅𝑇

𝑉𝑚 − 𝑏−

𝑎 𝛼

𝑉𝑚2 + 2𝑏𝑉𝑚 − 𝑏2

Equação 3.2.1

𝑎 =0.45724 𝑅2 𝑇𝐶

𝑝𝑐

Equação 3.2.2

𝑏 =0.07780 𝑅 𝑇𝐶

𝑝𝑐

Equação 3.2.3

𝛼 = (1 + (0.37464 + 1.54226 𝜔 + 0.26992 𝜔2)(1 − 𝑇𝑟0.5))

Equação 3.2.4

𝑇𝑟 =𝑇

𝑇𝑐

Equação 3.2.5

𝜔 = −𝑙𝑜𝑔10(𝑝𝑟𝑠𝑎𝑡) − 1, 𝑐𝑜𝑚 𝑇𝑟 = 0.7 Equação 3.2.6

Onde: p = Pressão [Pa]

ω = Fator acêntrico das espécies

R = Constante universal dos gases perfeitos [kJ/(kmol.K)]]

Z = Fator de compressibilidade

Vm = Volume molar [m3/mol]

T = Temperatura [K]

Pc = Pressão crítica [Pa]

Tc = Temperatura crítica [K]

Tr = Temperatura reduzida

Pr = Pressão reduzida

A constante b está relacionada ao tamanho das esferas duras e o parâmetro a pode ser

considerado como uma medida da força de atração intermolecular. Ambos são calculados de

acordo com o estado crítico da substância em questão (Peng; Robinson, 1975).

Figura 12: Trem de compressão do CO216

Tabela 3.1: Parâmetros de entrada para o caso base.

Vazão (kg/h) 10409

Temperatura de entrada (°C) 40

Razão de compressão 2,2

Pressão inicial (kPa) 101,3

Pressão final (kPa) 2303,8

Eficiência isentrópica do compressor (%) 75

Perdas de carga nos trocadores de calor (kPa) 5,0

16 Legenda: C – Carbono; Ref – Refrigerante; W – Água; In – Entrada; Out – Saída; K – Compressor; E –

Trocador de Calor.

Tabela 3.2: Variáveis de processo em cada estágio de compressão.

Estágio T entrada (°C) T saída (°C) P entrada (kPa) P saída (kPa)

1 40,0 114,8 101,3 222,9

2 40,0 115,0 217,9 479,3

3 40,0 116,4 474,3 1054,4

4 40,0 116,1 1049,4 2303,8

A demanda energética para compressão do CO2 em cada estágio também foi calculada a

partir da Equação 3.3, proveniente de Mccollum & Ogden (2006). Os resultados obtidos para a

demanda energética total do processo foram comparados com os encontrados na simulação

realizada no HYSIS, para fins de validação do modelo.

𝑊𝑠,𝑖 = (1000

24 ∗ 3600) ∗ (

𝑚 ∗ 𝑍𝑠 ∗ 𝑅 ∗ 𝑇𝑖𝑛

𝑀 ∗ 𝜂𝑖𝑠) ∗ (

𝑘𝑠

𝑘𝑠 − 1) ∗ [(𝐶𝑅)

𝑘𝑠𝑘𝑠−1 − 1] Equação 3.3

Onde: Ws,i = Potência no estágio de compressão i [kW]

m = Fluxo mássico de CO2 [t/dia]

Zs = Compressibilidade média do CO2 para cada estágio

R = Constante universal dos gases [kJ/(kmol.K)]

Tin = Temperatura de entrada do CO2 no compressor [K]

M = Massa molar do CO2 [kg/kmol]

ηis =Eficiência isentrópica do compressor

ks = (Cp/Cv) = razão média dos calores específicos do CO2 em cada estágio

CR = Razão de compressão entre os estágios

Os custos de investimento para os compressores foram calculados a partir da Equação 3.4

e da Equação 3.5, originárias de MCCOLLUM & OGDEN (2006) E WOODHILL

ENGINEERING CONSULTANTS (2002), respectivamente.

𝐶𝑐𝑜𝑚𝑝 = 𝑚 ∗ [(0,13 ∗ 106) ∗ 𝑚−0,71 + (1,40 ∗ 106) ∗ 𝑚−0,60𝑙𝑛 (𝑃𝑓

𝑃𝑖) ] Equação 3.4

𝐶𝑐𝑜𝑚𝑝 = 106 ∗ (5,590 + 0,509 ∗ 𝑊𝑐𝑜𝑚𝑝 − 0,006 ∗ 𝑊𝑐𝑜𝑚𝑝2) Equação 3.5

Onde: Ccomp = Custo de investimento nos compressores [US$]

Pf = Pressão de saída do CO2 [Pa]

Pi = Pressão de entrada do CO2 [Pa]

Wcomp = Potência requerida pelo trem de compressão [MW]

Ao custo dos equipamentos foi adicionado um fator de contingência de 20% para

determinação do CAPEX (ØI et al., 2016). Os custos de operação e manutenção fixos foram

definidos como 4% do CAPEX, e para o custo de operação variável foi considerado o consumo

de energia elétrica na operação dos compressores (MCCOLLUM & OGDEN, 2006).

Dando continuidade à descrição da metodologia do Caso Base, inicialmente o ciclo

projetado foi considerado como ideal, isto é, perdas de carga foram desconsideradas assim

como não se atentou para tomadas de decisão com foco na segurança, como, por exemplo, evitar

entrada de parte líquida no compressor. Chamou-se essa versão de “Caso Base ideal”. O

refrigerante passa por um estágio único de compressão para então ser condensado, expandido

e por fim, evaporado enquanto refrigera o gás carbônico. O fluxograma do sistema simulado

encontra-se na Figura 12. A Tabela 3.4 apresenta as variáveis de processo das correntes

presentes no ciclo de liquefação.

Figura 13: Fluxograma de liquefação do Caso Base17

Tabela 3.4: Variáveis de processo das correntes no Caso Base Ideal.

Corrente Ref1 Ref2 Ref3 Ref4 C9 C10 WRef1in WRef1out

Temperatura (°C) -22,0 181,2 36,0 -22,0 40,0 -20,0 25,0 34,0

Pressão (kPa) 171,3 1380,0 1380,0 171,3 2304,0 2299,0 300,0 300,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,20 1,00 0,00 0,00 0,00

Neste caso, a temperatura de saída do CO2 (C10) foi escolhida com base na temperatura

de líquido saturado obtida pelo HYSYS, dada a pressão já escolhida. Observa-se que à pressão

de 23 bar, para que o dióxido de carbono esteja completamente na fase líquida, o mesmo deve

estar a uma temperatura de -14 ºC (temperatura de saturação). Portanto, para garantir uma

Trocador de Calor; VLV – Válvula de expansão.

margem de segurança optou-se por resfriar o gás até a temperatura de -20 ºC. Após isso,

estabeleceu-se que a temperatura da Amônia no ponto Ref1 é de -22 ºC, ou seja, um pouco

inferior ao do CO2 e seu estado foi definido como vapor saturado para que não entre líquido no

compressor. A amônia é então comprimida até uma pressão em que, posteriormente, no

condensador, seja possível utilizar uma quantidade aceitável de água a temperatura ambiente

para condensar a mesma. Dessa forma, ao se optar por levar a amônia no estágio Ref3 até o

estado de líquido saturado, a pressão do refrigerante foi escolhida, como 1380 kPa (após a

compressão). Para a água de resfriamento, a pressão de entrada escolhida foi 300 kPa, visto que

se assumiu que a mesma foi bombeada, a temperatura de entrada foi de 25ºC, ou seja,

temperatura ambiente, e a temperatura de saída foi estabelecida como 2ºC a menos que a

temperatura do estado Ref3. Com isso, todos os dados de entrada para o caso base sem perda

de carga são informados e o ciclo ideal está finalizado.

Após a apresentação do “Caso Base Ideal”, pode-se desenvolver a metodologia do

“Caso Base Real”, o qual contabiliza as perdas de carga, além de incluir medidas de segurança.

O fluxograma permanece o mesmo neste caso, mas a Tabela 3.5 apresenta as novas variáveis

de processo das correntes do “Ciclo Base Real”. A temperatura de saída da amônia permanece

a mesma, porém para evitar a entrada de amônia líquida no compressor, a pressão desse estágio

foi estabelecida como 160 kPa (um pouco abaixo da pressão de saturação). Além disso, o ponto

Ref3 não foi novamente estabelecido por meio do estado de saturação. Para evitar que exista

parte gasosa nesse ponto optou-se por resfriar o mesmo até uma temperatura menor que a de

saturação, formando-se, assim, liquido sub-resfriado.

Tabela 3.5: Variáveis de processo das correntes no Caso Base Real.

Temperatura (°C) -22,0 188,9 33,0 -22,0 40,0 -20,0 25,0 31,0

Pressão (kPa) 160,0 1380 1375,0 171,3 2304,0 2299,0 300,0 295,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,20 1,00 0,00 0,00 0,00

O cálculo dos custos de investimento foi efetuado com auxílio da calculadora de custos

online da McGrawHill (MCGRAWHILL, 2002) e o dimensionamento dos equipamentos foi

determinado pela simulação. Para os casos em que o software HYSYS não computou

diretamente o parâmetro que deve ser inserido na calculadora, foram aplicados valores

heurísticos para determinação das variáveis demandadas (SUPPES; WALAS, 2002). A Tabela

3.6 exibe os heurísticos de processo utilizados para o dimensionamento dos equipamentos.

Tabela 3.6: Heurísticos aplicados para modelação

Equipamento Heurístico aplicado (U) Parâmetro demandado

Trocador de calor 50 [BTU/(h.ft².°F)] Área [m²]

Condensador 150 [BTU/(h.ft².°F)] Área [m²]

3.2. Cenários Alternativos

3.2.1. Caso alternativo I (Dois ciclos NH3)

Para o primeiro caso alternativo, ao invés de se utilizar apenas um ciclo, optou-se por

realizar o resfriamento em duas etapas. A primeira resfria o CO2 até o estado de vapor saturado,

ou seja, responsável pela parte de calor sensível, enquanto a segunda até o objetivo que é uma

temperatura de -20ºC (efetivamente liquefazendo o dióxido de carbono). O fluxograma do

sistema simulado encontra-se na Figura 13. A Tabela 3.7 e a Tabela 3.8 apresentam as variáveis

de processo das correntes presentes no ciclo de liquefação. Os dados de entrada foram

escolhidos com base nas mesmas assunções do caso anterior. O objetivo dessa mudança foi

buscar um ciclo que diminuísse o consumo de água de refrigeração e de energia utilizada pelos

compressores.

Figura 14: Fluxograma do Caso Alternativo I18

Tabela 3.7: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo I (parte 1).

Temperatura (°C) -16,3 167,2 35,9 -16,3 40,0 -14,3 25,0 31,0

Pressão (kPa) 210,0 1380,0 1375,0 220,0 2304,0 2299,0 300,0 295,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,19 1,00 1,00 0,00 0,00

Tabela 3.8: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo I (parte 2).

Corrente Ref1b Ref2b Ref3b Ref4b C11 WRefInb WRefOutb

Temperatura (°C) -22,0 188,9 33,0 -22,8 -20,0 25,0 31,0

Pressão (kPa) 160,0 1380,0 1375,0 165,0 2294,0 300,0 295,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,20 0,00 0,00 0,00

3.2.2. Caso alternativo II (Pré-resfriamento)

No segundo caso alternativo, a compressão e a expansão do refrigerante foram efetuadas

em dois estágios de maneira a reduzir o consumo energético total da operação, realizando um

Trocador de Calor; VLV – Válvula de expansão.

pré-resfriamento. A fase vapor resultante da expansão foi reciclada ao ponto imediatamente

anterior à compressão, de maneira a reduzir a temperatura na entrada da compressão e, por

conseguinte, o consumo energético da operação. O fluxograma do sistema simulado encontra-

se na Figura 14. As Tabelas 3.9 e 3.10 apresentam as variáveis de processo das correntes

presentes no ciclo de liquefação.

Figura 15: Fluxograma do Caso Alternativo II19

Tabela 3.9: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo II.

Corrente Ref1 Ref2 Ref3 Ref4 Ref5 Ref6 Ref7 Ref8 Ref9 Ref10 Ref11

Temperatura

-22,0 -22,1 68,6 40,0 35,3 155,5 33,0 1,0 1,0 -22,2 -22,2

Pressão (kPa) 160,0 160,0 445,0 440,0 440,0 1380,0 1375,0 440,0 440,0 170,0 170,0

Fração vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,12 0,00 0,08 0,00

19 Legenda: C – Carbono, Ref – Refrigerante, W – Água, In – Entrada, Out – Saída, K – Compressor, E –

Trocador de Calor, VLV – Válvula de expansão, V – Separador; MIX – Misturador de correntes.

Tabela 3.10: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo II (continuação).

Corrente Ref1b Ref4b C9 C10 WRefIn1 WRefOut1 WRefIn2 WRefOut2

Temperatura

-22,8 1,0 40,0 -22,0 25,0 38,0 25,0 31,0

Pressão (kPa) 165,0 440,0 2304,0 2299,0 300,0 295,0 300,0 295,0

Fração vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

3.2.3. Caso alternativo III (Cascateamento NH3 + NH3)

Para o terceiro caso alternativo, optou-se por desenvolver um ciclo de refrigeração com

cascateamento, utilizando a amônia como refrigerante no ciclo de cima e no de baixo. O

objetivo mais uma vez é reduzir o consumo de água para condensar a amônia e reduzir o

consumo energético dos compressores. Existem certas aplicações em que, devido à necessidade

de atingir temperaturas moderadamente baixas a partir de intervalos de temperatura grandes, a

aplicação de apenas um único ciclo de refrigeração por compressão de vapor pode não ser

adequada. Grandes intervalos de temperaturas estão associados à grandes intervalos de pressão

o que resulta em um mal desempenho por parte dos compressores. Para lidar com situações

como essa, pode-se executar o processo de refrigeração em estágios, acoplando ciclos de

refrigeração que operam em série. A ideia é que o evaporador de um ciclo funcione como o

condensador do outro e a partir dessas mudanças é possível reduzir o trabalho total necessário

em comparação à opção de ciclo simples. Tais ciclos de refrigeração são chamados de ciclos de

refrigeração em cascata. Visto que no caso estudado estamos lidando com temperaturas

consideravelmente baixas e intervalos grandes, a tentativa de utilizar um ciclo de refrigeração

com cascateamento é justificada. O Fluxograma de processos para esse caso pode ser observado

na Figura 15 e as variáveis de todas as etapas estão na tabela 3.11 e na 3.12.

Figura 16: Fluxograma do Caso Alternativo III20

Tabela 3.11: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo III – Ciclo de Baixo

Corrente Ref1 Ref2 Ref3 Ref4 C9 C10

Temperatura (°C) -22,0 94,8 8,0 -22,8 40,0 -20,0

Pressão (kPa) 160,0 578,6 573,6 165,0 2304,0 2299,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,10 1,00 0,00

Trocador de Calor, VLV – Válvula de expansão

Tabela 3.12: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo III – Ciclo de Cima

Corrente RefCascata1 RefCascata2 RefCascata3 RefCascata4 WRefIn1 WRefOut1

Temperatura

6,0 100,4 33,0 5,8 25,0 31,0

Pressão (kPa) 520,0 1380,0 1375,0 525,0 300,0 250,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,10 1,00 0,00

Os dados de entrada do estado Ref1 são iguais aos do caso base pelo mesmo motivo.

Visto que a amônia não é mais resfriada por água no ciclo de baixo, pode-se refrigerar o estado

Ref3 até uma temperatura mais baixa que 33ºC. A partir de diversos testes realizados optou-se

por escolher a temperatura de 8ºC. Como o ponto Ref3 agora possui uma temperatura mais

baixa que antes, não existe mais a necessidade de se comprimir tanto o estado Ref1 o que traz

um grande benefício, a temperatura da amônia no ponto Ref2 torna-se menos elevada (o que

pode ser um problema caso essa alcance valores altos). Dando continuidade, a temperatura do

estado RefCascata1 foi estabelecida como 2ºC inferior à temperatura do Ref3 e sua pressão foi

escolhida como um pouco abaixo da pressão de saturação para evitar entrada de fase líquida no

compressor. Por fim, os últimos parâmetros de entrada foram definidos da mesma forma que

no caso base. A temperatura do RefCascata3 foi estabelecida como 33 ºC por conta da limitação

de se utilizar água e a pressão do RefCascata2 foi escolhida como 1380 KPa.

3.2.4. Caso Alternativo IV (Propano)

O Caso Alternativo IV simula a utilização de um refrigerante diferente da amônia para

refrigerar o CO2. É comum encontrar na literatura diversos ciclos de refrigeração que utilizam

o propano como fluido refrigerante como por exemplo os estudos feitos por Alabdulkarem et

al. (2011) e Mortazavi et al. (2014) a respeito da utilização de propano em plantas de Gás

Natural Liquefeito (GNL). Desta forma, o propano foi escolhido como uma alternativa à

amônia, para ser avaliado. O Caso Alternativo IV tem a mesma estrutura do Caso Base, a

diferença se dá no refrigerante e, portanto, nas variáveis de processo das correntes. O

procedimento para projetar o ciclo em questão foi o mesmo adotado no Caso Base. Inicialmente,

desenvolveu-se um “Ciclo Alternativo IV Ideal”, assumindo os estados de saturação e,

posteriormente, elaborou-se a simulação do caso real. A Tabela 3.13 apresenta as variáveis de

processo das correntes presentes no ciclo de liquefação.

Figura 17: Fluxograma do Caso Alternativo IV21

Tabela 3.13: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo IV Ideal.

Temperatura (°C) -22,0 54,3 34,3 -22,0 40,0 -20,0 25,0 32,3

Pressão (kPa) 227,1 1200,0 1200,0 227,1 2304,0 2299,0 300,0 300,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,36 1,00 0,00 0,00 0,00

A partir do “Caso Alternativo IV Ideal”, pode-se desenvolver a metodologia para o Caso

Alternativo IV Real, o qual contabiliza as perdas de carga além de incluir medidas de segurança.

O fluxograma permanece o mesmo e a Tabela 3.14 apresenta as novas variáveis de processo

das correntes do ciclo base real. A temperatura de saída do propano permanece a mesma, porém

para evitar a entrada de propano líquido no compressor, a pressão desse estágio foi estabelecida

como 220 kPa (um pouco abaixo da pressão de saturação). Além disso, o ponto Ref3 não foi

novamente estabelecido por meio do estado de saturação. A fim de preservar que exista parte

gasosa nesse ponto, optou-se por resfriar o mesmo até uma temperatura menor que a de

saturação (sub-resfriamento).

Tabela 3.14: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo IV Real.

Temperatura (°C) -22,0 55,6 32,0 -22,3 40,0 -20,0 25,0 32,3

Pressão (kPa) 220,0 1200,0 1195,0 225,0 2304,0 2299,0 300,0 300,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,35 1,00 0,00 0,00 0,00

3.2.5. Caso Alternativo V (Cascateamento Propano + NH3)

Por fim, o Caso Alternativo V foi projetado como um ciclo de refrigeração com

cascateamento onde o ciclo de baixo funciona utilizando Propano como fluido refrigerante e o

de cima amônia. Inicialmente, como já feito anteriormente, um ciclo ideal foi montado. O

estado Ref1 foi estabelecido como vapor saturado e sua temperatura foi escolhida como 2ºC a

menos que a temperatura de saída do CO2 (C10). A pressão para o ponto Ref2 foi escolhida

como 600 kPa. O Ref3 foi estabelecido como líquido saturado. Partindo para o ciclo de cima,

baseado em amônia, a temperatura do ponto RefCascata1 foi escolhida como 2ºC a menos que

a temperatura do ponto Ref3. Optou-se, então, por escolher a pressão do ponto RefCascata2

como 1380 kPa, para evitar que a amônia saísse do compressor com uma temperatura muito

alta. O estado RefCascata3 foi estabelecido como líquido saturado. A Tabela 3.15 apresenta as

variáveis de processo das correntes presentes no ciclo de liquefação do Caso Alternativo V

Ideal.

Figura 18: Fluxograma do Caso Alternativo V22

Tabela 3.15: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo V – Ciclo de Baixo

Temperatura (°C) -22,0 21,4 8,0 -22,8 40,0 -20,0

Pressão (kPa) 227,1 600,0 600,0 227,1 2304,0 2299,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,18 1,00 0,00

Tabela 3.16: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo V – Ciclo de Cima

Temperatura

6,0 98,7 36,0 6,0 25,0 34,0

Pressão (kPa) 528,4 1380,0 1380,0 528,4 300,0 300,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,12 0,00 0,00

A partir do Caso Alternativo V Ideal, desenvolveu-se a metodologia para o ciclo real. O

fluxograma permanece o mesmo e as Tabelas 3.17 e 3.18 apresentam as novas variáveis de

processo das correntes do ciclo real. A temperatura de saída do propano permanece a mesma,

porém, para evitar a entrada de propano líquido no compressor, a pressão desse estágio foi

estabelecida como 220 kPa (um pouco abaixo da pressão de saturação). Além disso, o ponto

Ref3 não foi novamente estabelecido por meio do estado de saturação. Para evitar que exista

parte gasosa nesse ponto optou-se por resfriar o mesmo até uma temperatura menor que a de

saturação.

Tabela 3.17: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo V – Ciclo de Baixo

Temperatura (°C) -22,0 22,8 6,0 -22,3 40,0 -20,0

Pressão (kPa) 220,0 600,0 595,0 225,0 2304,0 2299,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,17 1,00 0,00

Tabela 3.18: Variáveis de processo das correntes no Caso Alternativo V – Ciclo de Cima

Temperatura

4,0 105,1 34,0 3,9 25,0 32,0

Pressão (kPa) 485,0 1380,0 1375,0 490,0 300,0 295,0

Fração vapor 1,00 1,00 0,00 0,12 0,00 0,00

Após a definição dos casos de análise, da metodologia utilizada e da apresentação dos

fluxogramas de cada processo, o próximo capítulo exibirá os resultados obtidos por cada

alternativa aqui proposta. Assim, a estimativa da produção de CO2 associada à produção de

etanol, os resultados das simulações feitas no HYSYS e das equações utilizadas serão

mostrados no próximo capítulo.

4. Resultados

Primeiramente, a partir dos dados coletados do relatório de fim de safra, calcularam-se

os valores quinzenais de produção de etanol no Centro-Sul brasileiro, ao longo da safra mais

recente (2017/2018).

Tabela 4.1: Produção de etanol no Centro-Sul

Quinzena Etanol (m3) Parcela da quinzena

16/abr 707.217 2,71%

01/mai 936.400 3,59%

16/mai 1.487.394 5,70%

01/jun 1.205.550 4,62%

16/jun 1.510.902 5,79%

01/jul 1.801.522 6,90%

16/jul 1.893.238 7,25%

01/ago 2.088.751 8,00%

16/ago 1.955.367 7,49%

01/set 1.785.238 6,84%

16/set 2.112.228 8,09%

01/out 2.037.235 7,80%

16/out 1.584.665 6,07%

01/nov 1.576.227 6,04%

16/nov 1.070.236 4,10%

01/dez 802.190 3,07%

16/dez 499.630 1,91%

01/jan 189.393 0,73%

16/jan 42.333 0,16%

01/fev 67.461 0,26%

16/fev 70.013 0,27%

01/mar 75.176 0,29%

16/mar 185.286 0,71%

01/abr 426.366 1,63%

Fonte: Elaboração própria com base em UNICA, 2018

Posteriormente, obteve-se o quanto cada mês da safra representou no total de produção

com o objetivo de calcular a parcela do mês de pico na produção anual de CO2 (PMP).

Tabela 4.2: Representatividade mensal na produção de etanol

Mês Parcela do mês (%)

Janeiro 0,89

Fevereiro 0,53

Março 1,00

Abril 4,34

Maio 9,28

Junho 10,40

Julho 14,15

Agosto 15,45

Setembro 14,93

Outubro 13,87

Novembro 10,14

Dezembro 4,99

Com o cálculo do PMP, obteve-se o valor da vazão de CO2 no caso estudado por meio da

Equação 3.1. O resultado encontrado equivaleu a 10.409,11 kg/h. Esse valor passou a constituir

o dado de entrada inicial para a simulação dos ciclos de refrigeração apresentados na

metodologia – isto é, os sistemas de liquefação foram dimensionados para esta condição.

Após a etapa inicial referente ao cálculo da vazão, dividiram-se os resultados em duas

partes. A primeira, referente ao estágio de compressão, que é comum a todas as simulações; e

a segunda, referente aos ciclos de refrigeração simulados.

4.1. Compressão

Os resultados da etapa de compressão do CO2 encontram-se na Tabela 4.3. O presente

trabalho analisou uma destilaria típica de capacidade produtiva de 50.000 t/ano.

Tabela 4.3: Compressão do CO2

Potência do compressor (kW) Consumo de água de refrigeração (m3/h)

K-100 194,7 12,71

K-101 193,6 12,88

K-102 193,9 13,45

K-103 185,6 14,23

A demanda energética para compressão do CO2 em cada estágio também foi calculada a

partir da Equação 3.3, proveniente de Mccollum & Ogden (2006), para fins de validação do

modelo. Pode-se observar a comparação entre os dados de saída do HYSYS e da equação por

meio da Tabela 4.4.

Tabela 4.4: Validação do modelo (kW)

Resultados no

simulador

Resultados conforme

Mccollum & Ogden

Desvio

percentual (%)

K-100 194,7 193,0 0,9

K-101 193,6 192,2 0,7

K-102 193,9 190,5 1,8

K-103 185,6 186,7 0,6

Após a simulação do modelo criado no HYSYS, estimaram-se os custos de investimento,

operação e manutenção da compressão de CO2, a partir das Equações 3.4 e 3.5, cujos resultados

estão apresentados na Tabela 4.5.

Tabela 4.5: Custos no processo de compressão de CO2

Custo de investimento (US$) 9.970.355,86

Custo de operação e manutenção fixo (US$/ano) 398.814,23

Custo de operação variável (US$/tCO2) 7,43

4.2. Ciclos de Refrigeração

Os resultados obtidos a partir do HYSYS para os diversos casos simulados encontram-se

na Tabela 4.5. A Figura 18 e a Figura 19 apresentam graficamente os dados tabelados.

Tabela 4.5: Resultados obtidos pelos modelos

Potência dos

Compressores (kW)

Consumo de Água

(m3/h)

Número de

Compressores

Número de

Trocadores de Calor

Caso Base 407,7 197,2 1 2

Caso Alternativo I 397,7 195,8 2 4

Caso Alternativo II 383,1 191,7 2 3

Caso Alternativo III 394,5 195,3 2 3

Caso Alternativo IV 406,0 236,3 1 2

Caso Alternativo V 397,9 167,8 2 3

Figura 19: Potência dos compressores para cada caso simulado

Caso Base CasoAlternativo I

CasoAlternativo II

CasoAlternativo III

CasoAlternativo IV

CasoAlternativo V

Figura 20: Consumo de água para cada caso simulado

Visto que o caso que apresentou a menor demanda por potência dos compressores foi o

Caso Alternativo II (383,1 kW) e o que mostrou ser mais eficiente no consumo de água foi o

Caso Alternativo V (167,8 m3/h), construiu-se um gráfico contendo apenas os dois para facilitar

a visualização.

CasoAlternativo II

CasoAlternativo III

CasoAlternativo IV

CasoAlternativo V

Caso Alternativo II Caso Alternativo V

Demanda Energética (kW) Consumo de Água (m3/h)

A partir das simulações realizadas com o HYSYS, obtiveram-se os dados de entrada da

calculadora da MCGRAWHILL, a fim de estimar os custos de investimento de cada caso. Os

resultados estão apresentados na Tabela 4.6 e nas Figuras 20 e 21.

Tabela 4.6: Custo de investimento variando o material do compressor

CAPEX (US$) – Aço Inoxidável CAPEX (US$) – Aço Carbono

Caso Base 950.657,02

402.205,42

Caso Alternativo I 1.001.260,42

444.035,37

Caso Alternativo II 982.740,75

426.057,93

Caso Alternativo III 993.082,68

435.409,48

Caso Alternativo IV 962.342,40

416.048,56

Caso Alternativo V 980.195,67

418.577,82

Figura 21: Comparação entre os custos de investimento optando por Aço Inoxidável

920.000,00

930.000,00

940.000,00

950.000,00

960.000,00

970.000,00

980.000,00

990.000,00

1.000.000,00

1.010.000,00

CasoAlternativo II

CasoAlternativo III

CasoAlternativo IV

CasoAlternativo V

CAPEX (US$) - Aço Inoxidável

Figura 22: Comparação entre os custos de investimento optando por Aço Carbono

5. Conclusão

A partir dos resultados obtidos, pode-se perceber o impacto que a etapa de

compressão possui sobre os custos do projeto em comparação à liquefação. Assim,

recomenda-se que trabalhos futuros se dediquem a um estudo mais elaborado do processo

de compressão do CO2.

Os resultados também indicam que casos mais simples, que demandam uma

quantidade inferior de equipamentos em seus ciclos, estão associados à custos de

investimento inferiores. Portanto, o sistema com menor custo de capital é o Caso Base

seguido pelo Caso Alternativo IV. No entanto, quando se trata de eficiência energética

ambos os casos foram os piores dentre os simulados. Analisando os resultados pode-se

notar que o Caso Base e o Caso Alternativo IV apresentaram os maiores consumos de

energia elétrica (compressores com maiores potências) e também os maiores consumos de

água de refrigeração. Portanto, ambos os casos deverão apresentar os maiores custos

variáveis.

Comparando o Caso Base com o Caso Alternativo IV é possível concluir que para

um ciclo simples, a escolha de propano como fluido refrigerante não é justificada. O Caso

Alternativo IV não só possui um custo de investimento maior como também demanda

muito mais água e praticamente o mesmo consumo energético dos compressores. Não

380.000,00

390.000,00

400.000,00

410.000,00

420.000,00

430.000,00

440.000,00

450.000,00

CasoAlternativo II

CasoAlternativo III

CasoAlternativo IV

CasoAlternativo V

CAPEX (US$) - Aço Carbono

obstante, quando se compara o Caso Alternativo III com o V percebe-se que a utilização

de propano no cascateamento reduziu significativamente o consumo de água, o custo de

capital e manteve o consumo energético praticamente igual. Portanto, nessa situação a

opção de utilizar propano é justificada.

Ao comparar os casos simulados é possível notar que os mais atrativos foram: Caso

Alternativo II e Caso Alternativo V. Enquanto o primeiro possui um consumo energético

ligeiramente inferior, o segundo necessita de uma quantidade consideravelmente menor de

água para condensar a amônia. Além disso, é importante perceber que o Caso Alternativo

II possui um custo de investimento maior que o Caso Alternativo V por ser um ciclo mais

complexo que demanda mais equipamentos e, consequentemente, maiores custos de

operação e manutenção.

Tendo isso em vista, é possível discutir a conclusão obtida por Alabdulkarem,

Hwang & Radermacher (2012) e ØI et al. (2016) de que um ciclo fechado simples

utilizando amônia como refrigerante é a opção mais eficiente para se liquefazer CO2. O

que se observou foi que o último caso simulado, que representa um ciclo de refrigeração

com cascateamento onde dois fluidos refrigerantes diferentes são usados, possivelmente é

a melhor opção dentre as estudadas. Mesmo que o Caso Alternativo V apresente um custo

de capital superior ao Caso Base, sua maior eficiência energética o tornará a opção mais

economicamente viável ao longo do tempo, dependendo do valor da água e da energia

elétrica.

Assim, para aperfeiçoar a presente pesquisa recomenda-se um estudo a respeito do

preço de água de resfriamento para saber se 14,8 kW a mais de potência nos compressores

custam mais ao longo do tempo do que 23,9 m3/h de água (comparação entre o caso II e o

caso V). Além disso, propõe-se a análise da implantação de sistemas modulares de

liquefação para lidar com a sazonalidade da produção de etanol. Dessa forma, é possível

ativar e desativar os módulos de acordo com a produção da época, o que evitaria trabalhar

em carga parcial. Nesse trabalho os casos foram construídos com objetivo de suportar o

pico de produção. Logo, para diversos meses do ano onde a produção de etanol é pequena,

os equipamentos estão superdimensionados.

6. Referências

ØI, L. E. et al. Simulation and cost comparison of CO2 liquefaction. Energy Procedia,

v. 86, n. 1876, p. 500–510, 2016.

AIR PRODUCTS. Dióxido de Carbono. Disponível em:

<http://www.airproducts.com.br/products/Gases/Carbon-Dioxide.aspx>. Acesso em: 06 ago.

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