1 Valdisley José Martinelli ASPECTOS TÉCNICOS, TERMOECONÔMICO E ECOLÓGICO DA INTEGRAÇÃO DA PRODUÇÃO DE HIDROGÊNIO NA CADEIA PRODUTIVA DE UMA USINA SUCROALCOOLEIRA Tese apresentada à Faculdade de Engenharia do Campus de Guaratinguetá, Universidade Estadual Paulista, para a obtenção do título de Doutor em Engenharia Mecânica na área de Transmissão e Conversão de Energia. Orientador: Prof. Dr. Celso Eduardo Tuna Co-orientador: Prof. Dr. José Luz Silveira Guaratinguetá 2017 2 Martinelli, Valdisley José Aspectos Técnicos, Econômicos e Ecológicos da Integração da Produção de Hidrogênio na Cadeia Produtiva de uma Usina Sucroalcooleira / Valdisley José Martinelli – Guaratinguetá [s.n], 2017. . Tese (Doutorado) – Universidade Estadual Paulista, Faculdade de Engenharia de Guaratinguetá, 2017. Orientador: Prof. Dr. Celso Eduardo Tuna Coorientador: Prof. Dr. José Luz Silveira 1. Hidrogênio 2. Etanol I. Título 3 4 AGRADECIMENTOS Em primeiro lugar, a Deus, sem o qual nada disso seria possível. Aos meus pais, minha família, amigos e tantos outros cuja ajuda e apoio foram fundamentais para a conclusão deste trabalho. Ao meu orientador, Prof. Dr. Celso Eduardo Tuna, e ao co-orientador Prof. Dr. José Luz Silveira, por todo o auxílio, paciência, amizade e dedicação durante o período do desenvolvimento deste trabalho. 5 Este trabalho contou com o apoio financeiro do CNPq Edital MCT/CNPq/FNDCT 46/2009 ESTUDO DA INCORPORAÇÃO DO PROCESSO DE PRODUÇÃO DE HIDROGÊNIO POR REFORMA A VAPOR NA CADEIA PRODUTIVA DO ETANOL 6 MARTINELLI, V. J. Aspectos Técnicos, Termoeconômicos e Ecológicos da Integração da Produção de Hidrogênio na Cadeia Produtiva de uma Usina Sucroalcooleira. Guaratinguetá, 2017. 146 f. Faculdade de Engenharia, Campus de Guaratinguetá, Universidade Estadual Paulista, Guaratinguetá, 2017. RESUMO Uma das grandes preocupações nos dias atuais é a obtenção de combustíveis renováveis e de aplicação economicamente viável e com práticas sustentáveis, causando o menor impacto ao ambiente. Uma opção que se enquadra nestes requisitos é a produção de hidrogênio através da reforma a vapor de etanol em usinas sucroalcooleiras, que compõe um importante setor da economia nacional e que a partir desta modificação passaria a produzir hidrogênio, além dos produtos tradicionais (açúcar, etanol, venda de excedente de eleletricidade) Este é o cenário do estudo deste trabalho, a incorporação da produção de hidrogênio pelo processo de reforma a vapor de etanol em uma usina sucroalcooleira. Primeiramente, é feita uma comparação através da análise termodinâmica (energética e exergética) entre a usina sucroalcooleira tradicional com a usina sucroalcooleira inovadora que além dos produtos tradicionais irá produzir hidrogênio. Em seguida é efetuada uma análise de engenharia econômica de modo a alocar os custos da incorporação do processo de reforma, além disso, visando determinar e quantificar as alterações nas emissões pela incorporação do novo processo, é realizada a análise ecológica do sistema. Finalmente é efetuada análise Termoeconômica (análise Funcional) da usina inovadora para determinar o custo termoeconômico da produção de hidrogênio, etanol e da venda do excedente de eletricidade. Na equação termoeconômica é incorporado o custo (crédito) da quantidade de dióxido de carbono que seria emitido caso a mesma quantidade de hidrogênio fosse produzida através do processo de reforma a vapor de gás natural, que é um combustível fóssil. É apresentada a comparação entre a receita anual da planta sem e com a produção de hidrogênio (6829,3 Nm 3 /h). Concluiu-se que o cenário 1é a melhor opção a ser adotada por apresentar o custo de manufatura exergética inferior ao do cenário 2. E a incorporação do processo de reforma a vapor de etanol à cadeia produtiva em uma usina sucroalcooleira agrega valor e é viável economicamente. 7 PALAVRAS-CHAVES: Hidrogênio, Termoeconomia, Reforma a Vapor, Etanol, Usina Sucroalcooleira. 8 MARTINELLI, V. J. Technical, Thermoeconomic and Ecological Aspects of the Integration of Hydrogen Production in the Production Chain of a Sugarcane Plant. Guaratinguetá, 2017. 146 p. Thesis (Doctorate in Mechanical Engineering) - Department of Energy, Faculty of Engineering, Guaratinguetá Campus, State University of São Paulo, Guaratinguetá, 2017. ABSTRACT One of the major concerns nowadays is to obtain renewable and economically viable fuels with sustainable practices, with the least impact on the environment. An option that fits these requirements is the production of hydrogen through of the ethanol steam reforming process in sugarcane industry, which makes up an important sector of the national economy and that from this modification would produce hydrogen, in addition to traditional products (sugar, ethanol, surplus electricity sale) This is the study scenario of this work, the incorporation of hydrogen production by the process of reforming the ethanol steam in a sugarcane industry. Firstly, a comparison is made through thermodynamic analysis (energy and exergy) between the traditional and the innovative sugarcane industry which beyond the traditional products, it will produce hydrogen. Afterwards, an economic engineering analysis is carried out in order to allocate the costs of incorporating the reform process. In order to determine and quantify changes in emissions by incorporating the new process, ecology analysis is applied. Finally, a Thermoeconomic analysis (Functional analysis) of the innovative plant is carried out to determine the thermoeconomic cost of producing hydrogen, ethanol and the surplus electricity sale. And it was incorporated into thermoeconomic equation the cost (credit) of carbon dioxide amount that would be emitted if the same amount of hydrogen was produced by natural gas steam reforming process, which is a fossil fuel. Comparison of the annual revenue of the plant without and with hydrogen production (6829,3 Nm3/h) is presented. It was concluded that scenario 1 is the best option to be adopted since it presents the lower exergy cost than the scenario 2. And the incorporation of ethanol steam reforming process in the productive chain in a sugarcane industry adds value and is economically viable. 9 KEYWORDS: Hydrogen, Thermoeconomics, Steam Reform, Ethanol, Sugarcane industry. 10 ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1: Diagrama do processo produtivo de uma usina sucroalcooleira (PELLEGRINI, 2009) .................................................................................................... 24 Figura 2: Incorporação do processo de reforma a vapor na usina sucroalcooleira (SILVA, 2010) ................................................................................................................. 27 Figura 3: Fluxograma da Destilaria Pioneiros (FIOMARI, 2004). ................................ 33 Figura 4: Turbina de condensação com duas extrações (configuração original). ........... 36 Figura 5: Turbina de condensação com duas extrações com mínima vazão no condensador (elaborado pelo autor). .............................................................................. 38 Figura 6:* Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira tradicional.* Os valores adotados foram retiradas da safra 13/14 da usina Santa Adélia. ........................ 39 Figura 7: Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira inovadora com máxima produção de hidrogênio utilizando como insumo o etanol hidratado. .............. 40 Figura 8: Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira inovadora, com máxima produção de hidrogênio utilizando como insumo o etanol anidro. ................... 40 Figura 9: Produção de hidrogênio e redução da potência elétrica em função do consumo de bagaço. ....................................................................................................................... 41 Figura 10: Consumo de etanol (anidro ou hidratado) e produção de hidrogênio em função da quantidade de bagaço consumido. ................................................................. 41 Figura 11: Rendimento do sistema de cogeração e a produção de hidrogênio em função do bagaço consumido. .................................................................................................... 43 Figura 12: Índice de Ganho da usina em função da produção de hidrogênio. ............... 46 Figura 13: Processo de transferência de calor na caldeira. ............................................. 54 Figura 14: Processo em uma turbina adiabática. ............................................................ 55 Figura 15: Processo em um trocador de calor em contracorrente. ................................. 57 Figura 16: Processo em uma válvula de expansão. ........................................................ 58 Figura 17: Processo em um misturador. ......................................................................... 59 Figura 18: Processo em uma bomba. .............................................................................. 61 Figura 19: Eficiência exergética e racional da caldeira em função da produção de hidrogênio. ...................................................................................................................... 63 11 Figura 20: Eficiência exergética e racional da turbina em função da produção de hidrogênio. ...................................................................................................................... 64 Figura 21: Eficiência exergética e racional do condensador em função da produção de hidrogênio. ...................................................................................................................... 64 Figura 22: Eficiência exergética e racional da bomba em função da produção de hidrogênio. ...................................................................................................................... 65 Figura 23: Eficiência exergética e racional da bomba de alimentação da caldeira em função da produção de hidrogênio.................................................................................. 65 Figura 24: Comparação da eficiência exergética em função da produção de hidrogênio para diferentes equipamentos. ........................................................................................ 66 Figura 25: Comparação da eficiência racional em função da produção de hidrogênio para diferentes equipamentos. ........................................................................................ 67 Figura 26: Metologia para a determinação do custo do equipamento (SILVA, 2010). .. 69 Figura 27: Custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros; H=4000 h/ano, etanol anidro. .................................................................................................................. 74 Figura 28: Custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros; H=4000 h/ano, etanol hidratado. ............................................................................................................. 75 Figura 29: Custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros; k=8 anos, etanol anidro. .................................................................................................................. 75 Figura 30: Custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros; k=8 anos, etanol hidratado. ............................................................................................................. 76 Figura 31: Custo de produção do hidrogênio e investimento nos equipamentos (reformador e vaporizador) em função da produção de hidrogênio; k=8 anos, taxa de juros=8 %. ....................................................................................................................... 77 Figura 32: Custo de produção do hidrogênio em função do período de amortização; H=4000 h/ano. ................................................................................................................ 78 Figura 33: Ciclo do CO2 do plantio da cana-de-açúcar até a produção do etanol (adaptada de SILVEIRA et al., 2009) ............................................................................. 81 Figura 34: Adaptação do fluxograma do processo da usina (FIOMARI, 2004)............. 88 Figura 35: Diagrama Funcional da usina tradicional...................................................... 91 Figura 36: Processo de produção de hidrogênio ............................................................. 96 Figura 37: Diagrama Funcional da produção de hidrogênio .......................................... 97 12 Figura 38: Diagrama de custo da usina inovadora ....................................................... 102 Figura 39: Comparação entre o custo de geração de eletricidade entre os cenários 1 e 2 em função do período de amortização; para taxas de juros de 4 e 12%. ...................... 109 Figura 40: Comparação do custo de produção do etanol entre três diferentes cenários: 100% etanol (sem produção de hidrogênio), cenário 1 e cenário 2 em função do período de amortização e juros de 4. .......................................................................................... 110 Figura 41: Comparação do custo de produção do etanol em função do período de amortização para a condição de 100% etanol (sem produção de hidrogênio); juros de 4, 8 e 12%. ......................................................................................................................... 110 Figura 42: Comparação do custo de produção do etanol em função do período de amortização para o cenário 1 (6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio); juros de 4, 8 e 12%. ...... 111 Figura 43: Comparação do custo de produção do hidrogênio entre os cenários 1 e 2 em função do período de amortização; taxa de juros de 4 e 12%. ...................................... 112 Figura 44: Comparação entre o custo de manufatura exergética entre os cenários 1 e 2 em função do período de amortização para taxa de juros de 4 e 12%. .......................... 112 Figura 45: Comparação do custo de produção do hidrogênio entre o cenário 1 e a análise econômica em função do período de amortização; taxa de juros de 4 e 12%. .............. 113 Figura 46: Custo de produção do hidrogênio em função do período de amortização, taxa de juros de 4 %, período de utilização de 4695,6 h/ano. ............................................... 114 Figura 47: Comparação dos resultados obtidos do custo de produção de hidrogênio com os encotrados na literatura. ............................................................................................ 115 Figura 48: Receita anual em função do período de amortização para 100% de etanol, sem produção de hidrogênio. ......................................................................................... 115 Figura 49: Receita anual em função do período de amortização para produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio, PVH2 de US$0,10/kWh. ............................................................. 116 Figura 50: Receita anual em função do período de amortização para produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio, PVH2 de US$0,20/kWh. ............................................................. 117 Figura 51: Receita anual em função do período de amortização para produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio, PVH2 de US$0,30/kWh. ............................................................. 118 Figura 52: Comparação da receita anual em função do período de amortização para produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio para diferentes preços de venda do hidrogenio. ..................................................................................................................... 119 Figura A1: Fluxograma da Destilaria Pioneiros (FIOMARI, 2004) ............................. 134 13 ÍNDICE DE TABELAS Tabela 1: Quantidade de açúcar e etanol produzido por tonelada de cana (FINGUERUT, 2004). .............................................................................................................................. 22 Tabela 2: Parâmetros de operação do reformador (SILVA, 2010) .................................. 29 Tabela 3: Dados de moagem, produção e consumo de bagaço da Destilaria Pioneiros. (FIOMARI, 2004). .......................................................................................................... 34 Tabela 4: Dados operacionais da turbina fornecidas pelo fabricante (FIOMARI, 2004). ........................................................................................................................................ 35 Tabela 5: Características técnicas do bagaço (base seca) (SALES, 2007) ..................... 51 Tabela 6: Análise exergética da configuração original da usina (sem produção de hidrogênio). .................................................................................................................... 62 Tabela 7: Estimativa do investimento do gerador de vapor. ........................................... 72 Tabela 8: Emissões do processo produção de hidrogênio por reforma do etanol (SILVA, 2010). .............................................................................................................................. 81 Tabela 9: CO2 equivalente e indicador de poluição da planta de cogeração (Vane, 2012). ........................................................................................................................................ 82 Tabela 10: Eficiência ecológica associada ao sistema de cogeração .............................. 82 Tabela 11: Emissões no processo de produção de hidrogênio (BRAGA, 2014). ........... 83 Tabela 12: Resultado da análise ecológica do processo de produção de hidrogênio (BRAGA, 2014). ............................................................................................................ 83 Tabela 13: Resultado da eficiência ecológica global da usina. ....................................... 84 Tabela 14: Propriedades do processo da usina. .............................................................. 89 Tabela 15: Funções incrementos exergéticos em função da produção de hidrogênio da usina. ............................................................................................................................... 95 Tabela 16: Propriedades do processo de reforma obtidas de Lemmon et al (2013). ...... 96 Tabela 17: Resultado das funções de incrementos do processo de reforma a vapor. ... 101 Tabela 18: Parâmetros fixos para cálculo termoeconômico. ........................................ 108 14 LISTA DE SÍMBOLOS   e2CO Dióxido de carbono equivalente kgCO2/kgcomb  eMP Material Particulado equivalente kgmp/kgcomb   exNO Óxido nitroso equivalente kgNOx/kgcomb   e2SO Dióxido de Enxofre equivalente kgSO2/kgcomb Bágua Fração em massa de água do bagaço úmido % C Custo US$/kWh CCGN Crédito de carbono pela não utilização do gás natural para a produção do hidrogênio US$/kWh. CH4 Metano - CO Monóxido de Carbono - CO2 Dióxido de Carbono - Cp Calor específico kJ/kg.K rC Custo do equipamento de em referência a Sr US$ sC Custo do equipamento de em referência a Ss US$ e Exergia específica kJ/kg E Energia kJ Ex Exergia kW f Fator de anuidade 1/ano Fcomb Fator de combustível - h Entalpia do sistema para o dado estado kJ/kg H Período de utilização h/ano H2O Água - H2 Hidrogênio - 15 İ Irreversibilidade kW nvI Investimento US$ k Período de amortização anos m Fator de incidência econômico, (0,5 a 1,0) - . m Vazão mássica kg/s t . em Vazão volumétrica de etanol m 3 /s 2 . Hm Vazão volumétrica de hidrogênio Nm 3 /h MP Material Particulado - NOx Óxido de Nitrogênio - PCI Poder Calorífico Inferior kJ/kg PotCon Potência consumido no referido processo kW Q Potência térmica kW r Taxa de juros anual % s Entropia do sistema kJ/kg.K T Temperatura K W Potência kW Y Função de Incremento Exergética kW Zx/Zy Fração mássica de diferentes elementos químicos % Letras gregas 16 . . e E Somatória dos fluxos exergéticos na entrada kW  sE . Somatória dos fluxos exergéticos na saída kW β Fração mássica dos componentes do bagaço % ε Eficiência ecológica % η Rendimento termodinâmico (Primeira Lei) % Π Indicador de poluição kgCO2/MJ ψ Eficiência Exergética % Sobrescritos e Subscritos 0 Condição de estado morto (T=298,15 K, P=1,01.10 5 Pa) aç Açúcar anid Anidro ag Água b Bomba bg Bagaço cald Caldeira cana Cana-de-açúcar ch Química cog Cogeração/cogeradora comb Combustível cond Condensador e Entrada el Eletricidade et Etanol 17 g Gás gl Global hid Hidratado man Manutenção max Máximo mec Mecânica min Mínimo mt Misturador op Operação proc Processo ref Reforma/reformador s Saída t Turbina v Vapor 18 SUMÁRIO RESUMO .......................................................................................................................... 6 ABSTRACT ...................................................................................................................... 8 ÍNDICE DE FIGURAS ................................................................................................... 10 ÍNDICE DE TABELAS .................................................................................................. 13 LISTA DE SÍMBOLOS .................................................................................................. 14 SUMÁRIO ....................................................................................................................... 18 CAPÍTULO 1: INTRODUÇÃO ...................................................................................... 21 1.1: Usinas sucroalcooleiras ............................................................................................ 22 1.1.1: Incorporação do Processo de Produção de Hidrogênio à Usina ............................ 26 1.1.2: Reforma a Vapor de Etanol .................................................................................... 26 1.2: Estrutura da tese ....................................................................................................... 29 1.3: Objetivos .................................................................................................................. 30 CAPÍTULO 2: ANÁLISE ENERGÉTICA ..................................................................... 32 2.1: Dados da Usina ......................................................................................................... 32 2.2: Cálculo da quantidade de bagaço para a máxima produção de hidrogênio para dois (2) diferentes cenários ..................................................................................................... 34 2.2.1: Cenário 1 - Produção de hidrogênio através do bagaço excedente da uma usina sucroalcooleira ................................................................................................................. 34 2.2.2: Cenário 2: Produção de hidrogênio através do bagaço excedente, adicionado ao bagaço proveniente da redução da geração de potência elétrica ..................................... 35 2.3: Capacidade da usina sucroalcooleira, safra 2005/2006. ........................................... 44 2.3.1: Rendimento global da usina sucroalcooleira ......................................................... 44 2.4: Cálculo do rendimento termodinâmico do processo de reforma a vapor de etanol. 46 CAPÍTULO 3: ANÁLISE EXERGÉTICA ..................................................................... 49 3.1: Componentes da Exergia .......................................................................................... 50 3.1.1: Exergia Potencial e Cinética .................................................................................. 50 3.1.2: Exergia Física ........................................................................................................ 50 19 3.1.3: Exergia Química .................................................................................................... 51 3.2: Eficiência racional de Bosjnakovic .......................................................................... 52 3.3: Análise exergética dos componentes da planta ........................................................ 53 3.3.1: Caldeira ................................................................................................................. 53 3.3.2: Turbina ................................................................................................................... 55 3.3.3: Condensador (trocador de calor) ........................................................................... 56 3.3.4: Válvula de expansão .............................................................................................. 58 3.3.5: Misturador ............................................................................................................. 59 3.3.6: Bomba ................................................................................................................... 60 3.4: Análise exergética do sistema de cogeração ............................................................. 61 CAPÍTULO 4: ANÁLISE ECONÔMICA ...................................................................... 68 4.1: Análise econômica da incorporação da produção de hidrogênio ............................. 68 4.1.1: Custo de produção do hidrogênio .......................................................................... 68 4.1.1.1: Estimativa do investimento no reformador de etanol ......................................... 69 4.1.1.2: Custo de Operação .............................................................................................. 70 4.1.1.3: Custo de Manutenção ......................................................................................... 70 4.2: Estimativa do investimento no gerador de vapor para processo de reforma a vapor71 4.3: Estimativa do investimento nos equipamentos principais (reformador e gerador de vapor) necessários para produção de hidrogênio por reforma a vapor ............................ 72 4.4: Estimativa dos investimentos nos equipamentos principais de uma usina sucroalcooleira ................................................................................................................. 73 4.5: Parâmetros adotados para análise econômica do custo do hidrogênio ..................... 73 4.6: Resultados da análise econômica ............................................................................. 74 CAPÍTULO 5 – EFICIÊNCIA ECOLÓGICA ................................................................ 79 5.1: Cálculo da eficiência ecológica do sistema de cogeração ........................................ 81 5.2: Cálculo da eficiência ecológica do processo de produção de hidrogênio via reforma a vapor de etanol .............................................................................................................. 82 20 5.3: Cálculo da eficiência ecológica global (sistema de cogeração + processo de reforma a vapor) ............................................................................................................................ 83 CAPÍTULO 6: TERMOECONOMIA ............................................................................. 85 6.1: Aplicação do método ................................................................................................ 86 6.2: Diagrama Funcional Termoeconômico .................................................................... 86 6.3: Usina sucroalcooleira tradicional ............................................................................. 87 6.4: Desenvolvimento do diagrama funcional termoeconômica ..................................... 89 6.5: Cenário 1 - Determinação da capacidade máxima de produção de hidrogênio e insumos ............................................................................................................................ 95 6.5.1: Fluxograma do processo de produção de Hidrogênio por Reforma a Vapor ........ 96 6.5.2: Diagrama funcional da produção de hidrogênio por reforma a vapor................... 97 6.5.3: Equações dos fluxos exergéticos associados aos diagramas funcionais ............... 97 6.6.: Cenário 2 - Determinação da capacidade máxima de produção e hidrogênio e insumos ...................................................................................................... 101 6.7: Cálculo dos custos da planta .................................................................................. 102 6.8: Custo de Manufatura Exergética ............................................................................ 103 6.8.1: Cálculo da receita anual ...................................................................................... 107 6.9: Resultados .............................................................................................................. 108 CAPÍTULO 7– CONCLUSÕES E COMENTÁRIOS .................................................. 120 CAPÍTULO 8–REFERÊNCIAS ................................................................................... 123 ANEXO A – Propriedades termodinâmicas da usina sucroalcooleira (Fiomari) .......... 133 ANEXO B – Funções de incremento exergéticas da usina cogeradora tradicional (FIOMARI, 2004) .......................................................................................................... 135 ANEXO C – Cálculo do rendimento termodinâmico do processo de produção de hidrogênio por reforma a vapor. .................................................................................... 140 21 CAPÍTULO 1: INTRODUÇÃO A transformação e o uso de energia têm causado muitos problemas ambientais. O desenvolvimento de processos para obtenção de combustíveis limpos, que emitam poucos poluentes e com viável implementação tem sido o objetivo de vários pesquisadores. O hidrogênio tem sido uma opção porque possui grande densidade energética e por possibilitar reducão nas emissões de gases do efeito estufa. (BRAGA, 2014). O hidrogênio pode ser obtido de várias fontes: - Eletrólise: como o próprio nome diz, este processo ocorre com a utilização de eletricidade para efetuar a separação da água em hidrogênio e oxigênio. O problema deste processo é o grande consumo de eletricidade, o que o torna economicamente inviável. O hidrogênio produzido por este processo pode custar cerca de dez (10) vezes quando comparado com o processo de reforma a vapor (SOUZA, 2005). - Eletrólise a vapor: este processo se baseia no mesmo princípio de separação (decomposição) da água em hidrogênio e oxigênio. A diferença em relação ao processo anterior, é que a separação ocorre pela utilização de altas temperaturas. Segundo Souza (2005), o vapor a altas temperaturas (a partir de 1973 K) e a altas pressões (1,01 MPa) promove a decomposição da molécula de água através da quebra das ligações químicas entre os átomos de hidrogênio e oxigênio. A dificuldade deste processo está no difícil controle das altas temperaturas e pressões, que pode levar a recombinação do hidrogênio com o oxigênio. - Processos Termoquímicos: segundo Silva (2010), a produção de hidrogênio através de processos termoquímicos envolve matéria-prima de origem fóssil ou renovável (etanol, gás natural, metanol, gasolina), calor e catalisadores para promover as reações químicas resultando na produção de hidrogênio. Os principais processos termoquímicos são: gaseificação de biomassa, pirólise e reformas catalíticas. Ainda, segundo Silva (2010), as fontes primárias não renováveis ou fósseis são responsáveis por mais de 95% da produção mundial de hidrogênio, com a maior parte obtida através da reforma de combustíveis, principalmente gás natural (50%). De acordo com Martinelli et al (2011), a reforma a vapor ocorre na presença de catalisador, o gás produzido inclui gás 22 hidrogênio (H2), monóxido de carbono (CO), dióxido de carbono (CO2), metano (CH4), além de outros. Trata-se de uma reação endotérmica, logo, há necessidade de uma fonte de calor externa. No Brasil, uma alternativa interessante é a reforma de vapor de etanol porque o país possui a maior produção deste combustível proveniente de cana-de-açúcar, além de contar com uma estrutura logística e operacional já estabelecida pelas usinas sucroalcooleiras. Basicamente, seria necessário adicionar um reformador de etanol além de um vaporizador a cadeia produtiva da usina. Desta forma, as usinas sucroalcooleiras tradicionais que, normalmente, produzem etanol, açúcar e geram eletricidade, passariam a produzir outro vetor energético, o hidrogênio, de maior valor agregado. 1.1: Usinas sucroalcooleiras A indústria sucroalcooleira engloba vários processos que visam transformar a cana-de-açúcar em etanol e açúcar. Sua demanda energética é suprida através do aproveitamento do bagaço de cana residual que é queimado em caldeiras para a obtenção de potência elétrica, garantindo que as mesmas sejam auto-suficientes. Este aproveitamento energético a partir de uma mesma fonte (bagaço), gerando tanto energia térmica para processo como eletricidade é chamada de cogeração. A Tabela 1 mostra a quantidade que se pode produzir de açúcar e etanol por tonelada de cana-de-açúcar (FJINGUERUT, 2004). Tabela 1: Quantidade de açúcar e etanol produzido por tonelada de cana (FINGUERUT, 2004). Açúcar (kg) Etanol (l) Somente açúcar 120 7 (resíduo) Açúcar e etanol (50/50) 60 42 Somente etanol - 85 Conforme Pellegrini (2009), o processo de produção de açúcar e etanol em uma usina pode ser dividido em cinco principais setores: sistema de extração de caldo, planta de tratamento do caldo, produção de açúcar, produção do etanol e sistema de cogeração; conforme é apresentada na Figura 1. 23 - Extração do caldo de cana: a cana-de-açúcar passa por um processo de lavagem a fim de eliminar as impurezas trazidas do campo, em seguida, vai para a operação de preparo que é realizada através de facas rotativas seguidas de desfibradores, sendo seus acionamentos feitos ou por turbinas a vapor ou por motores elétricos. As facas têm o objetivo de nivelar e uniformizar a cana, além de promoverem a redução do tamanho, já os desfibradores causam a destruição completa da cana. Geralmente, as turbina a vapor são de simples ou com três (3) estágios, apresentando rendimento isoentrópico inferiores a 60% (PELLEGRINI, 2009). Após a fase de preparo, a cana-de-açúcar segue para as moendas, onde é extraído o caldo. Com o objetivo de aumentar o rendimento industrial, é adicionado água ao bagaço por meio de pulverizadores dispostos entre diversos jogos de moendas (CASTRO, 2001). - Tratamento do caldo: os principais objetivos do tratamento de caldo são: a elevação do pH a um nível onde as perdas por inversão de sacarose sejam mínimas durante os processos subseqüentes e a remoção de material insolúvel e substâncias dissolvidas indesejáveis. Inicialmente, o caldo misto é peneirado a fim de remover materiais em suspensão (impurezas tais como: areia, terra). Também há o aquecimento, cujos objetivos são: eliminar os microorganismos por esterilização, completar as reações químicas com o agente alcalinizante, flocular as impurezas insolúveis e remover os gases dissolvidos no caldo. Geralmente, esse aquecimento ocorre em duas etapas: até 70°C, para a adição dos agentes alcalinizantes, e até 105°C, antes de ser enviado para o "flasheamento", onde os gases dissolvidos são eliminados. Após passar pelos tratamentos térmicos e químicos requeridos, o caldo é enviado para a decantação (PELLEGRINI, 2009). - Produção de açúcar: o caldo clarificado proveniente da planta de tratamento pós- moendas passa por um processo de concentração para eliminação da água e produção dos cristais de açúcar. O processo de evaporação é o primeiro estágio de concentração do caldo clarificado. Sua principal função é a concentração de caldo com 14 a 17° Brix (portacentagem em massa de sólidos solúveis contidos em uma solução de sacarose quimicamente pura) até uma solução com concentração de 60 a 70° Brix, conhecida como xarope (PELLEGRINI, 2009). 24 Figura 1: Diagrama do processo produtivo de uma usina sucroalcooleira (PELLEGRINI, 2009) 25 Esse processo pode ser composto por até cinco evaporadores, conjunto este chamado de evaporadores de múltiplos efeitos. O xarope obtido após este processo segue para o processo de cozimento (CASTRO, 2001). O xarope neste processo toma a consistência de mel e cristais de açúcar começam a se formar. Neste ponto o mel é transferido para os cristalizadores, completando assim o processo de cristalização. A massa cozida é então centrifugada para separar o açúcar cristal do mel que o envolve. Da centrifugação se obtém açúcar de boa qualidade e o xarope restante retorna aos cristalizadores (CASTRO, 2001). - Produção de etanol: o processo de fermentação Melle-Boinot é comumente utilizado no Brasil. Parte do caldo clarificado é misturado com o mel final proveniente da fabricação de açúcar (mosto) que é enviado para as dornas de fermentação (PELLEGRINI, 2009). No interior das dornas, os açúcares são transformados em etanol. Durante a reação, ocorre liberação de dióxido de carbono (CO2), a solução aquece-se e ocorre a formação de alguns produtos secundários (álcoois superiores, glicerol, aldeídos, entre outros). Após a fermentação, o vinho é enviado às centrífugas para a recuperação do fermento (PELLEGRINI, 2009). O etanol diluído no vinho é recuperado através do processo de destilação, o qual utiliza os diferentes pontos de ebulição das diferentes substâncias voláteis para promover a separação. O vinho é enviado para a Coluna A, na qual a mistura água-etanol, chamada flegma é separada da vinhaça (produto de fundo) e do etanol de segunda (produto de topo). Essa coluna é separada em três partes: a coluna de epuração (onde o vinho é alimentado), responsável pela eliminação das impurezas; a coluna de concentração do etanol de segunda (considerado o produto de topo da Coluna A); e a coluna de esgotamento do vinho (parte inferior). A flegma segue para a Coluna de Retificação, onde a concentração da mistura atinge 96° GL. A fim de se obter etanol anidro, é necessário desidratar o etanol hidratado, seja através de uma coluna operando com ciclohexano (destilação extrativa) ou em peneiras moleculares. A concentração final do etanol anidro atinge 99,7° GL. (PELLEGRINI, 2009). - Sistema de cogeração: o bagaço gerado no sistema de extração é queimado nas caldeiras. As usinas são auto-suficiente em relação a energia térmica (calor) e elétrica. Com este vapor, há geração de eletricidade através de turbogeradores, normalmente com 26 eficiência isoentrópica entre 60 a 65%. Algumas usinas geram excedente de eletricidade que é comercializada com a concessionária local (PELLEGRINI, 2009). 1.1.1: Incorporação do Processo de Produção de Hidrogênio à Usina A incorporação do processo de reforma a vapor de etanol a cadeia produtiva em uma usina sucroalcooleira agregará ao setor um novo produto, o hidrogênio. Esta nova configuração dará maior flexibilidade às usinas pela opção de um produto com maior viabilidade econômica, maximizando sua lucratividade. Na Figura 2 é mostrada a nova configuração, já com a incorporação do processo de produção de hidrogênio através do processo de reforma a vapor de etanol, proposto por Silva (2010). A incorporação do sistema de reforma a vapor em uma usina sucroalcooleira consiste em associar o processo de reforma a vapor de etanol à planta de uma usina convencional. Desta forma, o etanol que seria destinado ao mercado consumidor é destinado diretamente ao processo de produção de hidrogênio. O etanol utilizado neste processo pode ser o anidro ou o hidratado, sendo que o etanol hidratado tem a vantagem de seu custo de produção ser inferior ao do etanol anidro porque para a obtenção do etanol anidro há mais etapas, como a destilação para alcançar a pureza mínima necessária. O bagaço é o combustível utilizado para produção do vapor necessário para o processo de reforma a vapor. Portanto, é possível incorporar o processo de reforma a vapor de etanol a usina sucroalcooleira, permitindo que seja produzido então, além dos produtos tradicionais, o hidrogênio. 1.1.2: Reforma a Vapor de Etanol A reforma a vapor é uma das tecnologias mais comuns instaladas em indústrias químicas, sendo a reforma a vapor de metano uma das mais importantes. A eficiência da reforma é obtida através do estudo das propriedades físico-químicas da matéria-prima, condições termodinâmicas (temperatura e pressão de reação, configurações técnicas do reformador, como dimensões, catalisadores e matérias-primas). Uma alternativa é a reforma a vapor de etanol. O uso deste combustível é interessante no caso do Brasil, que possui grande produção deste combustível e volume suficiente para atender a demanda (MARTINELLI, 2011). 27 Figura 2: Incorporação do processo de reforma a vapor na usina sucroalcooleira (SILVA, 2010) Segundo Silva (2010), a produção de hidrogênio a partir do processo de reforma do etanol ocorre em duas etapas; uma a alta temperatura (800 a 1000 K), onde o etanol é transformado em uma mistura de H2, CO2, CO, H2O e CH4. A outra etapa ocorre com temperaturas inferiores (473 a 673 K). 28 A reação global de produção de hidrogênio através do processo de reforma a vapor de etanol é apresentada na equação 1.1. Ela ocorre a temperaturas elevadas, consistindo em uma reação de vapor de etanol com o vapor de água, resultando na produção de dióxido de carbono e hidrogênio (APPLEBY, 1993).        ggvv HCOOHOHHC 22252 623  (1.1) Segundo Ioannides (2001), a equação 1.1 ocorre em vários estágios. A reação de reforma a vapor de etanol, conforme a equação 1.2, trata-se de uma reação endotérmica de etanol com água, resultando na produção de monóxido de carbono e hidrogênio.        ggvv HCOOHOHHC 2252 42  (1.2) A equação 1.3, que é uma reação de deslocamento gás-água (water gas shift), é uma reação exotérmica e reversível e que pode ocorrer a temperaturas mais baixas do que a reação anterior.       )(222 ggvg HCOOHCO  (1.3) O Processo de metanação onde várias reações químicas podem ocorrer simultaneamente com o vapor de reforma de etanol para reduzir o CO a níveis muitos baixos. A equação 1.4 mostra uma reação representativa, onde ocorre a produção de metano a partir do monóxido de carbono:        gggg OHCHHCO 2423  (1.4) A Reação Bouduard, nesta reação ocorre a produção de carbono por meio da decomposição do monóxido de carbono, conforme a equação 1.5.     sgg CCOCO  22 (1.5) A formação de carbono sólido deve ser evitada durante o processo de reforma a vapor porque ela diminui a eficiência do catalisador. Segundo Silva (2010), a tecnologia da reforma a vapor do etanol envolve um processo catalítico, que consiste em uma reação endotérmica entre o etanol e o vapor de água. Na Tabela 2, são mostrados os parâmetros de operação do reformador utilizados 29 em seu trabalho experimental, onde conseguiu produzir 1 Nm 3 /h de hidrogênio com uma pureza de 99,99% para uso em células PEM, que são dispositivos eletroquímicos que geram eletricidade a partir da combinação do oxigênio e do hidrogênio. Tabela 2: Parâmetros de operação do reformador (SILVA, 2010) COMPONENTES DO SISTEMA PARÂMETRO DE OPERAÇÃO Vaporizador Razão volumétrica água/etanol: (1-0,9) Temperatura dos gases gerados: 923 K Reformador Catalisador: 6%Ni-6%Cu/γ-Al2O3 Temperatura de reação: 923 K; 1 atm Reator Shift Catalisador: Cu/ZnO/γ-Al2O3 Temperatura de reação: 493 K; 1 atm Purificador Leitos de adsorção molecular: ciclos PSA Vazão de alimentação: 25 l/min; 0,4 bar Temperatura de alimentação: 313 K (max) Pressão de entrada: 0,6 bar Pressão de trabalho: 6,5 bar 1.2: Estrutura da tese Este trabalho está dividido em sete capítulos, conforme descritos a seguir: No capítulo 2 foi efetuada análise energética (Primeira Lei) da planta e apresentada os parâmetros da usina sucroalcooleira a qual foi incorporada o processo de reforma a vapor e que é o escopo deste estudo. Foi calculada a máxima produção de hidrogênio para dois cenários; o primeiro cenário considerou somente o bagaço excedente da planta e o segundo cenário, além do bagaço excendente do primeiro cenário, o bagaço proveniente da redução da potência elétrica associada a vazão mínima de vapor direcionada ao condensador. No capítulo 3 foi efetuada análise exergética (Segunda Lei) da planta e de seus principais componentes. Efetuou-se o cálculo da eficiência Racional de Bosjnakovic. No capítulo 4 foi efetuada análise econômica da incorporação da produção de hidrogênio a planta, englobando os custos de investimento, de operação e manutenção. No capítulo 5 foi efetuada análise ecológica ε (com e sem o ciclo de carbono) da incorporação do processo de reforma a vapor de etanol a usina sucroalcooleira. Efetuou- 30 se o cálculo do indicador de poluição πg, o impacto das emissões dos gases ao ambiente e o dióxido de carbono equivalente (CO2)e, além da eficiência ecológica da planta. No capítulo 6 foi efetuada a análise termoeconômica da produção de hidrogênio, foram determinadas as irreversibilidades dos principais componentes da planta. Construiu-se o diagrama funcional termoeconômico e calculou-se os incrementos exergéticos de cada componente da planta. Efetuou-se o cálculo da receita anual, considerando-se a variação dos preços de mercado dos insumos, da energia elétrica, hidrogênio. 1.3: Objetivos Objetivo principal: Analisar a incorporação da produção de hidrogênio por reforma a vapor de etanol a uma usina sucroalcooleira tradicional já existente e que produz açúcar, etanol e geração de eletricidade. Objetivos Específicos: Fazer um comparativo entre a usina tradicional e a usina inovadora, através de um estudo termodinâmico, econômico, da análise da eficiência ecológica e uma metodologia termoeconômica que englobe os impactos ambientais provenientes da emissão de poluentes. São seguidas as seguintes etapas: Propor a inovação do processo de produção da usina sucroalcooleira com a incorporação do processo de produção de hidrogênio por reforma a vapor de etanol a uma usina tradicional já existente que produz açúcar, etanol e gera potência elétrica. Efetuar um estudo termodinâmico comparativo entre a usina tradicional com usina inovadora, considerando tanto o bagaço excedente como o proveniente da redução de geração de eletricidade. Efetuar uma análise de engenharia econômica de modo a alocar os custos dos produtos do novo processo produtivo (açúcar, etanol e hidrogênio). 31 Efetuar análise ecológica de forma a quantificar as alterações nas emissões de poluentes em decorrência da incorporação do processo de reforma a vapor de etanol (produção de hidrogênio). Desenvolver uma metodologia termoeconômica que englobe os impactos ambientais provenientes da emissão de poluentes devido à incorporação do processo de reforma a vapor. 32 CAPÍTULO 2: ANÁLISE ENERGÉTICA A análise energética permite quantificar os índices de desempenho da planta e de cada um de seus componentes. É realizada uma análise comparativa dos processos de produção sem e com a incorporação do processo de produção de hidrogênio por reforma a vapor utilizando parâmetros de operação reais de uma usina sucroalcooleira, conforme demonstrada pela Figura 3. 2.1: Dados da Usina O fluxograma da usina sucroalcooleira estudada é uma hipótese que pode vir a ser adotada pela destilaria Pioneiros (Sud Mennucci-SP). O turbogerador de 40MVA (Turbogerador A) possui vários estágios de extração-condensação e que nesta configuração apresenta três (3) saídas de vapor; pontos 5, 6 direcionados ao processo e o ponto 7, direcionado ao condensador. A turbina Geradora T, turbina Exaustora e a turbina bomba de alimentação de água da caldeira não operam. As outras turbinas são de simples estágio e de baixa pressão, e recebem o vapor do turbogerador e ou da válvula de expansão (entre os pontos 2 e 3). A caldeira produz vapor a 6468 kPa e 530 °C, buscando maximizar a geração de eletricidade de forma a ter um excedente que possa ser vendido ao concessionário da rede elétrica. A potência elétrica produzida pelo turbogerador é de 19,15 MW. A demanda para a operação da usina é de 7,60 MW (VANE, 2012) e o excedente de energia desta configuração é de 11,55 MW (FIOMARI, 2004). O fluxograma dos processos desta configuração da usina é mostrado na Figura 3, e suas respectivas propriedades termodinâmicas são apresentadas no Anexo A. Os dados de produção, moagem, são mostrados na Tabela 3. 33 Figura 3: Fluxograma da Destilaria Pioneiros (FIOMARI, 2004). 34 Tabela 3: Dados de moagem, produção e consumo de bagaço da Destilaria Pioneiros. (FIOMARI, 2004). Parâmetros Valores Unidade Cana moída total 1.300.000,00 t Safra 215 dia Eficiência agrícola 97 % Eficiência industrial 94 % Horas efetivas de moagem 4.695,60 h Moagem horária 276,85 t/h Relação bagaço-vapor 0,47 kg/kg Teor de fibra da cana 13,5 % Teor de fibra do bagaço 47,4 % Vazão mássica de bagaço caldeira 70,50 t/h Vazão mássica total de bagaço 78,90 t/h Vazão mássica de bagaço residual 8,4 t/h Bagaço total residual da safra 39213 t 2.2: Cálculo da quantidade de bagaço para a máxima produção de hidrogênio para dois (2) diferentes cenários 2.2.1: Cenário 1 - Produção de hidrogênio através do bagaço excedente da uma usina sucroalcooleira Neste primeiro cenário será utilizado somente o bagaço excedente da própria safra. Neste caso, a usina sucroalcooleira manterá constantes todos os seus produtos tradicionais (açúcar, etanol) e geração de potência elétrica (cogeração). Desta forma, só estará disponível o bagaço excedente que provavelmente seria destinado para adubação ou venda direta a outras usinas cogeradoras. Segundo Silva (2010), para a produção de 1 Nm 3 /h de hidrogênio são consumidos 1,23 kg/h de bagaço de cana-de-açúcar. E conforme os dados de moagem apresentados na Tabela 3, a vazão mássica de bagaço residual da usina é de 8,4 t/h. 35 Considerando-se que toda esta vazão mássica de bagaço seja destinada à produção de hidrogênio será produzido 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio. Ainda segundo Silva (2010), a produção de 1 Nm 3 /h de hidrogênio requer o consumo de 0,7961 l/h de etanol anidro. Martinelli et al (2011), usando os valores obtidos por Silva (2010), fez uma extrapolação para a obtenção da quantidade de etanol hidratado, encontrando o valor de 0,8597 l/h para mesma quantidade de hidrogênio. Desta forma, para a produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio seriam consumidos 5436,8 l/h de etanol anidro ou de 5871,1 l/h de etanol hidratado. 2.2.2: Cenário 2: Produção de hidrogênio através do bagaço excedente, adicionado ao bagaço proveniente da redução da geração de potência elétrica Neste caso, a usina sucroalcooleira mantém constantes os seus produtos tradicionais (açúcar, etanol). O bagaço adicional é proveniente da redução da geração de potência elétrica. Desta forma, a usina conseguirá atingir sua máxima produção de hidrogênio, obviamente, não se considera que a mesma poderia comprar bagaço de outras usinas e aumentar ainda mais o volume de hidrogênio. Considerando que todo bagaço excedente da safra já tenha sido utilizado para gerar vapor para o processo de produção de hidrogênio e que ainda haja interesse em aumentar a quantidade de hidrogênio, uma alternativa seria a redução da vazão mássica de vapor que é direcionada à turbina. Esta redução deve necessariamente obedecer as restrições operacionais do fabricante da turbina, conforme mostrada na Tabela 4. Tabela 4: Dados operacionais da turbina fornecidas pelo fabricante (FIOMARI, 2004). Posição Vazão mássica [t/h] Pressão [bar] Temperatura [ 0 C] Mínima Máxima Mínima Máxima Mínima Máxima Entrada Ponto 4 - 140 - 66.0 - 530.0 Extração 1 Ponto 5 0 36 26.5 30.2 425.0 438.0 Extração 2 Ponto 6 64 120 2.37 2.37 134.5 147.2 Condensador Ponto 7 8 40 0.055 0.115 34.6 48.6 A alternativa é reduzir ao máximo permitido a quantidade de vapor na saída de baixa pressão que é direcionada ao condensador (ponto 7) e conseqüentemente à 36 quantidade de vapor direcionada a turbina geradora (ponto 4). Na Figura 4 é mostrada de forma esquemática a turbina com as suas extrações (original da usina). Figura 4: Turbina de condensação com duas extrações (configuração original). De acordo com os dados operacionais, fornecidos pelo fabricante, e mostrados na Tabela 4, a vazão de vapor mínima que pode ser direcionado ao condensador (ponto 7) é de 8 t/h (2,22 kg/s). Como conseqüência, a vazão mássica de vapor na entrada da turbina (ponto 4), fica reduzida a 30 kg/s. Como já mencionado, as vazões mássicas direcionadas ao processo (pontos 5 e 6) permaneceram constantes. A equação 2.1 mostra a máxima quantidade de vapor que poderia ser direcionada para a produção de hidrogênio através da redução de potência elétrica. min ... vvorv mmm  (2.1) Onde: vm . Vazão mássica de vapor que pode ser direcionada para produção de hidrogênio pela redução da potência elétrica kg/s; vorm . Vazão mássica de vapor da configuração original kg/s; min . vm Vazão mássica de vapor referente a mínima vazão mássica permitida pelo fabricante da turbina para o modelo kg/s. Desta forma, a quantidade de bagaço a ser destinada a produção de hidrogênio, proveniente da redução da geração de eletricidade é obtida através da equação 2.2.   bgCald eCaldsCaldv bg PCI hhm m . . . .    (2.2) 37 Onde: bgPCI Poder Calorífico Inferior do bagaço (7320 kJ/kg (BRAGA, 2014)) kJ/kg; bgm . Vazão mássica de bagaço kg/s; sCaldh Entalpia do vapor na saída da caldeira kJ/kg; eCaldh Entalpia do vapor na entrada da caldeira kJ/kg; Cald Rendimento da Caldeira (83,5 % (FIOMARI, 2004) %. Como resultado obtém-se 1,75 kg/s (6305,3 kg/h) de bagaço de cana-de-açúcar que seriam direcionados ao processo de reforma a vapor de etanol para a produção de hidrogênio e segundo Silva (2010), para a produção de 1 Nm 3 /h de hidrogênio são necessários 1,23 kg/h de bagaço; logo, a capacidade de produção seria de 5126,3 Nm 3 /h de hidrogênio. O cálculo da potência elétrica é determinada pela equação 2.3. tt hmhmhmhmW ..... 77 . 66 . 55 . 44 .              (2.3) Onde: tW Potência da turbina kW; 4 . m Vazão mássica de vapor na entrada da turbina kg/s; 5 . m Vazão mássica de vapor para o processo kg/s; 6 . m Vazão mássica de vapor na extração kg/s; 7 . m Vazão mássica no condensador kg/s; 4h Entalpia do vapor no ponto 4 kJ/kg; 38 5h Entalpia do vapor no ponto 5 kJ/kg; 6h Entalpia do vapor no ponto 6 kJ/kg; 7h Entalpia do vapor no ponto 7 kJ/kg; t Rendimento da turbina –95% %. Desta forma, obteria-se a potência elétrica de 19,13 MW e 16,07 MW, respectivamente, à configuração original e aquela considerando a vazão mínima no condensador (máxima produção de hidrogênio). A Figura 5 mostra a nova configuração da turbina com a redução da quantidade de vapor direcionada ao condensador (ponto 7) e como consequência a redução na geração de potência elétrica. Figura 5: Turbina de condensação com duas extrações com mínima vazão no condensador (elaborado pelo autor). A potência elétrica que deixaria de ser gerada devido à produção de hidrogênio pode ser calculada pela equação 2.4. minWWW origdisp  (2.4) Onde: dispW Potência disponível para produção de hidrogênio MW; origW Potência elétrica da configuração original MW; 39 minW Potência elétrica referente a vazão mássica mínima no condensador MW. Para a capacidade máxima de produção de hidrogênio da usina (11955,3 Nm 3 /h), seria consumido o bagaço excedente da safra adicionado ao bagaço proveniente da redução da geração de potência elétrica. Para esta produção de hidrogênio, seria consumido 9517,6 l/h de etanol anidro ou 10277,9 l/h de etanol hidratado. Fazendo-se a hipótese de que a usina Pioneiros tivesse condições de atender a quantidade de etanol demandada para a produção máxima de hidrogênio, algumas configurações da usina poderiam ser consideradas: a usina tradicional, mostrada na Figura 6 e a usina inovadora, Figura 7 e Figura 8. A Figura 7 mostra a usina inovadora utilizando o etanol hidratado como insumo para produção de hidrogênio e a Figura 8 mostra uma usina utilizando o etanol anidro para a mesma produção de hidrogênio. Figura 6:* Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira tradicional.* Os valores adotados foram retiradas da safra 13/14 da usina Santa Adélia. Tanto as Figuras 7 e 8 mostram a capacidade de produção e a geração de potência elétrica. Em ambas as figuras há produção de hidrogênio de 11955,3 Nm 3 /h de hidrogênio, bem como redução de geração de potência elétrica (de 19,13 para 16,07 MW). 40 Figura 7: Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira inovadora com máxima produção de hidrogênio utilizando como insumo o etanol hidratado. Figura 8: Capacidade de produção e geração da usina sucroalcooleira inovadora, com máxima produção de hidrogênio utilizando como insumo o etanol anidro. A Figura 9 mostra a produção de hidrogênio e a geração de potência elétrica em função do consumo de bagaço. Observa-se que a redução de geração de potência elétrica ocorre quando a vazão mássica de bagaço atinge o valor de 2,33 kg/s e a produção de hidrogênio é de 6829 Nm 3 /h. Este comportamento era esperado porque esta vazão mássica de bagaço delimita o fim do primeiro cenário (consumo do bagaço excedente da planta) e a partir deste ponto inicia-se o segundo cenário (este limite é destacado por uma linha vermelha vertical), onde o bagaço que seria direcionado para geração de eletricidade foi disponibilizado ao processo de reforma, reduzindo a geração de eletricidade (redução de 19,13 MW para 16,07 MW). 41 Figura 9: Produção de hidrogênio e redução da potência elétrica em função do consumo de bagaço. Na Figura 10 é mostrado o consumo de etanol (anidro e hidratado) e a produção de hidrogênio em função do consumo de bagaço. Observa-se que para o mesmo consumo de bagaço é necessário maior quantidade de etanol hidratado do que etanol anidro, isso é devido ao fato do etanol anidro ter maior pureza do que o etanol hidratado. Figura 10: Consumo de etanol (anidro ou hidratado) e produção de hidrogênio em função da quantidade de bagaço consumido. 16 16,4 16,8 17,2 17,6 18 18,4 18,8 19,2 0 1500 3000 4500 6000 7500 9000 10500 12000 0 0,6 1,2 1,8 2,4 3 3,6 4,2 P o tê n c ia e lé tr ic a ( M W ) P ro d u ç ã o d e h id ro g ê n io ( N m 3 /h ) Consumo de bagaço (kg/s) Produção de hidrogênio Potência CENÁRIO 1 CENÁRIO 2 0 1500 3000 4500 6000 7500 9000 10500 0 0,6 1,2 1,8 2,4 3 3,6 4,2 Consumo de bagaço (kg/s) C o n s u m o d e e ta n o l (l /h ) 0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 P ro d u ç ã o d e h id ro g ê n io (N m 3 /h ) etanol anidro etanol hidratado Produção de hidrogênio 42 O rendimento do sistema de cogeração pode ser obtido pela equação 2.5. bgbg bprocmecel cog PCIm WQ+W+W =η ).( .  (2.5) Onde: cogη Rendimento da usina de cogeração %; elW Potência elétrica gerada kW; mecW Potência mecânica gerada kW; procQ Potência térmica do processo kW; bW Potência consumida pelas bombas kW; bgPCI )( Poder Calorífico Inferior do bagaço kJ/kg; bgm . Vazão mássica de bagaço kg/s. A energia térmica utilizada no processo (Figura 3) pode ser determinada pela equação 2.6: ).( 353131 . hhmQproc  (2.6) Onde: 31 . m Vazão mássica de vapor na entrada evaporador kg/s; 31h Entalpia do vapor na entrada do evaporador kJ/kg; 35h Entalpia do vapor na saída do evaporador kJ/kg. Na Figura 11 é mostrado a produção de hidrogênio e o rendimento da cogeração da planta em função da quantidade de bagaço. Pode-se observar que a partir do 43 consumo de 2,33 kg/s de bagaço e produção de 6829 Nm 3 /h de hidrogênio, ocorre aumento do rendimento do sistema de cogeração. Este é o ponto referente ao fim do primeiro cenário e início do segundo, onde se inicia a redução de geração de eletricidade (limite destacado por uma linha vermelha vertical). No primeiro cenário, não há alteração no rendimento (77,5 %) já que é consumido o bagaço excedente, sendo assim, não há qualquer efeito sobre o rendimento do sistema. Com início do segundo cenário, redução da geração de potência elétrica, ocorre aumento no rendimento do sistema de cogeração até o valor máximo de 82,8 % (referente à produção máxima de 11955 Nm 3 /h de hidrogênio). A produção de hidrogênio acarreta aumento de aproximadamente 6,8 % no rendimento de cogeração da planta. A razão deste aumento no rendimento do sistema de cogeração apesar da redução da geração de potência elétrica é justificado pela redução na quantidade de energia fornecida (menor quantidade de bagaço) para produção de vapor e também pela redução do consumo de potência pelas bombas, além das parcelas referente a potência térmica de processo e ao trabalho mecânico que permanecem constantes. Figura 11: Rendimento do sistema de cogeração e a produção de hidrogênio em função do bagaço consumido. 77 78 79 80 81 82 83 0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 14000 0 0,6 1,2 1,8 2,4 3 3,6 4,2 R e n d im e n to d e c o g e ra ç ã o ( % ) P ro d u ç ã o d e h id ro g ê n io ( N m 3 /h ) Bagaço consumido (kg/s) Produção hidrogênio Rendimento cogeração CENÁRIO 1 CENÁRIO 2 44 2.3: Capacidade da usina sucroalcooleira, safra 2005/2006. Foi considerado anteriormente, que a capacidade de produção de etanol fosse suficiente para atender a demanda do processo de reforma a vapor. Com esta hipótese foi possível demonstrar os cálculos para atingir a máxima produção de hidrogênio que ocorre no cenário dois, considerando-se as restrições técnicas impostas pelo fabricante da turbina a vapor em relação a vazão mínima em direção ao condensador. Segundo Fiomari (2004), a usina em estudo (safra 2005/2006) apresenta a seguinte capacidade de produção de etanol:  anidro: 43800 m 3  hidratado: 600 m 3 Faz-se a hipótese de que a usina já tenha contrato para a venda de 13800 m 3 de etanol anidro e de todo etanol hidratado, 600 m 3 . Desta forma, só será possível direcionar para produção de hidrogênio 30000 m 3 de etanol anidro, resultando na produção máxima de 8025,32 Nm 3 /h de hidrogênio. Com isso, serão produzidos 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio com o uso do bagaço excedente (cenário 1) e adicional 1196,02 Nm 3 /h com uso do bagaço que seria direcionado a geração de eletricidade. 2.3.1: Rendimento global da usina sucroalcooleira Foi mostrado anteriormente como o rendimento de cogeração foi afetado pela produção de hidrogênio. Agora, considera-se um Índice de Ganho (IG) da usina, baseando-se na potência energética fornecida na entrada pela cana-de-açúcar em relação à potência dos produtos (etanol anidro e hidratado, açúcar, excedente de eletricidade e hidrogênio) na saída e que são direcionados ao consumidor final, conforme é mostrado pela equação 2.7: cana Haçhidranidexced E EEEEW IG 2   (2.7) Onde: IG Índice de ganho %; excedW Potência elétrica excedente da usina kW; 45 anidE Potência térmica do etanol anidro       anidanid PCIm . . kW; hidrE Potência térmica do etanol hidratado       hidhid PCIm . . kW; 2HE Potência térmica do hidrogênio       22 . . HH PCIm kW; açE Potência térmica do açúcar       açaç PCIm . . kW; canaE Potência térmica da cana-de-açúcar       canacana PCIm . . kW; Sendo: açPCI 17551kJ/kg (MENEZES, 2015) kJ/kg; Adotou-se o PCI do açúcar igual ao valor de sua exergia química. canaE 5762kJ/kg (MENEZES, 2015) kJ/kg. Adotou-se o PCI da cana-de-açúcar igual ao valor de sua exergia química. A Figura 12 mostra o comportamento do Índice de Ganho da usina em função da produção de hidrogênio. Observa-se que o maior valor deste índice ocorre quando não há produção de hidrogênio, aproximadamente 36%. A partir do início da produção de hidrogênio ocorre uma declividade constante até a quantidade de 6829,3 Nm 3 /h, trecho referente ao primeiro cenário. A partir de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio inicia-se o segundo cenário que vai até o valor final de 8025,32 Nm 3 /h. Este trecho apresenta uma declividade mais acentuada do que o anterior. A diferença na declividade entre os dois cenários é explicada pela redução de geração de potência elétrica ocorrida no segundo cenário. O comportamento da curva é explicado porque o etanol é um insumo na produção de hidrogênio, ou seja, quanto maior a produção de hidrogênio, maior será o consumo de etanol. Ainda, há as perdas decorrentes do processo de reforma a vapor de etanol que apresenta rendimento de aproximadamente 55%. 46 Figura 12: Índice de Ganho da usina em função da produção de hidrogênio. 2.4: Cálculo do rendimento termodinâmico do processo de reforma a vapor de etanol. Segundo Silva (2010), o cálculo do rendimento termodinâmico do processo de produção de hidrogênio por reforma a vapor é dado pela equação 2.7.      etetbgbg HH ref PCImPCIm PCIm =η .. . .. . 2 2  (2.7) Onde: refη Rendimento termodinâmico do processo de reforma %; bgm . Vazão mássica de bagaço kg/s; etm . Vazão mássica de etanol kg/s; 2 . Hm Vazão mássica de hidrogênio kg/s;   2HPCI Poder Calorífico Inferior do hidrogênio kJ/kg;  bgPCI Poder Calorífico Inferior do bagaço kJ/kg; 32 33 34 35 36 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000 8000 Ín d ic e d e g an h o [ % ] Produção de hidrogênio [Nm3/h] 47  etPCI Poder Calorífico Inferior do etanol kJ/kg. Sendo:   2HPCI =119950 (BRAGA, 2014) kJ/kg;  bgPCI =7320 (BRAGA, 2014) kJ/kg;   anidetPCI . =28300 (BRAGA, 2014) kJ/kg;   hidetPCI . =25000 (VANE, 2012) kJ/kg. Com posse destes valores e com a reação global do processo de reforma a vapor de etanol, equação 2.8.        ggvv HCOOHOHHC 22252 623  (2.8) Faz-se o cálculo estequiométrico, onde 0,046 kg de etanol geram 0,012 kg de hidrogênio, considerando-se o rendimento ideal do processo de reforma. Silva (2010), através da relação de que para cada tonelada de cana-de-açúcar obtém-se 83,33 litros de etanol e 250 kg de bagaço. Com estes parâmetros, obtém-se que para cada tonelada de cana-de-açúcar processada resulta 65,83 kg de etanol. Desta forma, resulta que a massa de bagaço por mol de etanol é de 0,17 kgbg/mol etanol. O rendimento do processo de reforma a vapor é definido pela equação 2.9: etbg H ref EE E   2 (2.9) Onde: ref Rendimento do processo de reforma %; 2HE Potência térmica do hidrogênio kW; bgE Potência térmica do bagaço kW; etE Potência térmica do etanol kW. 48 Com estes valores, Vane (2012) obteve o rendimento termodinâmico da reforma de 55,76% para o etanol anidro e de 59,95% para o etanol hidratado. 49 CAPÍTULO 3: ANÁLISE EXERGÉTICA Segundo Szargut at al (1988), exergia é a quantidade de trabalho obtida quando algum material é trazido a um estado de equilíbrio termodinâmico com os componentes comuns do ambiente por meio de processos reversíveis. Segundo Silveira et al., 2004, a energia não pode ser destruída e pode ser conservada, entretanto, a exergia não se conserva e pode ser destruída. Pode-se citar como exemplo de exergia destruída em um sistema que entra em equilíbrio com o ambiente sem disto resultar algum trabalho útil. O balanço exergético diferencia-se do balanço energético pelo princípio que rege estes balanços. Enquanto o balanço de energia baseia-se na Conservação de Energia, o balanço exergético estabelece suas bases na perda irreparável de exergia (Kotas, 1985). Uma das principais razões para se realizar uma análise exergética em um sistema é a possibilidade de identificar, precisamente, os componentes onde ocorrem as maiores perdas e desperdícios. Uma melhor utilização de recursos energéticos pode ser conseguida pela redução da destruição de exergia no interior de um sistema e/ou perdas. Um objetivo na análise de exergia é a identificação de locais onde a destruição de exergia e as perdas aconteçam e que estas sejam organizadas tendo em vista sua importância. Isso permite que a atenção seja focada em aspectos da operação de um sistema que ofereçam maiores oportunidades para melhorias (Moran e Shapiro, 2002). O método de análise de exergia é particularmente apropriado para maximizar o objetivo de um uso mais eficiente de energia, já que ele permite a determinação de rejeitos e perdas em termos de sua localização, tipo e valores reais. Essa informação pode ser usada no projeto de sistemas térmicos, mas também na indicação de esforços para a redução de fontes de ineficiências em sistemas já construídos e na avaliação do custo de sistemas (Moran e Shapiro, 2002). Segundo Tuna (1999), a análise exergética, ou ainda, análise de disponibilidade, é elaborada para alcançar um uso mais efetivo do recurso energético, porque possibilita a localização, a causa e a verdadeira magnitude do desperdício e da perda. Pode ser usada tal informação no projeto de sistemas energéticos eficientes e para aumentar a 50 performance de sistemas existentes. A análise exergética também proporciona uma visão maior do problema em análise, evitando conclusões baseadas puramente na aplicação da Primeira Lei da Termodinâmica. 3.1: Componentes da Exergia A exergia total pode ser subdividida em quatro componentes: exergia Física (EPh), exergia Química (ECh), exergia Potencial (EPt) e exergia Cinética (EKn), conforme equação 3.1 (TUNA, 1999). ChPtKnPh ExExExExEx  (3.1) 3.1.1: Exergia Potencial e Cinética Segundo Tuna (1999), as energias potencial e cinética de um sistema são, em princípio, completamente conversíveis em trabalho assim que o sistema é trazido e avaliado em relação ao ambiente, e deste modo elas correspondem às exergias potencial e cinética, respectivamente, as equações 3.2 e 3.3. zgExPh . (3.2) 2 2V ExKn  (3.3) Onde: V Velocidade m/s; z Altura m; g Aceleração gravitacional m/s 2 . 3.1.2: Exergia Física A exergia física equivale a máxima quantidade de trabalho possível quando um sistema passa de um estado inicial ao estado de referência (T0, P0), caracterizado pela existência de equilíbrio com meio ambiente (PELLEGRINI, 2009). A exergia física é calculada pela equação 3.4. )()( 000 ssThhexPh  (3.4) 51 Onde: h Entalpia do sistema para o dado estado kJ/kg; s Entropia do sistema para o dado estado kJ/kg.K; h0 Entalpia para o estado de referência kJ/kg; s0 Entropia para o estado de referência kJ/kg.K. T0 Temperatura para o estado de referência K. 3.1.3: Exergia Química Segundo Szargut et al. (1988), a definição de exergia química é semelhante à definição de exergia física, mas com algumas diferenças. A exergia química é definida como o trabalho máximo que pode ser obtido quando o sistema em questão reage com substâncias de referência presentes no ambiente. A exergia química está baseada na composição do combustível assim como na composição do ambiente. Para o cálculo da exergia química específica do bagaço é adotada a proposta de Sales (2007), conforme a Tabela 5 que apresenta a composição elementar do bagaço e será considerada uma fração em massa de água no bagaço. Tabela 5: Características técnicas do bagaço (base seca) (SALES, 2007) Biomassa Composição Elementar (%) Composição Imediata (%) C H O N S Cinza Voláteis Cinzas Carbono Fixo Bagaço 44,8 5,35 39,55 0,38 0,01 9,79 73,78 11,27 14,95 Szargut et al. (1988) apresenta uma equação que relaciona o Poder Calorífico Inferior (PCI) com a exergia química do combustível, considerando-se as frações em massa de oxigênio e carbono, o conteúdo de cinzas, a umidade e a composição molar do combustível, conforme é mostrada pela equação 3.5. águaáguaáguaáguabgbgCh BexBhPCIex .)..(,   (3.5) Sendo o parâmetro β dada pela equação 3.6. 52                                                     c O c N C H c O c H Z Z Z Z Z Z Z Z Z Z 2 2222 3035,01 0450,07884,01.2499,0.2160,00412,1  (3.6) Onde: β Frações de massa dos componentes do bagaço %; Zx/Zy Fração em massa dos diferentes elementos químicos %; Bágua Fração em massa de água no bagaço úmido %; hágua Entalpia de vaporização da água (2.442 kJ/kg; (FIORMARI, 2004)); exágua Exergia química da água líquida (50 kJ/kg; (FIOMARI, 2004)). Logo, a exergia química da vazão mássica do bagaço é dada pela equação 3.7. bgChbgbg exmEx , . . (3.7) Onde: bgm . Vazão mássica de bagaço kg/s; bgChex , Exergia química do bagaço kJ/kg. 3.2: Eficiência racional de Bosjnakovic O conceito de eficiência racional foi introduzido por Kotas (1985) e do ponto de vista da Termodinâmcia, é a relação entre a exergia que foi aproveitada e a exergia que foi fornecida, necessária para acionar o sistema ou um componente do sistema. Portanto, é o somatório das exergias que saem em relação ao somatório das exergias que entram, conforme a equação 3.8.    e s Ex Ex (3.8) Onde:  sEx Somatório das exergias que saem do sistema. kW; 53  eEx Somatório das exergias que entram no sistema kW. 3.3: Análise exergética dos componentes da planta 3.3.1: Caldeira Cortez (1998) propõe um método para o cálculo da exergia em uma caldeira. Primeiramente deve-se estabelecer a relação ar/combustível através das reações padrões (estequiométricas), e para o caso do bagaço de cana-de-açúcar a relação ar/combustível é de 2,753 kgar seco/kgbg úmido. Conhecendo-se a vazão mássica do bagaço e a relação ar/combustível é possível determinar a vazão mássica de ar necessário e, conseqüentemente, a vazão mássica dos gases de escape na caldeira. A exergia física do gás produzido na chaminé pela queima de bagaço na fornalha para geração de vapor pode ser determinada pela equação 3.9. Segundo Kamate et al (2009), a temperatura dos gases de exaustão é limitada a 150 °C.                0 00 . ln... T T TTTCmEx g gpgg (3.9) Onde: gm . Vazão mássica dos gases kg/s; pC Calor específico do gás kJ/kg.K; gT Temperatura do gás na chaminé K; 0T Temperatura do estado de referência 298,15 K. A Figura 13 mostra um esquema de transferência de calor na caldeira. 54 Figura 13: Processo de transferência de calor na caldeira. Segundo Tuna (1999), fazendo-se o balanço exergético para a superfície de controle da caldeira, obtém-se a equação 3.10: caldprodutoarcombvvararcombcomb Iemmemememem  ).(.... .. 2 . 1 ... (3.10) Onde combm . Vazão mássica de combustível kg/s; combe Exergia do combustível kJ/kg; arm . Vazão mássica do ar kg/s; are Exergia do ar kJ/kg; vm . Vazão mássica do vapor kg/s; 1e Exergia da água entrando na caldeira kJ/kg; 2e Exergia de vapor saindo na caldeira kJ/kg; produtoe Exergia do produto (gases) kJ/kg; caldI Irreversibilidade da caldeira kW. 55 Admitindo-se que o ar entre nas condições ambientais e a superfície de controle é expandida de forma a incluir a região de mistura dos produtos da combustão com o ambiente, resulta a equação 3.11: 0.. ..  produtoprodutoarar emem (3.11) Desta forma, a irreversibilidade na caldeira pode ser calculada, conforme a equação 3.12. ).(. 12 .. eememI vcombcombcald  (3.12) A eficiência exergética é dada pela equação 3.13 combcomb v cald em eem . ).( . 12 .   (3.13) Onde: cald Eficiência exergética da caldeira % 3.3.2: Turbina Segundo Tuna (1999), fazendo-se o balanço exergético na superfície de controle da Figura 14, a irreversibilidade da turbina é dada pela equação 3.14. Figura 14: Processo em uma turbina adiabática. tvt WeemI  ).( 21 . (3.14) 56 Onde: tI Irreversibilidade da turbina kW; vm . Vazão mássica de vapor kg/s; 1e Exergia na entrada da turbina kJ/kg; 2e Exergia na saída da turbina kJ/kg; tW Potência da turbina kW. Para turbina adiabática e reversível, resulta na equação 3.15:  120 .. ssmTI gt  (3.15) Sendo: 1s Entropia na entrada da turbina kJ/(kg.K); 2s Entropia na saída da turbina kJ/(kg.K); T0 Temperatura de estado de referência K. A eficiência exergética da turbina é dada pela equação 3.16: ).( 21 . eem W v t t   (3.16) Onde: t Eficiência exergética da turbina %. 3.3.3: Condensador (trocador de calor) O fluxo exergético do vapor no condensador pode ser calculado pelas equações 3.17 e 3.18, baseados na Figura 15. 57 Figura 15: Processo em um trocador de calor em contracorrente. )].()(.[ 01001 . 11 . ssThhmE x  (3.17) )].()(.[ 02002 . 22 . ssThhmEx  (3.18) Onde: qmmm . 2 . 1 .  Vazão mássica de vapor kg/s; 1h Entalpia do vapor na entrada do condensador kJ/kg; 2h Entalpia do líquido na saída do condensador kJ/kg; 0h Entalpia do estado de referência (T=298,15 K) kJ/kg; 1s Entropia do vapor na entrada do condensador kJ/kg.K; 2s Entropia do líquido na saída do condensador kJ/kg.K; 0s Entropia do estado de referência (T=298,15 K) kJ/kg.K. Para a água de resfriamento do condensador, calcula-se o fluxo exergético utilizando-se das equações 3.19 e 3.20: )].()(.[ 03003 . 33 . ssThhmE  (3.19) )].()(.[ 04004 . 44 . ssThhmE  (3.20) Onde: 58 fmmm . 4 . 3 .  Vazão mássica daágua de resfriamento kg/s; 3h Entalpia da água na entrada kJ/kg; 4h Entalpia da água na saída kJ/kg; 3s Entropia da água de resfriamento (entrada) kJ/kg.K; 4s Entropia da água de resfriamento (saída) kJ/kg.K. A temperatura da água de resfriamento na entrada foi adotada como sendo 300 K da e a de saída 312,15 K. Segundo Kotas (1985), a irreversibilidade em trocadores de calor (condensador) é dada pela equação 3.21.         12 . 34 . 0 . ... ssmssmTI qfcond (3.21) Onde: condI . Irreversibilidade no condensador kW; E a eficiência exergética é dada pela equação 3.22: ).( ).( 12 . 34 . eem eem q f cond    (3.22) Onde: cond Eficiência exergéticado condensador % 3.3.4: Válvula de expansão Fazendo-se a análise exergética da válvula de expansão, conforme a Figura 16, obtém-se a irreversibilidade através da equação 3.23. Figura 16: Processo em uma válvula de expansão. 59 ).( 21 . eemIvalv  (3.23) Onde: valvI Irreversibilidade da válvula de expansão kW; . m Vazão mássica de vapor kg/s; 1e Exergia na entrada kJ/kg; 2e Exergia na saída da válvula kJ/kg. E a eficiência exergética da válvula de expansão é dada pela equação 3.24.          . 1. 1 me Ivalv valv (3.24) Onde: valv Eficiência exergética da válvula de expansão %. 3.3.5: Misturador Segundo Tuna (1999), o balanço de exergia na superfície de controle de um misturador adiabático é mostrado na Figura 17 e resulta a equação 3.25. Figura 17: Processo em um misturador. mtIememem  33 . 22 . 11 . ... (3.25) 3 . 2 . 1 . mmm  (3.26) 60 Onde: 1 . m Vazão mássica na entrada, referente ao fluxo 1 kg/s; 1e Exergia na entrada, referente ao fluxo 1 kJ/kg; 2 . m Vazão mássica na entrada, referente ao fluxo 2 kg/s; 2e Exergia na entrada, referente ao fluxo 2 kJ/kg; 3 . m Vazão mássica na saída kg/s; 3e Exergia na saída kJ/kg; mtI Irreversibilidade do misturador kW. Considerando um misturador adiabático, a irreversibilidade é dada pela equação 3.27.         232 . 131 . 0 ... ssmssmTImt (3.27) Onde: 1s Entropia na entrada, referente ao fluxo 1 kJ/(kg.K); 2s Entropia na entrada, referente ao fluxo 2 kJ/(kg.K); 3s Entropia na saída kJ/(kg.K). Sendo que a eficiência exergética é dada pela equação 3.28.         22 . 11 . 33 . .. . emem em mt (3.28) Sendo: mt Eficiência exergética do misturador %. Neste trabalho, tanto o dessuperaquecedor como o desaerador foram aproximados e modelados como sendo um misturador. 3.3.6: Bomba Segundo Tuna (1999), aplicando o balanço de exergia à Figura 18, a irreversibilidade da bomba é dada pela equação 3.29. 61 Figura 18: Processo em uma bomba. ).( 21 . eemWI bb  (3.29) . 2 . 1 . mmm  (3.30) Onde: bI Irreversibilidade na bomba kW; bW Potência da bomba kW; . m Vazão mássica na bomba kg/s; 1e Exergia na entrada da bomba kJ/kg; 2e Exergia na saída da bomba kJ/kg. E a eficiência exergética é dada pela equação 3.31. b b W eem ).( 12 .   (3.31) Onde: b Eficiência exergética da bomba %. 3.4: Análise exergética do sistema de cogeração A Tabela 6 apresenta a análise da eficiência exergética, Racional e a irreversibilidade dos principais equipamentos da usina, ainda com a configuração original, ou seja, sem a incorporação do processo de reforma a vapor. Pode-se observar que a caldeira apresenta tanto a menor eficiência exergética (30,40 %) como a menor eficiência racional (31,98 %). Em seguida, tem-se o condensador com 36,98 % de eficiência exergética e 37,95 % de eficiência racional. Todos os outros equipamentos 62 apresentam eficiência acima de 60 %. Como esperado, a eficiência Racional é maior do que a exergética porque ela considera que toda a exergia na saída é útil, ou seja, a exergia na entrada é igual a exergia na saída adicionada a irreversibilidade (exergia destruída). No caso da eficiência exergética, a exergia na saída é dividida em uma parte que é a exergia útil e outra parte que é a exergia perdida. Esta parcela da chamada exergia “perdida” faz com que a eficiência exergética seja menor do que a racional. Tabela 6: Análise exergética da configuração original da usina (sem produção de hidrogênio). Equipamento Posição do equipamento no diagrama de processo (Figura 3) Irreversibilidade kW Eficiência Exergética % Eficiência Racional % Caldeira (40-1) 131577,30 30,40 31,98 Turbogerador (4-5/6/7) 4843,49 79,79 89,88 Condensador (7-8) 491,33 36,98 37,95 Bomba (condensador) (8-32) 2,29 60,20 87,20 Desaerador (28/37-38) 113,45 93,74 93,74 Bomba (caldeira) (38-39) 237,17 64,73 90,00 Nas Figuras 19, 20, 21, 22 e 23 são mostradas as eficiências exergética, eficiência Racional de Bosjnakovic em função da produção de hidrogênio, respectivamente, para os seguintes equipamentos: caldeira, turbogerador, condensador, bomba e bomba de alimentação da caldeira. Observa-se que até a produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio, a eficiência Racional e a exergética permanecem constantes. Este comportamento é esperado porque esta região corresponde ao primeiro cenário, onde a produção de hidrogênio é realizada através do excedente de bagaço, sem afetar a geração de potência elétrica. A partir da produção de 6829,3 Nm 3 /h de hidrogênio, começa o segundo cenário, onde parte do bagaço que seria consumido na produção de vapor para geração de potência elétrica começa a ser destinado à produção de hidrogênio. É observado que com o aumento da produção de hidrogênio, a partir do segundo cenário, ocorre aumento em ambas as eficiências, tanto exergética quanto a Racional. 63 Na Figura 19 é apresentada a eficiência exergética e racional da caldeira em função da produção de hidrogênio. Considerando-se a máxima produção de hidrogênio (11955,3 Nm 3 /h) há aumento nas eficiências, tanto na eficiência exergética como na racional de aproximadamente 0,5%. Figura 19: Eficiência exergética e racional da caldeira em função da produção de hidrogênio. Na Figura 20 é apresentada a eficiência exergética e racional da turbina em função da produção de hidrogênio. Considerando-se a máxima produção de hidrogênio (11955,3 Nm 3 /h), há aumento de 3,75 % na eficiência exergética e de 2,57 % na eficiência racional. Observa-se, ainda, que a eficiência racional é 11 % maior do que a eficiência exergética. Na Figura 21 é apresentada a eficiência exergética e racional do condensador em função da produção de hidrogênio. Observa-se que a produção de hidrogênio não afeta a eficiência exergética e nem a eficiência racional. E que a eficiência racional é 2,61 % maior do que a eficiência exergética. 30,0 30,4 30,8 31,2 31,6 32,0 32,4 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a d a ca ld e ir a (% ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Exergética Racional 64 Figura 20: Eficiência exergética e racional da turbina em função da produção de hidrogênio. Figura 21: Eficiência exergética e racional do condensador em função da produção de hidrogênio. Na Figura 22 é apresentada a eficiência exergética e racional da bomba em função da produção de hidrogênio. Observa-se que a produção de hidrogênio não afeta a eficiência exergética e nem a eficiência racional. E que a eficiência racional é 34,70 % maior do que a eficiência exergética. 79 81 83 85 87 89 91 93 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a d a tu rb in a a v ap o r (% ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Exergética Racional 36,8 37,0 37,2 37,4 37,6 37,8 38,0 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000Ef ic iê n ci a d o c o n d e n sa d o r (% ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Exergética Racional 65 Figura 22: Eficiência exergética e racional da bomba em função da produção de hidrogênio. Na Figura 23 é apresentada a eficiência exergética e racional da bomba de alimentação da caldeira em função da produção de hidrogênio. Observa-se que a produção de hidrogênio não afeta a eficiência exergética e nem a eficiência racional. E que a eficiência racional é 39,02 % maior do que a eficiência exergética. Figura 23: Eficiência exergética e racional da bomba de alimentação da caldeira em função da produção de hidrogênio. 60 65 70 75 80 85 90 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a d a b o m b a (% ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Exergética Racional 60 65 70 75 80 85 90 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a d a b o m b a d e a lim e n ta çã o d a ca ld e ir a (% ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Exergética Racional 66 Na Figura 24 é apresentada a comparação da eficiência exergética dos diferentes equipamentos em função da produção de hidrogênio. Observa-se que a caldeira apresenta a menor eficiência exergética do que os outros equipamentos e o turbogerador a maior eficiência. Figura 24: Comparação da eficiência exergética em função da produção de hidrogênio para diferentes equipamentos. Na Figura 25 é apresentada a comparação da eficiência racional de diferentes equipamentos em função da produção de hidrogênio. Observa-se que a caldeira apresenta a menor eficiência racional do que todos os outros equipamentos e o turbogerador a maior eficiência. Este fato era esperado devido a perdas, as irreversibilidades associadas à combustão, ao atrito do fluido e pela transferência de calor as vizinhanças. 30 36 42 48 54 60 66 72 78 84 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a Ex e rg é ti ca ( % ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Caldeira Turbina a vapor Condensador Bomba Bomba de alimentaçao da caldeira 67 Figura 25: Comparação da eficiência racional em função da produção de hidrogênio para diferentes equipamentos. 30 40 50 60 70 80 90 6000 7000 8000 9000 10000 11000 12000 Ef ic iê n ci a R ac io n al ( % ) Produção de hidrogênio (Nm3/h) Caldeira Turbina a vapor Condensador Bomba Bomba de alimentação da caldeira 68 CAPÍTULO 4: ANÁLISE ECONÔMICA Segundo Tuna (1999), a análise econômica fornece o custo associado ao investimento, operação e manutenção do sistema a ser analisado e este valor é utilizado em equações de balanço de custo. As principais variáveis utilizadas são os gastos com a aquisição, instalação, operação e manutenção de cada componente da planta. Entre outros fatores que afetam esta análise e devem ser considerados são a taxa de juros; tempo de retorno do investimento; custos dos combustíveis; vida útil dos equipamentos; capacidade da planta; período de operação. Análise econômica está baseada em metodologia de engenharia econômica para a determinação de custos, desenvolvida por vários autores (SILVEIRA, 1997; SILVEIRA, 2004; VILLELA, 2005, SILVEIRA, 2007; LAMAS, 2009; SILVEIRA, 2009), onde serão alocados os custos dos produtos da usina sucroalcooleira, para a nova configuração proposta. Esses custos serão determinados em função dos custos associados a operação, manutenção, investimentos de capitais para cada equipamento na nova configuração proposta, o custo do bagaço e as tarifas de energia elétrica. 4.1: Análise econômica da incorporação da produção de hidrogênio Esta análise visa determinar o custo de produção do hidrogênio em US$/kWh em uma usina sucroalcooleira tradicional que passa a incorporar a produção de hidrogênio através da reforma a vapor de etanol. 4.1.1: Custo de produção do hidrogênio Para se determinar o custo de produção do hidrogênio pode-se utilizar a equação 4.1, conforme Souza (2005), Silveira (1998) e Silveira et al (2014). manop H ref H CC EH fInv C  2 2 . . (4.1) Onde: 2HC Custo de produção do hidrogênio US$/kWh; refInv Investimento de referência do reformador de etanol US$; f Fator de anuidade 1/ano; 69 2HE Potência térmica do hidrogênio kW; H Período de utilização h/ano; opC Custo de operação US$/kWh; manC Custo de manutenção US$/kWh. 4.1.1.1: Estimativa do investimento no reformador de etanol Para a estimativa do investimento foi utilizada a técnica de Boehm (1987) que é uma metodologia para determinação de custos de equipamentos. Para tanto, é necessário caracterizar alguns parâmetros, como mostrado na Figura 26, e conforme a equação 4.2. Figura 26: Metologia para a determinação do custo do equipamento (SILVA, 2010). m r r S S CC        . (4.2) Onde: C Custo do equipamento para uma grandeza de interesse S; m Fator de incidência, normalmente de 0,5 a 1,0; rC Custo do equipamento para uma grandeza de referência Sr. 70 Segundo Silva (2010) e Silveira et al (2014), para a aplicação desta técnica é necessário a caracterização do equipamento, identificação dos parâmetros rC , rS , m e correção por opções típicas de equipamento. Baseando-se no custo específico do investimento para o processo de reforma para produção de 1 Nm 3 /h com valor estimado de US$50.000,00 (SILVEIRA et al., 2006) e na produção de 1500 Nm 3 /h com valor estimado de US$8.000.000,00 (KOTHARI et al., 2008), SILVA (2010) adaptou a equação 4.2 para o processo de reforma a vapor de etanol, de acordo com a capacidade de vazão volumétrica do hidrogênio, obtendo a equação 4.3. 4 5304,0 10. 750 .400 2        H ref m Inv (4.3) Onde: refInv Investimento de referência do reformador de etanol US$; 2Hm Vazão volumétrica/produção de hidrogênio Nm 3 /h. 4.1.1.2: Custo de Operação Segundo Silveira et al (2014): o custo de operação é dado pela equação 4.4. 22 .. H etet H bgbg op E CE E CE C  (4.4) Onde: opC Custo de operação US$/kWh; bgE Potência térmica do bagaço (mbg.PCIbg) kW; bgC Custo do bagaço de cana-de-açúcar US$/kWh; 2HE Potência térmica do hidrogênio (mH2.PCIH2) kW; etE Potência térmica do etanol (met.PCIet) kW; etC Custo do etanol US$/kWh. 4.1.1.3: Custo de Manutenção Segundo Kothari et al.,(2008), o custo de manutenção é dado pela equação 4.5: 71 2 . . .03,0 H ref man EH fInv C  (4.5) Onde: manC Custo de manutenção US$/kWh; refInv Investimento de referência do reformador de etanol US$; f Fator de anuidade 1/ano; H Período de utilização h/ano; 2HE Potência térmica do hidrogênio kW. Onde:   1 1.    k k q qq f (4.6) 100 1 r q  (4.7) Sendo: k Período de amortização anos; r Taxa de juros anual %. 4.2: Estimativa do investimento no gerador de vapor para processo de reforma a vapor Esta estimativa será realizada para o cenário 2, que está relacionado a máxima produção de hidrogênio. Como será vaporizada a mistura água etanol, faz-se necessário a definição desta grandeza. Segunda Silva (2010), a relação volumétrica de água/(etanol anidro) no processo de reforma a vapor é dada por (1-0,9). Para o etanol hidratado, toma-se como referência o valor obtido no trabalho de Silva (2010), considerando-se que seja necessária a mesma energia que foi fornecida pelo etanol anidro, chegou-se a relação volumétrica de água/(etanol hidratado) de 1/1. Segundo Silveira et al (2012), a estimativa do investimento no gerador de vapor para o processo de reforma é dado pela equação 4.8. 64,0 . 1000 .44800          mist rvaporizado m I (4.8) 72 Onde: rvaporizadoI Estimativa do investimento no gerador de vapor US$; mistm . Quantidade da mistura (etanol+água) a ser vaporizada kg/h. Como calculado no capítulo 2, para a produção máxima de 11955,3 Nm 3 /h de hidrogênio, sendo consumidos 9517,6 l/h de etanol anidro ou 10277,9 l/h de etanol hidratado. A Tabela 7 mostra a quantidade do vapor da mistura a ser utilizada no processo de reforma, bem como o valor estimado do investimento. Tabela 7: Estimativa do investimento do gerador de vapor. Tipo de mistura Vazão mássica kg/h Investimento US$ Etanol anidro +água 18088 285767 Etanol hidratado+água 18577 290687 Da Tabela 7, observa-se que a estimativa do investimento para a produção de hidrogênio utilizando-se como insumo o etanol hidratado é 1,72 % maior do que o valor estimado para o etanol anidro, sendo a diferença de US$4920,00. 4.3: Estimativa do investimento nos equipamentos principais (reformador e gerador de vapor) necessários para produção de hidrogênio por reforma a vapor O investimento inicial ( inicialI ) é dado pela equação 4.9, temos: rvaporizadorefinicial IInvI  (4.9) Onde: inicialI Investimento inicial no reformador e vaporizador US$. 73 4.4: Estimativa dos investimentos nos equipamentos principais de uma usina sucroalcooleira Segundo Silveira e Tuna (2003), a estimativa de investimento em uma turbina a vapor é dada pela equação 4.10.   7,0 .6000 ptv EI  (4.10) Onde: Itv Investimento na turbina a vapor US$; Ep Potência gerada pela turbina kW. A estimativa obtida através da equação 4.10 foi atualizada pela inflação no período dos Estados Unidos da América, utilizando-se para tanto o “site” do Bureau of Labor Statistics, United States Department of Labor. De acordo com a EXM Partners, em 2016, as usinas sucroalcooleiras foram vendidas por tonelada de cana (capacidade instalada) que variou entre US$19,10 a US$67,90 (fonte: novacana.com.br). Segundo Fiomari (2004), a usina tem uma capacidade instalada de 1.300.000 toneladas de cana por ano. Foi adotado US$43,50/tcana, que é o valor médio para o cálculo do investimento de uma usina. 4.5: Parâmetros adotados para análise econômica do custo do hidrogênio O consumo de 0,7961 l/h de etanol anidro para 1 Nm 3 /h de hidrogênio (Silva, 2010) ou 0,8597 l/h de etanol hidratado para a mesma produção de hidrogênio; - taxas de juros: 4, 8 e 12 %; - período de operação: 3000, 3500, 4000 h/ano; - período de amortização de 4, 6, 8, 10, 12 anos; - custo de produção do etanol anidro de US$0,12/l; - custo de produção do etanol hidratado: considerado como sendo 70% do valor do etanol anidro R$0,28/l ou US$0,084/l; - custo do bagaço de cana-de-açúcar: US$6,21/t; 74 4.6: Resultados da análise econômica Na Figura 27 é apresentado o custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros para diferentes períodos de amortização e período de utilização de 4000 h/ano. O etanol anidro foi o insumo utilizado. Figura 27: Custo de produção do hidrogênio em função da taxa de juros; H=4000 h/ano, etanol anidro. Na Figura 28 foram utilizados os mesmos parâmetr